Prarancangan Pabrik Butil Metakrilat Dari Asam Metakrilat Dan Butanol PDF [PDF]

Citation preview

SKRIPSI PRARANCANGAN PABRIK BUTIL METAKRILAT DARI ASAM METAKRILAT DAN BUTANOL Kapasitas 40.000 Ton/Tahun



Disusun oleh: SAGUNG PUTRI CAHYANI DEWI 151.01.1038



JURUSAN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNOLOGI INDUSTRI INSTITUT SAINS & TEKNOLOGI AKPRIND YOGYAKARTA 2019



KATA PENGANTAR



Puji syukur dan terima kasih kepada Tuhan Yang Maha Esa yang senantiasa melimpahkan rahmat-Nya, sehingga penyusun dapat menyelesaikan skripsi berupa prarancangan pabrik kimia yang berjudul prarancangan pabrik butil metakrilat dari asam metakrilat dan butanol dengan kapasitas produksi 40.000 ton/tahun. Skripsi yang berupa prarancangan pabrik kimia ini sebagai salah satu syarat untuk memenuhi kelulusan di Jurusan Teknik Kimia, Fakultas Teknologi Industri, Institut Sains & Teknologi AKPRIND Yogyakarta. Penyusunan skripsi ini tidak terlepas bantuan banyak pihak baik moril maupun materiil. Oleh karena itu, dengan ketulusan hati penyusun mengucapkan terima kasih kepada : 1. Bapak Dr. Ir. Amir Hamzah, M.T., selaku Rektor Institut Sains & Teknologi AKPRIND Yogyakarta. 2. Bapak Dr. Ir. Toto Rusianto, M.T., selaku Dekan Fakultas Teknologi Industri, Institut Sains & Teknologi AKPRIND Yogyakarta. 3. Ibu Sri Rahayu Gusmarwani, S.T., M.T., selaku Ketua Jurusan Teknik Kimia, Fakultas Teknologi Industri, Institut Sains & Teknologi AKPRIND Yogyakarta. 4. Bapak Bambang Kusmartono, S.T., M.T., selaku Dosen Pembimbing I. 5. Ibu Ani Purwanti, S.T., M.Eng., selaku Dosen Pembimbing II. 6. Novita Susanti selaku partner skripsi. 7. Teman – teman Teknik Kimia angkatan 2015 dan semua pihak yang telah membantu penyusun sehingga skripsi ini dapat terselesaikan. Penyusun menyadari bahwa penyusunan skripsi ini masih jauh dari sempurna, oleh karena itu penyusun mengharapkan kritik dan saran yang membangun untuk penyusunan skripsi yang lebih baik. Akhir kata semoga skripsi ini dapat bermanfaat bagi semua yang memerlukannya.



Yogyakarta, 20 Agustus 2019 Penyusun



v



DAFTAR ISI



HALAMAN JUDUL ........................................................................................ i HALAMAN PENGESAHAN .......................................................................... ii HALAMAN PERNYATAAN .......................................................................... iv KATA PENGANTAR ...................................................................................... v DAFTAR ISI .................................................................................................... vi DAFTAR TABEL ............................................................................................ ix DAFTAR GAMBAR ........................................................................................ xi DAFTAR SIMBOL .......................................................................................... xii INTISARI ...................................................................................................... xiv BAB I



PENDAHULUAN ........................................................................... 1 1.1.



Latar Belakang ....................................................................... 1



1.2.



Tinjauan Pustaka .................................................................... 2



1.3.



Pemilihan Proses .................................................................... 4



1.4.



Pemilihan Lokasi Pabrik ......................................................... 5



1.5.



Pemilihan Kapasitas Perancangan ........................................... 7



BAB II



URAIAN PROSES .......................................................................... 9



BAB III



SPESIFIKASI BAHAN .................................................................. 11



BAB VI



BAB V



BAB VI



3.1.



Bahan Baku ............................................................................ 11



3.2.



Bahan Pembantu ..................................................................... 12



3.3.



Produk .................................................................................... 12



DIAGRAM ALIR ........................................................................... 14 4.1.



Diagram Alir Kualitatif ........................................................... 15



4.2.



Diagram Alir Kuantitatif ......................................................... 16



4.3.



Process Engineering Flow Diagram (PEFD) .......................... 17



NERACA MASSA .......................................................................... 18 5.1.



Neraca Massa Keseluruhan ..................................................... 18



5.2.



Neraca Massa Tiap Alat .......................................................... 18



NERACA PANAS ........................................................................... 21



BAB VII SPESIFIKASI ALAT ..................................................................... 26



vi



7.1.



Spesifikasi Alat Proses............................................................ 26



7.2.



Spesifikasi Alat Utilitas .......................................................... 49



BAB VIII UTILITAS....................................................................................... 71 8.1.



Unit Penyediaan Air ............................................................... 71 8.1.1. Air Pendingin .............................................................. 72 8.1.2. Air Umpan Boiler ........................................................ 73 8.1.3. Air Minum, Kebutuhan Rumah Tangga, dan Kantor .... 73 8.1.4. Air Pemadam Kebakaran ............................................. 74 8.1.5. Tahap – tahap Pengolahan Air ..................................... 74 8.1.6. Diagram Alir Proses Pengolahan Air ........................... 78 8.1.7. Kebutuhan Air ............................................................. 79



8.2.



Penyediaan Steam ................................................................... 81



8.3.



Pembangkit Listrik ................................................................. 82



8.4.



Pengadaan Bahan Bakar ......................................................... 85



8.5.



Pengadaan Udara Tekan ......................................................... 88



BAB IX LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK .......................................... 90



BAB X



9.1.



Pemilihan Lokasi .................................................................... 90



9.2.



Tata Letak Pabrik ................................................................... 92



9.3.



Tata Letak Alat ....................................................................... 93



STUKTUR ORGANISASI ............................................................. 97 10.1. Tugas Pokok Organisasi Pabrik .............................................. 97 10.2. Fungsi Organisasi ................................................................... 97 10.3. Bentuk Perusahaan ................................................................. 97 10.4. Struktur Organisasi ................................................................. 99 10.5. Tugas dan Wewenang .......................................................... 100 10.6. Tenaga Kerja ....................................................................... 105



BAB XI



EVALUASI EKONOMI.............................................................. 111 11.1. Modal Total (Total Capital Investment) ............................... 111 11.2. Biaya Produksi Total (Total Production Cost) ..................... 112 11.3. Perkiraan Keuntungan (Profit Estimation) ........................... 113 11.4. Analisa Kelayakan ............................................................... 113



vii



11.5. Harga Peralatan ................................................................... 115 11.6. Rincian Perhitungan Physical Plant Cost (PPC) .................. 117 11.7. Rincian Perhitungan Modal Tetap (Fixed Capital Invesment) ........................................................................... 125 11.8. Biaya Produksi/Manufacturing Cost (MC) ........................... 126 11.9. Working Capital (WC) ......................................................... 130 11.10. Pengeluaran Umum/General Expenses (GE) ........................ 131 11.11. Perkiraan Keuntungan/Profit Estimation .............................. 132 11.12. Analisa Kelayakan ............................................................... 133 BAB XII KESIMPULAN ............................................................................ 137 DAFTAR PUSTAKA LAMPIRAN



viii



DAFTAR TABEL



Tabel 1.1.



Data Statistik Kebutuhan Butil Metakrilat di Indonesia .................. 7



Tabel 1.2.



Kebutuhan Butil Metakrilat di Regional ASEAN ........................... 7



Tabel 5.1.



Neraca Massa Keseluruhan ............................................................ 18



Tabel 5.2.



Neraca Massa di Tangki Pencampur .............................................. 18



Tabel 5.3.



Neraca Massa di Reaktor-01 .......................................................... 19



Tabel 5.4.



Neraca Massa di Reaktor-02 .......................................................... 19



Tabel 5.5.



Neraca Massa di Reaktor-03 .......................................................... 19



Tabel 5.6.



Neraca Massa di Netraliser ............................................................ 20



Tabel 5.7.



Neraca Massa di Dekanter ............................................................. 20



Tabel 5.8.



Neraca Massa di Menara Distilasi .................................................. 20



Tabel 6.1.



Neraca Panas di Tangki Pencampur ............................................... 21



Tabel 6.2.



Neraca Panas di Reaktor-01 ........................................................... 21



Tabel 6.3.



Neraca Panas di Reaktor-02 ........................................................... 22



Tabel 6.4.



Neraca Panas di Reaktor-03 ........................................................... 22



Tabel 6.5.



Neraca Panas di Netraliser ............................................................. 23



Tabel 6.6.



Neraca Panas di Dekanter .............................................................. 23



Tabel 6.7.



Neraca Panas di Menara Distilasi................................................... 24



Tabel 6.8.



Neraca Panas di Heater-01 ............................................................ 24



Tabel 6.9.



Neraca Panas di Heater-02 ............................................................ 24



Tabel 6.10. Neraca Panas di Cooler ................................................................. 25 Tabel 8.1.



Kebutuhan Tenaga Listrik untuk Alat Proses Produksi .................. 83



Tabel 8.2.



Kebutuhan Tenaga Listrik untuk Alat – alat Utilitas ...................... 83



Tabel 9.1.



Rincian Area Bangunan Pabrik dengan Luas 15.708 m2 ................. 93



Tabel 10.1. Jadwal Pembagian Kelompok Shift ............................................ 106 Tabel 10.2. Penggolongan Karyawan ............................................................ 107 Tabel 10.3. Jumlah Karyawan menurut Jabatan............................................. 107 Tabel 10.4. Perincian Golongan dan Gaji Karyawan ..................................... 109 Tabel 11.1. Cost Index Tahun 1987 – 2002 ................................................... 115 Tabel 11.2. Indeks Harga Tahun 2013 – 2023 ............................................... 116



ix



Tabel 11.3. Harga Alat Proses Produksi ........................................................ 118 Tabel 11.4. Harga Peralatan Utilitas dari Luar Negeri ................................... 119 Tabel 11.5. Harga Peralatan Utilitas dari Dalam Negeri ................................ 120 Tabel 11.6. Biaya Bangunan Pabrik .............................................................. 123 Tabel 11.7. Physical Plant Cost (PPC) ......................................................... 125 Tabel 11.8. Biaya Tenaga Kerja .................................................................... 127 Tabel 11.9. Direct Manufacturing Cost (DMC) ............................................. 128 Tabel 11.10. Indirect Manufacturing Cost (IMC) ............................................ 129 Tabel 11.11. Fixed Manufacturing Cost (FMC) .............................................. 130 Tabel 11.12. Working Capital (WC) ................................................................ 131 Tabel 11.13. General Expenses (GE) .............................................................. 132



x



DAFTAR GAMBAR



Gambar 1.1. Struktur Molekul Butil Metakrilat ............................................... 1 Gambar 1.2. Grafik Impor Butil Metakrilat ASEAN 2009 – 2017.................... 8 Gambar 4.1. Diagram Alir Kualitatif ............................................................... 15 Gambar 4.2. Diagram Alir Kuantitatif ............................................................. 16 Gambar 8.1. Diagram Alir Proses Pengolahan Air ........................................... 78 Gambar 9.1. Lay Out Tata Letak Pabrik........................................................... 95 Gambar 9.2. Tata Letak Alat ........................................................................... 96 Gambar 10.1. Struktur Organisasi Pabrik Butil Metakrilat ................................. 99 Gambar 11.1. Grafik Hubungan Tahun dengan Cost Index Harga Alat116 Gambar 11.2. Grafik Analisa Ekonomi ........................................................... 136



xi



DAFTAR SIMBOL A : luas penampang, luas permukaan (m²) atau (ft2) A : faktor tumbukan a’t : luas penampang tube (in2) a : percepatan (m/s²) Cp : kapasitas kalor (J/kg.K) atau (kcal/gmoloC) E : energi aktivasi (kJ/kgmol) F : gaya (Newton) FA0 : jumlah mol mula – mula senyawa A Ft : jumlah mol total campuran f : faktor friksi g : percepatan gravitasi (m/s²) setara 9,8 m/s2 gc : konstanta kecepatan gravitasi lbm.ft/lbf s2 h : ketinggian atau kedalaman, meter (m) atau feet (ft) k : konstanta kecepatan reaksi k : konduktivitas thermal senyawa , kcal/jam.m.K L : panjang (m) atau (ft) m : massa (kg) n : jumlah partikel dalam gmol, lbmol, kmol P : daya (Watt) atau hourse power (Hp) P : tekanan (atm) atau (N/m²) atau psi, mmHg Pc : tekanan kritis, atm atau bar 0 P : tekanan uap murni (mmHg) Q : energi panas, Joule (J), Btu, atau cal Q : kecepatan volumetric m3/jam, gpm, ft 3/jam r : jari – jari lingkaran/radius (m) atau feet (ft) R : konstanta gas ideal Re : bilangan Reynold Rd : faktor pengotor, jam.ft 2.oF/Btu rA : kecepatan reaksi kgmol/m3.jam T : suhu celcius (oC), farenhait (oF) atau kelvin (K) Tc : suhu kritis, kelvin (K) Tr : suhu tereduksi, kelvin (K) t : waktu (s) Ud : koefisien perpindahan panas overall, btu/jam.ft 2.oF V : volume (m3) atau ft3 v : kecepatan linear (m/s) W : usaha (Joule) λ : kalor laten (Btu/lbm) atau (J/g) λ : kondutivitas termal gas, (kcal/cm.s K) μ (mu) : viskositas (Pa.s), Poise, cP π (pi) : setara nilai 3,14 ρ (rho) : rapat massa atau densitas (kg/m3) atau (lbm/ft3) φ : spericity (luas bola/luas katalisator) ε : fraksi volume kosong xii



ρB ΔHf ΔHfg ΔHR



: bulk density (kg/m3) : panas pembentukan standard (Joule/gmol) : panas penguapan (Btu/lbm) : panas reaksi (cal/gmol)



xiii



INTISARI Butil metakrilat adalah ester metakrilat yang merupakan hasil esterifikasi asam metakrilat dengan butanol dengan katalisator asam sulfat. Butil metakrilat dalam industri kimia terutama digunakan sebagai pendispersi pigmen, promotor perekatan, sehingga untuk aplikasinya banyak digunakan di dalam industri pelapisan kulit, pengkilap lantai, lapisan pelindung, bahan perekat dan industri cat. Pabrik butil metakrilat dengan bahan baku asam metakrilat dan butanol beroperasi secara kontinyu. Reaksi dijalankan dalam reaktor alir tangki berpengaduk (RATB) pada fase cair menggunakan tiga reaktor (RATB) yang disusun seri dengan konversi total 90% terhadap asam metakrilat dengan suhu 90oC pada tekanan 1 atm. Reaksi yang terjadi menghasilkan panas (eksotermis), sehingga reaktor perlu dilengkapi jaket pendingin dengan medium pendinginnya berupa air yang bersuhu 30oC. Pabrik ini direncanakan akan didirikan di Cilegon, Banten di atas tanah seluas 15.708 m2. Pabrik beroperasi selama 24 jam dalam sehari dengan waktu produksi selama 330 hari per tahun, sedangkan jumlah tenaga kerja yang dibutuhkan sebanyak 135 orang. Pabrik dirancang dengan kapasitas 40.000 ton/tahun. Bahan baku yang dibutuhkan adalah asam metakrilat 99% sebanyak 29.787,4358 ton/tahun, butanol 99% sebanyak 24.367,9428 ton/tahun, dan sebagai katalisator digunakan asam sulfat 93% sebanyak 951,2762 ton/tahun. Utilitas yang dibutuhkan meliputi air sebanyak 544.198,2195 ton/tahun, steam sebanyak 27.858,9118 ton/tahun, listrik sebesar 2.811.120 kWh/tahun, bahan bakar berupa residual fuel oil sebanyak 3.990,2117 ton/tahun dan udara tekan sebanyak 36.792 m3/tahun. Dilihat dari sifat kimia maupun fisis bahan baku dan produk yang tergolong berbahaya dan beracun, maka pabrik ini termasuk pabrik beresiko tinggi (high risk). Dari hasil perhitungan evaluasi ekonomi diperlukan modal tetap sebesar US$ 30,789,913.85 dan Rp. 309.545.282.691,40 modal kerja sebesar US$ 1,298,578.38 dan Rp. 326.394.242.114,72. Keuntungan sebelum pajak (PBT) sebesar US$ 23,550,922.3593 dan keuntungan setelah pajak (PAT) sebesar US$ 14,130,553.4156 dengan Return on Investment (ROI) sebelum pajak sebesar 44,62% dan setelah pajak sebesar 26,77%. Pay Out Time (POT) sebelum pajak sebesar 1,83 tahun dan setelah pajak sebesar 2,72 tahun. Break Even Point (BEP) sebesar 42,50% dari kapasitas perancangan, Shut Down Point (SDP) sebesar 25,83% dari kapasitas perancangan dan Discounted Cash Flow (DCF) sebesar 30,73%. Ditinjau dari resiko pabrik dan hasil evaluasi ekonomi maka pabrik butil metakrilat ini cukup layak dipertimbangkan untuk didirikan. Kata kunci : asam metakrilat, asam sulfat, butanol, butil metakrilat, esterifikasi.



xiv



BAB I PENDAHULUAN



1.1.



Latar Belakang Indonesia sebagai bagian negara – negara di dunia harus siap untuk



menghadapi era perdagangan bebas yang sudah dimulai. Indonesia bisa dikatakan masih tertinggal untuk menghadapi era perdagangan bebas tersebut. Kondisi perekonomian Indonesia akhir – akhir ini yang terpuruk merupakan salah satu tanda yang tidak bisa dihindari. Karena itu perlu upaya baru agar Indonesia lebih siap dan bisa bersaing dengan negara lain. Salah satunya dengan pengembangan di bidang



industri.



Pembangunan



industri sebagai



bagian dari usaha



pengembangan jangka panjang diarahkan agar mencapai kondisi ekonomi yang lebih kuat, yaitu kondisi di mana ekonomi dengan titik berat industri yang maju. Karena itu, proses pengembangan industri lebih diperhatikan untuk mendukung kemajuan industri sebagai penggerak peningkatan laju ekonomi dan perluasan lapangan kerja. Dalam dunia industri, banyak sekali produk yang mempunyai prospek bagus seperti butil metakrilat. Butil metakrilat mempunyai rumus molekul C8H14O2 mempunyai nama IUPAC, di antaranya 2-methyl-2-proponic acid butyl ester, butyl 2-methyl-2-propenate, dan 2-methyl butyl acrylate. Struktur molekul butil metakrilat dapat dilihat pada Gambar 1.1.



Gambar 1.1. Struktur Molekul Butil Metakrilat Pendirian pabrik butil metakrilat ini diharapkan dapat memenuhi kebutuhan butil metakrilat di Indonesia yang diharapkan dapat mengurangi kebutuhan impor. Selain itu, hal ini dapat menjadi acuan tumbuhnya industri butil metakrilat yang lain untuk meningkatkan kualitas sumber daya manusia.



1



2



Dipandang dari segi sosial akan dapat memberikan lapangan pekerjaan bagi penduduk serta meningkatkan pendapatan pemerintah suatu daerah.



1.2.



Tinjauan Pustaka Butil metakrilat dapat dibuat dengan tiga cara, yaitu dengan bahan baku



asam metakrilat dan butanol, dengan bahan baku metakrolein, butanol, dan oksigen, dan dengan bahan baku metil metakrilat dan butanol. a.



Bahan baku asam metakrilat dan butanol Butil metakrilat disintesis dengan reaksi esterifikasi (Fauconet dkk., 1996). T = 80-130°C



C4H6O2 + C4H9OH



C8H14O2 + H2O H2SO4



Esterifikasi antara asam metakrilat dengan butanol merupakan reaksi kesetimbangan. Konversi di dalam reaktor tidak bisa melebihi nilai tertentu yang ditentukan konstanta kesetimbangan. Untuk meningkatkan konversi reaksi dapat dilakukan dengan salah satu reaktan dibuat berlebih (Sakakura, 1994). Katalis yang dapat digunakan dalam reaksi esterifikasi antara lain asam sulfat, p-toluenesulfonic acid, naphtenesulfonic acid, benzenesulfonic acid, dan methanesulfonic acid. Asam kuat ini harus dihilangkan setelah reaksi. Penghilangan asam dapat dilakukan dengan mereaksikan produk keluar reaktor dengan larutan alkali sehingga terjadi netralisasi. Dengan cara ini diperlukan alkali yang banyak agar netralisasi dapat sempurna. Selain itu sangat sulit mengambil kembali katalis asam dan asam metakrilat yang telah dinetralkan. Limbah yang dihasilkan cukup banyak dan mengandung garam dengan konsentrasi tinggi. Untuk mengatasi permasalahan diatas maka dipakai proses lain agar katalis asam dapat dipakai kembali sehingga beban limbah dan biaya operasional dapat dikurangi. Hal ini dilakukan dengan cara mencuci cairan keluar reaktor dengan air sehingga katalis asam terbawa ke fase aqueous. Larutan aqueous yang mengandung asam selanjutnya di-recycle ke reaktor.



3



Perbandingan mol reaktan yang biasa digunakan di antara asam metakrilat dengan butanol yaitu 1,0 : 0,9 sampai dengan 1,0 : 1,1 (Patent No. 5,883,288). Kadar katalis asam sebaiknya antara 0,1 sampai dengan 6% berat (Patent No. 5,883,288). Reaksi dijalankan pada kisaran suhu 80°C sampai dengan 130°C (Patent No. 5,883,288). Cairan keluar reaktor selanjutnya ditambahkan dengan larutan NaOH untuk menetralkan katalisnya. Larutan NaOH yang digunakan memiliki konsentrasi berkisar 48% sampai 60% dengan suhu proses berkisar 60 oC – 70oC, dan selanjutnya siap untuk melalui tahap pemisahan. Proses ini memiliki keuntungan yaitu proses yang lebih mudah dan bahan baku yang dinilai mudah untuk didapat sehingga lebih ekonomis dibandingkan proses lain bila diaplikasikan pada industri. b.



Bahan baku metakrolein, butanol, dan oksigen Butil metakrilat di sintesis dalam reaktor alir tangki berpengaduk dengan katalis paladium (Yamaguchi dkk, 2000). T = 80°C



C4H6O + C4H9OH + 0,5O2



C8H14O2 + H2O Pd



+



+ 0,5O2



+ H2O



Air yang dihasilkan berkompetisi dengan butanol dalam bereaksi dengan metakrolein. Reaksi air dengan metakrolein membentuk asam karboksilat sebagai produk samping. Selain itu produk air dan asam karboksilat mudah teradsorpsi ke permukaan katalis sehingga menurunkan kecepatan reaksi lebih cepat saat konsentrasi air dan asam karboksilat bertambah. Permasalahan di atas ditangani dengan berbagai metode di antaranya dengan menambahkan adsorben ke dalam reaktor untuk menjerap air. Dengan metode ini selektivitas menjadi lebih baik. Metode yang lain yaitu dengan menambahkan membran di dalam reaktor yang mampu dilewati



4



air namun tidak bisa ditembus oleh asam, alkohol, maupun ester yang terbentuk (Yamaguchi dkk., 2000). Proses ini memiliki kelemahan yaitu harga katalis dan bahan baku metakrolein yang mahal sehingga tidak ekonomis dibandingkan proses lain bila diaplikasikan di industri. c.



Bahan baku metil metaklirat dan butanol Metil metakrilat dibuat dengan reaksi transesterifikasi antara metil metakrilat dengan butanol (Strehlke dkk., 1975). T = 110-130°C



C5H8O + C4H9OH



C8H14O2 + CH3OH Ti



+ + Reaksi dijalankan dengan bantuan katalis titanium atau zirconium alkoholat. Benzena atau sikloheksan ditambahkan untuk melarutkan metanol yang terbentuk selama reaksi. Perbandingan mol reaktan metil metakrilat dengan butanol masuk reaktor antara 2 : 1 sampai dengan 1,1 : 1. Kadar katalis antara 0,1 sampai dengan 1% berat. Ke dalam reaktor juga ditambahkan karbon aktif untuk menghilangkan warna yang terbentuk selama reaksi. Kadar karbon antara 0,1 – 0,2% berat. Gas yang mengandung oksigen, misalnya udara, dialirkan ke dalam reaktor untuk membawa metanol dan benzena atau sikloheksan sebagai hasil atas. Suhu reaksi sebaiknya antara 110°C sampai dengan 130°C. Campuran keluar reaktor dihilangkan sisa metil metakrilatnya dengan



stripping



menggunakan



steam.



Hasil



sampingnya



adalah



terhidrolisisnya katalis titanium alkoholat menjadi titanium hidroksida. Endapan titanium hidroksida bersama – sama dengan karbon aktif selanjutnya disaring.



1.3.



Pemilihan Proses Dengan membandingkan keuntungan dan kerugian selama proses



pembuatan butil metakrilat, maka dalam perancangan pabrik ini dipilih proses



5



esterifikasi asam metakrilat dan butanol menggunakan katalisator asam sulfat dengan proses kontinyu, menggunakan reaktor tangki alir berpengaduk (RATB) dengan suhu operasi dipertahankan 90℃ pada tekanan 1 atm dan konversi 90% (Patent No. 5,883,288). Pemilihan ini berdasarkan pada beberapa kelebihan proses ini, yaitu: 1. Hasil yield lebih tinggi karena yield yang dihasilkan maksimal sebesar 98,5% (Patent No. 5,883,288). 2. Asam sulfat (H2SO4) merupakan dehydrator yang baik, sehingga air yang terbentuk tidak akan mempengaruhi kecepatan reaksi. 3. Tekanan operasi rendah, katalis lebih murah, dan reaksi cair – cair sehingga penanganan lebih mudah. 4. Biaya produksi lebih rendah dan tenaga kerja yang dibutuhkan lebih sedikit. 5. Faktor keamanan lebih baik, reaksi lebih sederhana.



1.4.



Pemilihan Lokasi Pabrik



1.4.1. Faktor primer penentuan lokasi pabrik Faktor primer penentuan lokasi pabrik yaitu faktor yang secara langsung mempengaruhi tujuan utama dari usaha pabrik yang meliputi proses produksi dan distribusi. Adapun faktor – faktor primer yang berpengaruh secara langsung dalam pemilihan lokasi pabrik adalah penyediaan bahan baku, pemasaran, transportasi, tenaga kerja dan utilitas. a.



Penyediaan bahan baku Penyediaan bahan baku merupakan kebutuhan utama bagi kelangsungan suatu pabrik sehingga pengadaan bahan baku sangat diperhatikan. Lokasi pabrik berada di kawasan industri Cilegon, Banten. Kebutuhan asam metakrilat diperoleh dari Zhengzhou Meiya Chemical Products Co, Ltd. yang terletak di Zhengzhou, China. Kebutuhan butanol dan natrium hidroksida diperoleh dari PT. Insoclay Acidatama Indonesia, Tanggerang Selatan, Banten. Sementara itu, kebutuhan bahan pendukung lainnya seperti asam sulfat tersedia di PT. Indonesian Acid Industry, Jakarta Timur sehingga kebutuhan proses tercukupi.



6



b.



Pemasaran Produk pabrik ini merupakan produk yang kebutuhannya masih di impor. Dengan adanya pabrik ini diharapkan dapat memenuhi kebutuhan dalam negeri yang selama ini masih tergantung pada impor.



c.



Transportasi Lokasi pabrik harus mudah dicapai sehingga mudah dalam pengiriman bahan baku dan penyaluran produk. Di lokasi ini terdapat transportasi darat dan laut yang lancar.



d.



Tenaga kerja Tenaga kerja merupakan modal utama pendirian suatu pabrik, dengan didirikannya pabrik di Cilegon, Banten akan dapat menyerap tenaga kerja potensial yang cukup banyak terdapat di lokasi tersebut.



e.



Utilitas Utilitas yang diperlukan adalah air, bahan bakar dan listrik. Diharapkan kebutuhan air dapat dipenuhi dengan mudah dari sungai Cidanau (DAS Cidanau).



1.4.2. Faktor sekunder penentuan lokasi pabrik Faktor sekunder tidak secara langsung berperan dalam proses industri, akan tetapi sangat berpengaruh dalam kelancaran proses produksi dari pabrik itu sendiri. Faktor – faktor sekunder meliputi perluasan pabrik, perijinan, prasarana dan fasilitas sosial. a.



Perluasan area pabrik Pemilihan lokasi pabrik berada di kawasan industri Cilegon, Banten yang ketersediaan lahannya masih cukup luas karena berada di kawasan industri sehingga mempermudah melakukan perluasan area pabrik.



b.



Perijinan Lokasi pabrik dipilih pada daerah khusus untuk kawasan industri, sehingga mempermudah dalam perijinan pendirian pabrik.



c.



Prasarana dan fasilitas sosial Prasarana seperti jalan dan transportasi lainnya harus tersedia, demikian juga fasilitas sosial seperti sarana pendidikan, ibadah, hiburan, bank dan



7



perumahan sehingga dapat meningkatkan kesejahteraan dan taraf hidup masyarakat sekitar.



1.5.



Kapasitas Perancangan Untuk



menentukan



kapasitas



produksi



hal



utama



yang



perlu



dipertimbangkan yaitu proyeksi kebutuhan dalam negeri. Dilihat dari data statistik yang diterbitkan oleh Badan Pusat Statistik dalam Statistik Perdagangan luar negeri (IMPOR) Indonesia tentang kebutuhan terhadap butil metakrilat di Indonesia dapat dilihat peningkatan kebutuhannya seperti tercantum pada tabel 1.1. di bawah ini. Tabel 1.1. Data Statistik Kebutuhan Butil Metakrilat di Indonesia (Sumber : BPS, 2013 – 2017) Tahun Kebutuhan (ton/tahun) 2013 27.342,1380 2014 29.464,0040 2015 27.465,2720 2016 15.908,9730 2017 23.583,3038 Tabel di atas menunjukkan masih dilakukan impor untuk memenuhi kebutuhan butil metakrilat di Indonesia. Penentuan kapasitas pabrik dilakukan dengan melihat kebutuhan butil metakrilat di regional ASEAN dan pabrik butil metakrilat yang sudah berdiri. Tabel 1.2. Kebutuhan Butil Metakrilat di Regional ASEAN Tahun 2012 – 2015 (Sumber : Comtrade, 2012 – 2015) Tahun Jumlah (ton/tahun) 2012 85.152,968 2013 105,140,057 2014 154.853,934 2015 155.631,432 Data tersebut merupakan data impor butil metakrilat untuk kebutuhan butil metakrilat secara keseluruhan di negara – negara ASEAN.



8



Gambar 1.2. Grafik Impor Butil Metakrilat ASEAN Tahun 2009 – 2017 Dari kurva tersebut didapatkan persamaan garis lurus y = 87,733x – 144.775 dengan x sebagai fungsi tahun dan nilai R2 = 0,0151. Maka dari persamaan tesebut dapat dihitung kebutuhan butil metakrilat di regional ASEAN pada tahun 2023 mendatang. y = 87,733x – 144.775 y = 87,733 (2023) – 144.775 y = 32.708,8590 ton/tahun Maka, kebutuhan impor butil metakrilat di ASEAN pada tahun 2023 meningkat menjadi sebesar 32.708,8590 ton/tahun. Dari grafik tersebut terlihat kecenderungan peningkatan kebutuhan impor produk butil metakrilat untuk negara – negara ASEAN sehinggan direncanakan didirikannya pabrik butil metakrilat di Indonesia dengan kapasitas produksi butil metakrilat yang digunakan sebesar 40.000 ton/tahun.



BAB II URAIAN PROSES



Proses pembuatan butil metakrilat dari asam metakrilat dan butanol dilakukan melalui reaksi esterifikasi asam metakrilat dan butanol dengan katalisator asam sulfat. Proses pembuatan butil metakrilat ini meliputi tiga tahapan, yaitu: tahap persiapan bahan baku, tahap esterifikasi dan tahap pemisahan produk. Umpan segar berupa butanol 90% (suhu 30°C, tekanan 1 atm) dari tangki penyimpan (T-01) serta asam metakrilat 99% (suhu 30°C, tekanan 1 atm) dari tangki penyimpan (T-02) dicampur dengan recycle hasil atas menara distilasi berupa butanol, butil metakrilat, dan air (suhu 114,2°C, tekanan 1,2 atm) di dalam tangki pencampur (TP). Sebelum dipompa ke reaktor (R) campuran dipanaskan terlebih dahulu di heat exchanger (HE-01) sehingga mencapai suhu 90°C. Asam sulfat 93% (suhu 30°C, tekanan 1 atm) sebagai katalis dipompakan dari (T-03), selanjutnya diumpankan ke dalam reaktor. Di dalam reaktor terjadi reaksi antara butanol dan asam metakrilat yang menghasilkan butil metakrilat dengan bantuan katalis asam sulfat. Reaksi yang terjadi dalam reaktor merupakan reaksi eksotermis yang berlangsung dalam kondisi isothermal pada suhu 90°C, tekanan 1 atm. Reaktor yang digunakan berupa reaktor alir tangki berpengaduk (RATB) sebanyak tiga buah yang disusun seri. Dari reaksi yang terjadi diperoleh konversi sebesar 90%. Untuk mempertahankan suhu, reaktor dilengkapi dengan pendingin berupa jacket yang dialiri air untuk menjaga suhu reaksi tetap pada 90°C. Cairan yang keluar dari reaktor dengan suhu 90°C dialirkan ke dalam tangki netraliser (N) untuk menetralkan asam sulfat dan sisa asam metakrilat. Proses netralisasi dilakukan dengan penambahan natrium hidroksida 50% yang dialirkan dari (T-04). Larutan dari netraliser kemudian dialirkan ke dalam dekanter (D) untuk memisahkan fase organik yang mengandung butil metakrilat, butanol dan sedikit air serta fase anorganik yang mengandung air beserta garam –



9



10



garam (natrium metakrilat dan natrium sulfat), butanol serta butil metakrilat yang ikut larut dalam air. Hasil atas dekanter yang berupa fase organik dipanaskan di HE-02 hingga suhu 144,7°C, kemudian diumpankan ke dalam menara distilasi (MD) untuk dimurnikan. Hasil bawah dekanter yang berupa fase anorganik dibuang ke unit pengolahan limbah. Umpan menara distilasi masuk pada suhu 144,7°C dan tekanan 1,4 atm untuk dipisahkan sehingga diperoleh produk butil metakrilat dengan kemurnian 99% dengan impurities berupa butanol sebagai hasil bawah dan hasil atas berupa butanol, sedikit air dan butil metakrilat. Hasil bawah menara distilasi sebelum masuk ke tangki penyimpanan (T-05) didinginkan terlebih dahulu sampai suhu 40°C di cooler (CL) sedang hasil atas menara distilasi yang terdiri dari butanol, air dan butil metakrilat di-recycle ke tangki pencampur (TP).



BAB III SPESIFIKASI BAHAN DAN PRODUK



3.1. Bahan Baku 1.



Asam Metakrilat Rumus molekul



: C4H6O2



Berat molekul



: 86,09 kg/kgmol



Titik didih normal : 161oC Titik beku normal : 15oC Suhu kritis



: 369,85oC



Tekanan kritis



: 47 bar



Densitas



: 1,02 g/cm3



Viskositas



: 1,428 cP



Spesifik gravity



: 1,015



Kenampakan/bau : Cair dan bening (25oC, 1 atm), bau menyengat



2.



Reactivity



: Flammable



Kemurnian



: 99%



Butanol Rumus molekul



: C4H9OH



Berat molekul



: 74,123 kg/kgmol



Titik didih normal : 117,66oC Titik beku normal : - 89oC Suhu kritis



: 289,78oC



Tekanan kritis



: 44,13 bar



Densitas



: 0,81 g/cm3



Viskositas



: 2,59 cP



Spesifik gravity



: 0,810



Kenampakan



: Cair tidak berwarna (25oC, 1 atm)



Reactivity



: Flammable



Kemurnian



: 99%



11



12



3.2. Bahan Pembantu 1.



Katalisator Asam Sulfat Rumus molekul



: H2SO4



Berat molekul



: 98,079 kg/kgmol



Titik didih normal : 340oC Titik beku normal : 10,31oC Suhu kritis



: 651,85oC



Tekanan kritis



: 64 bar



Spesifik gravity



: 1,839



Kenampakan



: Cairan (25oC, 1 atm)



Kemurnian



: 93%



2. Sodium Hidroksida Rumus molekul



: NaOH



Berat molekul



: 39,997 kg/kgmol



Titik didih normal : 1390oC Titik beku normal : 322,85oC Suhu kritis



: 2546,85oC



Tekanan kritis



: 253,31 bar



Spesifik gravity



: 2,130



Kenampakan



: Larutan



Kemurnian



: 50%



3.3. Produk 1.



Butil Metakrilat Rumus molekul



: C8H14O2



Berat molekul



: 142,198 kg/kgmol



Titik didih normal : 160,85oC Titik beku normal : Suhu kritis



: 342,85oC



Tekanan kritis



: 26,30 bar



13



2.



Densitas



: 0,89 g/cm3



Viskositas



: 0,814 cP



Spesifik gravity



: 0,889



Kenampakan



: Cair dan bening (25oC, 1 atm)



Reactivity



: Flammable



Kemurnian



: 99% (min)



Air Rumus molekul



: H2O



Berat molekul



: 18,015 kg/kgmol



Titik didih normal : 100oC Titik beku normal : 0oC Suhu kritis



: 373,89oC



Tekanan kritis



: 220,55 bar



Densitas



: 1 g/cm3



Kenampakan



: Cair dan bening (25oC, 1 atm)



BAB IV DIAGRAM ALIR



Diagram alir yang disajikan yaitu diagram alir kualitatif, diagram alir kuantitatif dan process engineering flow diagram (PEFD).



4.1. Diagram Alir Kualitatif Diagram



alir



kualitatif



merupakan



susunan



blok



dari



proses



pembentukan butil metakrilat dari asam metakrilat dan butanol dilengkapi dengan jenis bahan dan kondisi operasi, seperti terlihat pada Gambar 4.1.



4.2. Diagram Alir Kuantitatif Diagram alir kuantitatif merupakan susunan blok dari proses pembentukan butil metakrilat dari asam metakrilat dan butanol dilengkapi dengan berat dan komposisi dari setiap arus bahan masuk alat dengan satuan kg/jam seperti terlihat pada Gambar 4.2.



4.3. Process Engineering Flow Diagram (PEFD) PEFD merupakan diagram induk yang dibuat lebih lengkap dan menyeluruh, meliputi semua alat proses, alat pembantu, kondisi proses pada alat proses, aliran bahan yang diproses dan produknya, daftar alat – alat, neraca bahan, instrumen yang dipakai, kode alat dan instrumen seperti terlihat pada Gambar 4.3.



14



15



H2SO4 H 2O



P : 1 atm T : 30°C



C4H9OH H 2O



P : 1 atm T : 30°C



C4H6O2 P : 1 atm H2O T : 30°C



NaOH H 2O



Tangki Pencampur 1 atm 42,0455°C



P : 1,1932 atm T : 114,1840°C H2O C4H9OH C8H14O2



P : 1 atm T : 42,0455°C H2O C4H9OH C4H6O2 C8H14O2



Reaktor 1 atm 90°C



P : 1 atm T : 90°C H2O C4H9OH C4H6O2 C8H14O2 H2SO4



Netraliser 1 atm 70°C



P : 1 atm T : 70°C H2 O C4H9OH C8H14O2 Na2SO4 C3H5COONa



P : 1 atm T : 30°C



Gambar 4.1. Diagram Alir Kualitatif



Dekanter 1 atm 70°C



P : 1 atm T : 40°C H2O C4H9OH C8H14O2 Na2SO4 C3H5COONa



P : 1,4 atm T : 144,6549°C H2O C4H9OH C8H14O2



MD



P : 1,5 atm T : 176,2296°C Produk : C4H9OH C8H14O2



Ke UPL



16



H2O C4H9OH C8H14O2 Total



H2SO4 = 100,9916 H2O = 7,6015 Total = 108,5932 C4H9OH = 2.753,9113 H2O = 27,8173 Total = 2.781,7286 H2O C4H9OH C4H6O2 C4H6O2 = 3.366,3883 Tangki C8H14O2 H2O = 34,0039 Total = 3.400,3922 Pencampur Total



= 219,8464 = 3.188,2853 = 3.366,3883 = 263,1579 = 7.037,6778



H2O C4H9OH C4H6O2 C8H14O2 H2SO4 Reaktor Total



= 861,4465 = 579,6882 = 336,6388 = 5.267,5058 = 100,9916 = 7.146,2710



H2O = 1.100,2168 C4H9OH = 579,6882 C8H14O2 = 5.267,5058 Na2SO4 = 146,2612 C3H5COONa = 422,5953 Netraliser Total = 7.263,8117



Dekanter



= 158,0252 = 434,3739 = 263,1579 = 855,5570



H2O C4H9OH C8H14O2 Total



= 158,0252 = 484,8790 = 5.263,1579 = 5.906,0621



H2O = 1.049,7359 C4H9OH = 94,8092 C8H14O2 = 4,3479 Na2SO4 = 146,2612 C3H5COONa = 422,5953 Total = 1.717,7497



NaOH = 238,7704 H2O = 238,7704 Total = 477,5407



Gambar 4.2. Diagram Alir Kuantitatif



MD



Produk C4H9OH = 50,5051 C8H14O2 = 5.000,0000 Total = 5.050,5051



Ke UPL



PROCESS ENGINEERING FLOW DIAGRAM



PRARANCANGAN PABRIK BUTIL METAKRILAT DARI ASAM METAKRILAT DAN BUTANOL KAPASITAS : 40.000 TON/TAHUN



VR



T-04



8 1 30



LI



NaOH 50%



P-04



1,2



126,0



CD Air pendingin



P-12 1



VR



T-03 LI



H2SO4 93%



4 1 30



P-03



13



12



1,19



1,19



TC



114,2



114,2 FC



AC



LC



P-08 FC



pHC



P-16



LC LC



VR



R-01



Air LI



LC



LC



R-02



Air



R-03



Air



MD



N



Air



T-02 TC



C4H6O2 99%



5 1 90



2 1 30



FFC



6 1



P-09



7 1 90



P-10



1,4



TC



TC



TC



144,7 9 1 70



P-11



13



TC



P-13



Steam



TC



1 90



P-02



Steam



P-06



Kondensat



H-02



P-14



H-01



LC



Kondensat



11 1 70



D



10 1 70



TP



Ke UPL



3 1



42,0



VR



P-15



P-07 LI



T-01



TC



31



Steam



C4H9OH 99%



LC



RB 1 1 30



Kondensat



FFC



P-01



T-05



P-05 LI 14



Etil Akrilat 1,5 176,2



C8H14O2 99% VR



P-17 CL Air



1 40



TC



KETERANGAN ARUS: (SATUAN : KG/JAM) NO



KETERANGAN ALAT



NOMOR ARUS



BAHAN 1



2



3



4



5



6



7



3366,3883 3366,3883



1218,7395



593,4269



336,6388



3188,2853



1339,1719



800,7813



579,6882



100,9916



100,9916



100,9916



8



9



10



1



C4H6O2



2



C4H9OH



3



H2SO4



4



C8H14O2



5



H2O



6



NaOH



7



C3H5COONa



422,5953



422,5953



8



Na2SO4



146,2612



146,2612



JUMLAH



2753,9113



100,9916 263,1579 27,8173



34,0039



219,8464



579,6882



3810,5080 4843,3597 5267,5058 7,6015



676,8601



807,7116



861,4465



5267,5058 238,7704



94,8092 4,3479



1207,7611 1049,7359



11 484,8790



12 63,4276



13 370,9463



5263,1579



38,4265



224,7314



158,0252



23,0750



134,9502



14 50,5051 5000,0000



238,7704



2781,7286 3400,3992 7037,6778



108,5932



7146,2710 7146,2710 7146,2710



477,5407



7623,8117 1717,7497 5906,0621



AC



Accumulator



CD



Condenser



D



Decanter



730,6279



5050,5051



Reaktor



FFC Flow fraction controller



RB



Reboiler



pHC pH controller



T



Tangki



Nomor arus o



H



Heater



FC Flow controller



Suhu ( C)



TP



Tangki pencampur



LC



Level controller



Tekanan (atm)



LI



Level indicator



Pipa



MD Menara distilasi



124,9291



R



N



Netraliser



TC



Temperature controller



Udara tekan



P



Pompa



VR



Volume recorder



Listrik



JURUSAN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNOLOGI INDUSTRI INSTITUT SAINS & TEKNOLOGI AKPRIND YOGYAKARTA PRARANCANGAN PABRIK BUTIL METAKRILAT DARI ASAM METAKRILAT DAN BUTANOL KAPASITAS : 40.000 TON/TAHUN NAMA NO. MAHASISWA JURUSAN FAKULTAS DOSEN PEMBIMBING



: : : : :



SAGUNG PUTRI CAHYANI DEWI 151.01.1038 TEKNIK KIMIA TEKNOLOGI INDUSTRI 1. BAMBANG KUSMARTONO, S.T., M.T. 2. ANI PURWANTI, S.T., M.Eng.



BAB V NERACA MASSA



Perhitungan neraca massa dalam memproduksi butil metakrilat dari asam metakrilat dan butanol dengan katalis asam sulfat berdasarkan kapasitas 40.000 ton/tahun, pabrik beroperasi 330 hari setiap tahun dan 24 jam/hari. Kecepatan produksi



=



40.000 ton 1.000 kg 1 tahun 1 hari x x x 1 tahun 1 ton 330 hari 24 jam kg



= 5.050,5051 jam 5.1. Neraca Massa Keseluruhan Tabel 5.1. Neraca Massa Keseluruhan Komponen C4H6O2 C4H9OH C8H14O2 H2O H2SO4 NaOH Na2SO4 C3H5COONa Total



Masuk (kg/jam) Umpan Katalis 3.366,3883 2.753,9113 61,8212 7,6015 100,9916 6.182,1208 108,5932 6.768,2547



Keluar (kg/jam) Penetral Produk UPL 50,5051 94,8092 5.000,00 4,3479 238,7704 1.049,7359 238,7704 146,2612 422,5953 477,5407 5.050,5051 1.717,7497 6.768,2547



5.2. Neraca Massa Tiap Alat 1. Tangki Pencampur Tabel 5.2. Neraca Massa di Tangki Pencampur Komponen C4H9OH C4H6O2 C8H14O2 H2O Total



Masuk (kg/jam) FF Recycle 2.753,9113 434,3739 3.366,3883 263,1579 61,8212 158,0252 7.037,6778



18



Keluar (kg/jam) 3.188,2853 3.366,3883 263,1579 219,8464 7.037,6778



19



2. Reaktor-01 Tabel 5.3. Neraca Massa di Reaktor-01 Komponen C4H9OH C4H6O2 C8H14O2 H2O H2SO4 Total



Masuk (kg/jam) 3.188,2853 3.366,3883 263,1579 227,4479 100,9916 7.146,2710



Keluar (kg/jam) 1.339,1719 1.218,7395 3.810,5080 676,8601 100,9916 7.146,2710



3. Reaktor-02 Tabel 5.4. Neraca Massa di Reaktor-02 Komponen C4H9OH C4H6O2 C8H14O2 H2O H2SO4 Total



Masuk (kg/jam) 1.339,1719 1.218,7395 3.810,5080 676,8601 100,9916 7.146,2710



Keluar (kg/jam) 800,7813 593,4269 4.843,3597 807,7116 100,9916 7.146,2710



4. Reaktor-03 Tabel 5.5. Neraca Massa di Reaktor-03 Komponen C4H9OH C4H6O2 C8H14O2 H2O H2SO4 Total



Masuk (kg/jam) 800,7813 593,4269 4.843,3597 807,7116 100,9916 7.146,2710



Keluar (kg/jam) 579,6882 336,6388 5.267,5058 861,4465 100,9916 7.146,2710



20



5. Netraliser Tabel 5.6. Neraca Massa di Netraliser Komponen C4H9OH C4H6O2 C8H14O2 H2O H2SO4 NaOH Na2SO4 C3H5COONa Total



Masuk (kg/jam) 579,6882 336,6388 5.267,5058 1.100,2168 100,9916 238,7704 7.623,8117



Keluar (kg/jam) 579,6882 5.267,5058 1.207,7611 146,2612 422,5953 7.623,8117



6. Dekanter Tabel 5.7. Neraca Massa di Dekanter Komponen C4H9OH C8H14O2 H2O Na2SO4 C3H5COONa Total



Masuk (kg/jam) 579,6882 5.267,5058 1.207,7611 146,2612 422,5953 7.623,8117



Keluar (kg/jam) Hasil atas Hasil bawah 484,8790 94,8092 5.263,1579 4,3479 158,0252 1.049,7359 146,2612 422,5953 7.623,8117



7. Menara Distilasi Tabel 5.8. Neraca Massa di Menara Distilasi Komponen C4H9OH C8H14O2 H2O Total



Masuk (kg/jam) 484,8790 5.263,1579 158,0252 5.906,0621



Keluar (kg/jam) Hasil atas Hasil bawah 434,3739 50,5051 263,1579 5.000,0000 158,0252 5.906,0621



BAB VI NERACA PANAS



Satuan : kkal/jam Suhu referensi = 25°C = 298 K



1. Tangki Pencampur Tabel 6.1. Neraca Panas di Tangki Pencampur Komponen C4H6O2 C4H9OH C8H14O2 H2O Panas hilang Total



Panas masuk Fresh Feed Recycle 8.179,7605 7.124,8783 21.149,9991 11.993,4274 309,6275 14.195,2594 15.614,2663 47.338,6859 62.303,6542



Panas keluar 28.083,7432 28.281,6884 2.190,2770 1.725,2716 3.747,9456 62.303,6542



2. Reaktor-01 Tabel 6.2. Neraca Panas di Reaktor-01 Komponen C4H6O2 C4H9OH H2SO4 C8H14O2 H2O Panas reaksi Panas hilang Panas diserap pendingin Total



Panas masuk 109.992,3067 110.591,1052 172,6557 8.554,9033 14.297,6086 127.770,5116 371.379,0911



21



Panas keluar 39.820,7079 46.451,4568 2.308,7970 123.874,4031 43.902,0696 5.437,1701 109.584,4867 371.379,0911



22



3. Reaktor-02 Tabel 6.3. Neraca Panas di Reaktor-02 Komponen C4H6O2 C4H9OH H2SO4 C8H14O2 H2O Panas reaksi Panas hilang Panas diserap pendingin Total



Panas masuk 39.820,7079 46.451,4568 2.308,7970 123.874,4031 43.902,0696 37.201,8508 293.559,2852



Panas keluar 19.389,4415 27.776,4620 2.308,7970 157.450,9989 52.389,2774 5.437,1701 28.807,1382 293.559,2852



4. Reaktor-03 Tabel 6.4. Neraca Panas di Reaktor-03 Komponen C4H6O2 C4H9OH H2SO4 C8H14O2 H2O Panas reaksi Panas hilang Panas diserap pendingin Total



Panas masuk 19.389,4415 27.776,4620 2.308,7970 157.450,9989 52.389,2774 15.277,1428 274.592,1198



Panas keluar 10.999,2307 20.107,4737 2.308,7970 171.239,4110 55.874,5956 5.437,1701 8.625,4417 274.592,1198



23



5. Netraliser Tabel 6.5. Neraca Panas di Netraliser Komponen C4H6O2 C4H9OH H2SO4 C8H14O2 H2O NaOH Na2SO4 C3H5COONa Panas reaksi Panas hilang Panas diserap pendingin Total



Panas masuk 10.999,2307 20.107,4737 2.308,7970 171.239,4110 57.070,4612 621,4917 232.968,4184 495.315,2838



Panas keluar 13.768,1656 117.333,0374 54.242,3270 2.518,6049 2.971,4962 2.593,5898 301.888,0629 495.315,2838



6. Dekanter Tabel 6.6. Neraca Panas di Dekanter Komponen



Panas masuk



C4H9OH C8H14O2 H2O C3H5COONa Na2SO4



13.768,1656 117.296,1437 54.242,3270 2.971,4962 2.518,6049



Total



190.796,7374



Panas keluar Fase ringan Fase berat 11.516,3527 2.251,8128 117.199,3244 96,8194 7.097,1430 47.145,1840 2.971,4962 2.518,6049 135.812,8201 54.983,9173 190.796,7374



24



7. Menara Distilasi Tabel 6.7. Neraca Panas di Menara Distilasi Komponen



Panas masuk



C4H9OH C8H14O2 H2O Beban panas condenser Beban panas reboiler



32.067,3118 324.978,3570 18.982,1281 381.785,5082



Total



757.813,3051



Panas keluar Atas Bawah 20.975,6975 4.325,5633 11.890,9027 398.590,7595 14.083,5391 307.946,8431 354.896,9824 402.916,3227 757.813,3051



8. Heat Exchanger-01 Tabel 6.8. Neraca Panas di Heat Exchanger-01 Komponen C4H6O2 C4H9OH C8H14O2 H2O Beban panas pemanas Total



Panas masuk 68.507,7010 68.884,9388 5.332,8695 9.002,1247 91.660,0346 243.387,6685



Panas keluar 109.987,7047 110.586,4782 8.554,5453 14.258,9403 243.387,6685



9. Heat Exchanger-02 Tabel 6.9. Neraca Panas di Heat Exchanger-02 Komponen C4H9OH C8H14O2 H2O Beban panas pemanas Total



Panas masuk 11.515,8709 117.231,2825 7.096,8461 117.422,8761 253.266,8756



Panas keluar 21.521,3851 218.753,0294 12.992,4610 253.266,8756



25



10. Cooler Tabel 6.10. Neraca Panas di Cooler Komponen C4H9OH C8H14O2 Panas diserap pendingin Total



Panas masuk 4.325,4861 398.745,4947 403.070,9808



Panas keluar 393,8491 36.585,1262 366.092,0055 403.070,9808



BAB VII SPESIFIKASI ALAT



7.1. Spesifikasi Alat Proses 1. Reaktor (R-01) Fungsi : Sebagai tempat terjadinya reaksi antara asam metakrilat dengan butanol sehingga terbentuk butil metakrilat dan air dalam fase cair dengan menggunakan katalisator asam sulfat. Jenis



: Reaktor Alir Tangki Berpengaduk (RATB)



Proses : Isotermal Kondisi operasi : Temperatur



: 90°C



Tekanan



: 1 atm



Konversi



: 0,6380



Spesifikasi : Diameter dalam



: 95,6250 inch



Diameter luar



: 96 inch



Tinggi shell



: 286,875 inch



Tinggi head



: 18,4768 inch



Tinggi reaktor



: 323,8750 inch



Volume reaktor



: 36,1885 m3



Bentuk head



: Torispherical dished head



Bahan dinding



: Stainless steel SA-167 tipe 316



Tebal shell



: 3/16 inch



Tebal head



: 1/4 inch



Pengaduk : Diameter impeller



: 31,8750 inch



Kecepatan



: 137 rpm



Power motor



: 30 Hp



Pendingin (jacket) : Luas



: 500,4736 ft2



26



27



Tinggi



: 19,9132 ft



Tebal



: 2,8125 inch



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 733,399.01



2. Reaktor (R-02) Fungsi



: Sebagai tempat terjadinya reaksi antara asam metakrilat dengan butanol sehingga terbentuk butil metakrilat dan air dalam fase cair dengan menggunakan katalisator asam sulfat.



Jenis



: Reaktor Alir Tangki Berpengaduk (RATB)



Proses



: Isotermal



Kondisi operasi : Temperatur



: 90°C



Tekanan



: 1 atm



Konversi



: 0,8237



Spesifikasi : Diameter dalam



: 95,6250 inch



Diameter luar



: 96 inch



Tinggi shell



: 286,875 inch



Tinggi head



: 18,4768 inch



Tinggi reaktor



: 323,8750 inch



Volume reaktor



: 36,1885 m3



Bentuk head



: Torispherical dished head



Bahan dinding



: Stainless steel SA-167 tipe 316



Tebal shell



: 3/16 inch



Tebal head



: 1/4 inch



Pengaduk : Diameter impeller



: 31,8750 inch



Kecepatan



: 137 rpm



Power motor



: 30 Hp



Pendingin (jacket) :



28



Luas



: 181,4405 ft2



Tinggi



: 7,2193 ft



Tebal



: 2,8125 inch



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 733,399.01



3. Reaktor (R-03) Fungsi



: Sebagai tempat terjadinya reaksi antara asam metakrilat dengan butanol sehingga terbentuk butil metakrilat dan air dalam fase cair dengan menggunakan katalisator asam sulfat.



Jenis



: Reaktor Alir Tangki Berpengaduk (RATB)



Proses



: Isotermal



Kondisi operasi : Temperatur



: 90°C



Tekanan



: 1 atm



Konversi



: 0,90



Spesifikasi : Diameter dalam



: 95,6250 inch



Diameter luar



: 96 inch



Tinggi shell



: 286,875 inch



Tinggi head



: 18,4768 inch



Tinggi reaktor



: 323,8750 inch



Volume reaktor



: 36,1885 m3



Bentuk head



: Torispherical dished head



Bahan dinding



: Stainless steel SA-167 tipe 316



Tebal shell



: 3/16 inch



Tebal head



: 1/4 inch



Diameter impeller



: 31,8750 inch



Kecepatan



: 137 rpm



Power motor



: 30 Hp



Pengaduk :



29



Pendingin (jacket) :



4.



Luas



: 19,1896 ft2



Tinggi



: 0,7635 ft



Tebal



: 2,8125 inch



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 733,399.01



Netraliser (N) Fungsi



: Sebagai tempat terjadinya reaksi penetralan asam metakrilat dan asam sulfat dengan menggunakan larutan natrium hidroksida.



Jenis



: Tangki Berpengaduk



Kondisi operasi : Temperatur



: 70°C



Tekanan



: 1 atm



Spesifikasi : Diameter dalam



: 53,6250 inch



Diameter luar



: 54 inch



Tinggi shell



: 160,8750 inch



Tinggi head



: 11,2390 inch



Tinggi netraliser



: 183,3529 inch



Volume netraliser



: 6,3820 m3



Bentuk head



: Torispherical dished head



Bahan dinding



: Stainless steel SA-167 tipe 316



Tebal shell



: 3/16 inch



Tebal head



: 3/16 inch



Pengaduk : Diameter impeller



: 17,8750 inch



Kecepatan



: 245 rpm



Power motor



: 15 Hp



Pendingin (jacket) : Luas



: 240,6843 ft2



30



Tinggi



: 17,0249 ft



Tebal



: 2,8125 inch



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 137,025.26



5. Dekanter (D-01) Fungsi



: Memisahkan cairan yang keluar dari netraliser (N) sebanyak 7.623,8117 kg/jam menjadi fase ringan (air, butanol dan butil metakrilat) sebanyak 5.906,0621 kg/jam dan fase berat (butanol, butil metakrilat, air, natrium metakrilat dan natrium sulfat) sebanyak 1.717,7497 kg/jam.



Jenis alat : Tangki silinder vertikal Kondisi operasi : Suhu



: 70oC



Tekanan



: 1 atm



Spesifikasi : Bahan



: Stainless steel SA 167 type 316



Volume



: 0,8256 m3



Tinggi



: 2,1147 m



Diameter dalam



: 23,6250 in



Diameter luar



: 24 in



Tebal shell



: 3/16 in



Jenis head



: Torispherical dishead



Tebal head



: 3/16 in



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 816,739.80



6. Menara Distilasi (MD) Fungsi



: Memisahkan hasil atas dekanter (D) sebanyak 5.906,0621 kg/jam sehingga diperoleh hasil atas (air, butanol dan butil metakrilat)



31



sebanyak 855,5570 kg/jam dan hasil bawah berupa produk (butil metakrilat, butanol dan air) sebanyak 5.050,5051 kg/jam. Jenis alat : Menara distilasi sieve tray dengan menggunakan barometric intercondenser dan two-stage ejector. Kondisi operasi: Umpan : P = 1,4 atm,



T = 144,6549oC



Puncak : P = 1,2 atm,



T = 125,9679oC



Dasar : P = 1,5 atm,



T = 176,2296oC



Spesifikasi : Bahan



: Stainless steel SA 167 type 316



Tinggi



: 55,3159 ft



Diameter



: 31,4311 in



Tebal shell



:



Jenis head



: Torispherical dishead



Tebal head



:



Susunan holes



: Triangular pitch



Diameter holes



: 0,3543 in



Hole pitch



: 1,0984 in



Jumlah holes



: 3229 buah



Tray spacing



: 15,7480 in



Nmin



: 7,0517



Rmin



: 0,5693



Raktual



: 0,8540



Effisiensi



: 52,65%



Nteoritis



: 15,1623



Naktual



: 30,3888



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 634,905.34



in



in



32



7. Tangki Pencampur (TP) Fungsi : Mencampur hasil atas menara distilasi (MD) sebanyak 855,5570 kg/jam dengan umpan segar butanol dari T-01 sebanyak 2.781,7286 kg/jam dan asam metakrilat dari T-02 sebanyak 3.400,3922 kg/jam. Jenis



: Tangki berpengaduk



Kondisi operasi : Temperatur



: 42,0455°C



Tekanan



: 1 atm



Spesifikasi : Diameter dalam



: 50,1386 inch



Diameter luar



: 54 inch



Tinggi shell



: 160,8747 inch



Tinggi head



: 11,2390 inch



Tinggi tangki pencampur



: 183,3526 inch



Volume tangki pencampur



: 6,3820 m3



Bentuk head



: Torispherical dished head



Bahan dinding



: Stainless steel, SA-167 grade-11



Tebal shell



: 3/16 inch



Tebal head



: 3/16 inch



Pengaduk : Diameter impeller



: 17,8750 inch



Kecepatan pengaduk



: 233 rpm



Power motor



: 10 HP



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 624,081.86



8. Heater (H-01) Fungsi



: Memanaskan campuran keluar tangki pencampur dari suhu 42,0455ºC menjadi 90ºC sebelum diumpankan menuju reaktor.



Jenis



: Double pipe heat exchanger



Spesifikasi fluida pemanas :



33



Fluida



: Saturated steam



Suhu



: 250oF



Tekanan



: 29,825 psi



Enthalpy



: 945,5 Btu/lb



Spesifikasi alat: Annulus



: ID = 3,068 in



Inner pipe



: ID = 1,049 in, OD = 1,32 in



Panjang pipa hairpin



: 32 ft



Jumlah hairpin



: 2 buah



Bahan



: Stainless steel



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 2,705.87



9. Heater (H-02) Fungsi



: Memanaskan hasil atas dekanter dari suhu 70ºC menjadi 144,6549ºC sebelum diumpankan menuju menara distilasi.



Jenis



: Double pipe heat exchanger



Spesifikasi fluida pemanas : Fluida



: Saturated steam



Suhu



: 370oF



Tekanan



: 173,37 psi



Enthalpy



: 853,5 Btu/lb



Spesifikasi alat : Annulus



: ID = 1,61 in



Inner pipe



: ID = 0,824 in, OD = 1,05 in



Panjang pipa hairpin



: 40 ft



Jumlah hairpin



: 2 buah



Bahan



: Stainless steel



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 2,056.46



34



10. Cooler (CL) Fungsi



: Mendinginkan aliran hasil bawah menara distilasi yaitu produk berupa butil metakrilat sebanyak 5.050,5051 kg/jam dari suhu 176,2296ºC menjadi 40ºC sebelum dialirkan menuju tangki penyimpanan produk (T-05).



Jenis



: Shell and tube heat exchanger



Spesifikasi fluida pendingin : Fluida



: Air



Suhu masuk



: 30oC



Suhu keluar



: 45oC



Shell side : Inside diameter shell



: 12 inch



Baffle



: 6 inch



Pass



:1



Tube side : Outside diameter



: 1,25 inch



Inside diameter



: 0,67 inch



Panjang tube



: 16 ft



Jumlah tube, Nt



: 52 tube



BWG



: 12



Pitch



: 1 5/16 inch square pitch



Pass



:2



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 14,611.70



11. Condenser (CD) Fungsi



: Mengembunkan semua uap hasil puncak menara distilasi (MD) sebanyak 855,5570 kg/jam.



Jenis



: Double pipe heat exchanger



Spesifikasi fluida pendingin :



35



Fluida



: Air



Suhu masuk



: 30oC



Suhu keluar



: 40oC



Spesifikasi alat : Annulus



: ID = 15,25 in



Inner pipe



: ID = 7,981 in, OD = 1,05 in



Panjang pipa hairpin



: 20 ft



Jumlah hairpin



: 1 buah



Bahan



: Stainless steel



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 934,066.33



12. Reboiler (RB) Fungsi



: Menguapkan kembali sebagian hasil bawah menara distilasi (MD) untuk dikembalikan ke menara.



Jenis



: Double pipe kettle reboiler



Spesifikasi fluida pemanas : Fluida



: Saturated steam



Suhu



: 700oF



Tekanan



: 3093,7 psi



Panas pengembunan



: 172,10 Btu/lb



Spesifikasi alat : Annulus



: ID = 17,25 in



Inner pipe



: ID = 10,02 in, OD = 10,75 in



Panjang pipa hairpin



: 12 ft



Jumlah hairpin



: 1 buah



Bahan



: Stainless steel



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 775,177.64



36



13. Accumulator (AC) Fungsi



: Menampung sementara hasil atas menara distilasi (MD) yang keluar dari kondensor (CD) sebanyak 855,5570 kg/jam



Jenis



: Tangki silinder horizontal



Kondisi penyimpanan : Tekanan



: 1,19 atm



Suhu



: 114,8852ºC



Spesifikasi shell : Diameter tangki



: 14,3788 inch



Panjang



: 43,1365 inch



Volume



: 0,00529 m3



Bahan



: Stainless steel SA 167 tipe 316



Tebal dinding



: 3/16 inch



Bentuk head



: Torispherical dishead



Tebal head



: 3/16 inch



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 568,232.70



14. Tangki Butanol (T-01) Fungsi



: Menyimpan bahan baku butanol sebanyak 2.781,7286 kg/jam.



Jenis



: Tangki silinder vertical, flat bottom with conical roof



Kondisi penyimpanan : Tekanan



: 1 atm



Suhu



: 30ºC



Waktu penyimpanan : 15 hari Spesifikasi alat : Volume



: 1.481,7684 m3



Diameter



: 40,5398 ft



Diameter standar



: 45 ft



Tinggi



: 40,5398 ft



Tinggi standar



: 42 ft



37



Tebal shell



: 0,2471 inch



Tebal shell standar



: 5/16 inch



Bahan dinding



: Stainless steel SA 283 Grade C



Jenis sambungan



: Double welded butt joint strip



Jenis head



: Self supporting conical roof



Tebal head



: 0,3454 inch



Tebal head standar



: 3/8 inch



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 315,720.91



15. Tangki Asam Metakrilat (T-02) Fungsi



: Menyimpan bahan baku asam akrilat sebanyak 3.400,3922 kg/jam.



Jenis



: Tangki silinder vertical, flat bottom with conical roof



Kondisi penyimpanan : Tekanan



: 1 atm



Suhu



: 30ºC



Waktu penyimpanan : 15 hari Spesifikasi alat : Volume



: 1.890,5530 m3



Diameter



: 40,3222 ft



Diameter standar



: 45 ft



Tinggi



: 40,3222 ft



Tinggi standar



: 42 ft



Tebal shell



: 0,2767 inch



Tebal shell standar



: 5/16 inch



Bahan dinding



: Stainless steel SA 283 Grade C



Jenis sambungan



: Double welded butt joint strip



Jenis head



: Self supporting conical roof



Tebal head



: 0,3454 inch



Tebal head standar



: 3/8 inch



Jumlah



: 1 buah



38



Harga



: $ 351,720.91



16. Tangki Asam Sulfat (T-03) Fungsi



: Menyimpan bahan baku asam sulfat sebanyak 108,5932 kg/jam.



Jenis



: Tangki silinder vertical, flat bottom with conical roof



Kondisi penyimpanan : Tekanan



: 1 atm



Suhu



: 30ºC



Waktu penyimpanan : 15 hari Spesifikasi alat : Volume



: 60,0176 m3



Diameter



: 10,3330 ft



Diameter standar



: 15 ft



Tinggi



: 10,3330 ft



Tinggi standar



: 12 ft



Tebal shell



: 0,1465 inch



Tebal shell standar



: 3/16 inch



Bahan dinding



: Stainless steel SA 283 Grade C(dilapisi Pb)



Jenis sambungan



: Double welded butt joint strip



Jenis head



: Self supporting conical roof



Tebal head



: 0,1985 inch



Tebal head standar



: 3/16 inch



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 130,855.87



17. Tangki Natrium Hidroksida (T-04) Fungsi



: Menyimpan larutan NaOH sebanyak 477,5407 kg/jam.



Jenis



: Tangki silinder vertical, flat bottom with conical roof



Kondisi penyimpanan : Tekanan



: 1 atm



Suhu



: 30ºC



39



Waktu penyimpanan : 15 hari Spesifikasi alat : Volume



: 132,4214 m3



Diameter



: 18,1249 ft



Diameter standar



: 20 ft



Tinggi



: 18,1249 ft



Tinggi standar



: 24 ft



Tebal shell



: 0,1737 inch



Tebal shell standar



: 3/16 inch



Bahan dinding



: Stainless steel SA 283 Grade C



Jenis sambungan



: Double welded butt joint strip



Jenis head



: Self supporting conical roof



Tebal head



: 0,1737 inch



Tebal head standar



: 1/4 inch



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 162,243.97



18. Tangki Butil Metakrilat (T-05) Fungsi



: Menyimpan produk butil metakrilat sebanyak 5.050,5051 kg/jam.



Jenis



: Tangki silinder vertical, flat bottom with conical roof



Kondisi penyimpanan : Tekanan



: 1 atm



Suhu



: 40ºC



Waktu penyimpanan : 15 hari Spesifikasi alat : Volume



: 2.076,8727 m3



Diameter



: 45,3689 ft



Diameter standar



: 50 ft



Tinggi



: 45,3689 ft



Tinggi standar



: 48 ft



Tebal shell



: 0,2929 inch



40



Tebal shell standar



: 5/16 inch



Bahan dinding



: Stainless steel SA 283 Grade C



Jenis sambungan



: Double welded butt joint strip



Jenis head



: Self supporting conical roof



Tebal head



: 0,3699 inch



Tebal head standar



: 3/8 inch



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 425,687.47



19. Pompa (P-01) Fungsi



: Memompa larutan butanol dari mobil tangki menuju tangki butanol (T-01) setiap periode loading sebesar 32 m3 selama 30 menit.



Jenis



: Single stage centrifugal pump



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 281,7469 gpm



Head pompa



: 36,1790 lbf.ft/lbm



Spesific speed



: 2.910 rpm



Jenis impeller



: Mixed flow



Daya motor



: 3 HP



Effisiensi pompa



: 58%



Effisiensi motor



: 83%



Bahan



: Stainless steel



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 20,889.32



20. Pompa (P-02) Fungsi



: Memompa larutan asam metakrilat dari mobil tangki menuju tangki asam metakrilat (T-02) setiap periode loading sebesar 32 m3 selama 30 menit.



Jenis



: Single stage centrifugal pump



Spesifikasi pompa :



41



Kapasitas pompa



: 281,7469 gpm



Head pompa



: 37,8125 lbf.ft/lbm



Spesific speed



: 2.910 rpm



Jenis impeller



: Mixed flow



Daya motor



: 5 HP



Effisiensi pompa



: 58%



Effisiensi motor



: 83%



Bahan



: Stainless steel



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 20,889.32



21. Pompa (P-03) Fungsi



: Memompa larutan asam sulfat dari mobil tangki menuju tangki asam sulfat (T-03) setiap periode loading sebesar 32 m3 selama 30 menit.



Jenis



: Single stage centrifugal pump



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 281,7469 gpm



Head pompa



: 8,2984 lbf.ft/lbm



Spesific speed



: 2.910 rpm



Jenis impeller



: Axial flow



Effisiensi pompa



: 58%



Effisiensi motor



: 83%



Daya motor



: 1,5 HP



Bahan



: Stainless steel



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 20,889.32



42



22. Pompa (P-04) Fungsi



: Memompa larutan natrium hidroksida dari mobil tangki menuju tangki natrium hidroksida (T-04) setiap periode loading sebesar 32 m3 selama 30 menit.



Jenis



: Single stage centrifugal pump



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 281,7468 gpm



Head pompa



: 23,675 lbf.ft/lbm



Spesific speed



: 4.551,0136 rpm



Jenis impeller



: Mixed flow



Daya motor



: 5 HP



Effisiensi pompa



: 58%



Effisiensi motor



: 83%



Bahan



: Stainless steel



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 20,889.32



23. Pompa (P-05) Fungsi



: Memompa larutan butanol dari tangki butanol (T-01) menuju tangki pencampur (TP) sebanyak 2.781,7286 kg/jam.



Jenis



: Single stage centrifugal pump



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 15,2239 gpm



Head pompa



: 1,5770 lbf.ft/lbm



Spesific speed



: 2.910 rpm



Jenis impeller



: Mixed flow



Daya motor



: 0,5 HP



Effisiensi pompa



: 15%



Effisiensi motor



: 80%



Bahan



: Stainless steel



Jumlah pompa



: 1 buah



43



Harga



: $ 20,889.32



24. Pompa (P-06) Fungsi



: Memompa larutan asam metakrilat dari tangki asam metakrilat (T02) menuju tangki pencampur (TP) sebanyak 3.400,3922 kg/jam



Jenis



: Single stage centrifugal pump



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 14,8667 gpm



Head pompa



: 1,3710 lbf.ft/lbm



Spesific speed



: 2.910 rpm



Jenis impeller



: Axial flow



Daya motor



: 0,5 HP



Effisiensi pompa



: 14%



Effisiensi motor



: 80%



Bahan



: Stainless steel



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 7,035.26



25. Pompa (P-07) Fungsi



: Memompa campuran larutan dari tangki pencampur (TP) menuju heater (H-01) sebanyak 7.037,6778 kg/jam.



Jenis



: Single stage centrifugal pump



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 34,4640 gpm



Head pompa



: 11,2016 lbf.ft/lbm



Spesific speed



: 2.190 rpm



Jenis impeller



: Mixed flow



Daya motor



: 0,5 HP



Effisiensi pompa



: 31%



Effisiensi motor



: 78%



Bahan



: Stainless steel



44



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 7,035.26



26. Pompa (P-08) Fungsi



: Memompa larutan asam sulfat dari tangki asam sulfat (T-03) menuju reaktor (R-01) sebanyak 108,5932 kg/jam.



Jenis



: Single stage centrifugal pump



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 0,2700 gpm



Head pompa



: 11,9996 lbf.ft/lbm



Spesific speed



: 2.910 rpm



Jenis impeller



: Radial flow



Daya motor



: 0,5 HP



Effisiensi pompa



: 5%



Effisiensi motor



: 80%



Bahan



: Stainless steel



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 7,035.26



27. Pompa (P-09) Fungsi



: Memompa larutan keluaran reaktor (R-01) menuju reaktor (R-02) sebanyak 7.146,2710 kg/jam.



Jenis



: Single stage centrifugal pump



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 36,5857 gpm



Head pompa



: 1,0413 lbf.ft/lbm



Spesific speed



: 2.910 rpm



Jenis impeller



: Axial flow



Daya motor



: 0,5 HP



Effisiensi pompa



: 33%



Effisiensi motor



: 79%



45



Bahan



: Stainless steel



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 7,035.26



28. Pompa (P-10) Fungsi



: Memompa aliran hasil reaktor (R-02) menuju reaktor (R-03) sebanyak 7.146,2710 kg/jam.



Jenis



: Single stage centrifugal pump



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 36,6539 gpm



Head pompa



: 1,0246 lbf.ft/lbm



Spesific speed



: 2.910 rpm



Jenis impeller



: Axial flow



Daya motor



: 0,5 HP



Effisiensi pompa



: 33%



Effisiensi motor



: 79%



Bahan



: Stainless steel



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 10,715.25



29. Pompa (P-11) Fungsi



: Memompa larutan hasil reaktor (R-03) menuju ke nertaliser (N) sebanyak 7.146,2710 kg/jam.



Jenis



: Single stage centrifugal pump



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 36,6819 gpm



Head pompa



: 1,3896 lbf.ft/lbm



Spesific speed



: 2.910 rpm



Jenis impeller



: Axial flow



Daya motor



: 0,5 HP



Effisiensi pompa



: 33%



46



Effisiensi motor



: 79%



Bahan



: Stainless steel



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 10,715.25



30. Pompa (P-12) Fungsi



: Memompa larutan natrium hidroksida dari tangki penyimpanan natrium hidroksida (T-04) menuju netraliser (N) sebanyak 477,5407 kg/jam.



Jenis



: Single stage centrifugal pump



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 1,4339 gpm



Head pompa



: 1,3536 lbf.ft/lbm



Spesific speed



: 649,7759 rpm



Jenis impeller



: Mixed flow



Daya motor



: 0,5 HP



Effisiensi pompa



: 8%



Effisiensi motor



: 80%



Bahan



: Stainless steel



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 10,715.25



31. Pompa (P-13) Fungsi



: Memompa larutan keluar netraliser (N) menuju dekanter (D) sebanyak 7.623,8117 kg/jam.



Jenis



: Single stage centrifugal pump



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 37,1989 gpm



Head pompa



: 1,0471 lbf.ft/lbm



Spesific speed



: 2.910 rpm



Jenis impeller



: Axial flow



47



Daya motor



: 0,5 HP



Effisiensi pompa



: 34%



Effisiensi motor



: 81%



Bahan



: Stainless steel



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 10,715.25



32. Pompa (P-14) Fungsi



: Memompa larutan hasil atas dekanter (D) menuju heater (H-02) sebanyak 5.906,0621 kg/jam.



Jenis



: Single stage centrifugal pump



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 30,7429 gpm



Head pompa



: 46,7939 lbf.ft/lbm



Spesific speed



: 2.910 rpm



Jenis impeller



: Mixed flow



Daya motor



: 0,75 HP



Effisiensi pompa



: 35%



Effisiensi motor



: 75%



Bahan



: Stainless steel



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 10,715.25



33. Pompa (P-15) Fungsi : Memompa fase berat dekanter menuju Unit Pengolahan Limbah (UPL) sebanyak 1.717,7497 kg/jam Jenis



: Single stage centrifugal pump



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 6,8964 gpm



Head pompa



: 14,2872 lbf.ft/lbm



Spesific speed



: 2.910 rpm



48



Jenis impeller



: Mixed flow



Daya motor



: 0,5 HP



Effisiensi pompa



: 10%



Effisiensi motor



: 73%



Bahan



: Stainless steel



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 10,715.25



34. Pompa (P-16) Fungsi : Memompa larutan keluar akumulator (AC) untuk sebagian dikembalikan ke menara distilasi (MD) dan sebagian sebagai refluks sebanyak 855,5570 kg/jam Jenis



: Single stage centrifugal pump



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 4,7732 gpm



Head pompa



: 4,5 lbf.ft/lbm



Spesific speed



: 2.910 rpm



Jenis impeller



: Mixed flow



Daya motor



: 0,5 HP



Effisiensi pompa



: 7%



Effisiensi motor



: 70%



Bahan



: Stainless steel



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 7,035.26



35. Pompa (P-17) Fungsi : Memompa produk dari reboiler menuju cooler sebanyak 5.050,5051 kg/jam. Jenis



: Single stage centrifugal pump



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 33,8438 gpm



49



Head pompa



: 6,2457 lbf.ft/lbm



Spesific speed



: 2.910 rpm



Jenis impeller



: Mixed flow



Daya motor



: 0,75 HP



Effisiensi pompa



: 30%



Effisiensi motor



: 75%



Bahan



: Stainless steel



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 10,715.25



7.2. Spesifikasi Alat Utilitas 1.



Bak Pengendap dan Penampung (BU-01) Fungsi



: Mengendapkan kotoran – kotoran besar yang terdapat pada air sungai sebanyak 37.495,9308 kg/jam.



Jenis



: Bak persegi dari beton



Waktu penampungan : 4 jam Spesifikasi : Volume



: 150,6395 m3



Panjang



: 7,7011 m



Lebar



: 7,7011 m



Tinggi



: 3,0480 m



Jumlah



: 1 buah



Harga



: Rp. 90.383.674,12



2. Clarifier Fungsi



: Tempat penambahan koagulan alum dan sodium karbonat sehingga kotoran dapat menjadi flok – flok dan dapat diendapkan.



Jenis



: Tangki silinder dengan dasar kerucut tumpul



Waktu tinggal : 4 jam Spesifikasi : Volume



: 65,5673 m3



50



Diameter silinder



: 4,2482 m



Diameter kerucut (dasar)



: 1,4161 m



Tinggi silinder



: 4,2482 m



Tinggi kerucut (dasar)



: 0,8496 m



Kecepatan pengadukan



: 2,0554 rpm



Power motor



: 0,5 HP



Jumlah



: 1 buah



Harga



: Rp. 27.319.728,44



3. Bak Saringan Pasir (SP) Fungsi



: Menyaring partikel – partikel padat dalam air yang tidak terendapkan di bak clarifier sebanyak 13.600,4028 kg/jam.



Jenis



: Gravity sand filter



Spesifikasi :



4.



Kapasitas



: 13,6599 m3/jam



Luas penyaringan



: 4,0095 ft2



Bahan



: Beton



Media penyaringan



: Pasir



Lebar



: 0,4316 m



Panjang



: 0,8631 m



Jumlah



: 1 buah



Harga



: Rp. 2.276.644,12



Bak Penampung Air Bersih (BU-02) Fungsi



: Menampung air bersih keluaran dari saringan pasir sebanyak 13.600,4028 kg/jam.



Jenis



: Bak persegi panjang dari beton Volume



: 327,8367 m3



Panjang



: 13,1184 m



Lebar



: 6,5592 m



Tinggi



: 4,5720 m



51



5.



Jumlah



: 1 buah



Harga



: Rp. 196.702.044,75



Bak Air Minum (BU-03) Fungsi



: Mencampur air sebanyak 153,7649 kg/jam dengan kaporit sehingga didapatkan air yang bebas bibit penyakit dan bau.



Jenis



6.



: Bak persegi panjang dari beton Volume



: 3,6904 m3



Panjang



: 1,7046 m



Lebar



: 0,85 m



Tinggi



: 3,05 m



Jumlah



: 1 buah



Harga



: Rp. 2.214.215,11



Bak Air Pendingin (BU-04) Fungsi



: Menampung air pendingin yang berasal dari cooling tower dan air make-up sebanyak 82.454,2757 kg/jam.



Jenis



7.



: Bak persegi dari beton cor Volume



: 397,5109 m3



Panjang



: 11,4200 m



Lebar



: 5,7100 m



Tinggi



: 6,0960 m



Jumlah



: 1 buah



Harga



: Rp. 198.755.444,08



Bak Penampung Air Pendingin Bekas (BU-05) Fungsi : Menampung air pendingin bekas sebanyak 61.480,7068 kg/jam sebelum masuk ke cooling tower. Jenis



: Bak persegi dari beton Volume



: 298,1332 m3



Panjang



: 9,8900 m



52



Lebar



: 4,9450 m



Tinggi



: 6,0960 m



Jumlah



: 1 buah



Harga



: Rp. 149.066.583,06



8. Tangki Kation Exchanger Fungsi



: Menghilangkan kesadahan air yang disebabkan oleh ion-ion positif (Ca2+, Mg2+, Na2+) dari garam – garam yang terlarut dalam air dengan bantuan resin sebanyak 2,7455 ft3.



Jenis alat : Menara silinder yang didalamnya diisi resin Jenis resin : Natrium Zeolit (Na2Z) Spefikasi: Bahan



: Stainless steel SA 283 Grade C



Shell Diameter dalam



: 11,6250 in



Diameter luar



: 12 in



Tebal



:



Jenis



: Torispherical dishead



Tebal



:



Jumlah



: 2 buah



Harga



: $ 9,416.43/buah



in



Head



in



9. Tangki Anion Exchanger Fungsi



: Menghilangkan kesadahan air yang disebabkan oleh ion – ion negatif (SO4-2, CO3 -2) dari garam – garam yang terlarut dalam air dengan bantuan resin sebanyak 0,3076 ft3



Jenis alat : Menara silinder yang didalamnya diisi resin Jenis resin : Duolite A-42 Spefikasi:



53



Bahan



: Carbon steel SA 22 Grade A



Shell Diameter dalam



: 11,6250 in



Diameter luar



: 12 in



Tebal



:



Jenis



: Torispherical dishead



Tebal



:



Jumlah



: 2 buah



Harga



: $ 8,442.31/buah



in



Head



in



10. Tangki Deaerator Fungsi



: Menghilangkan gas – gas terlarut dalam air dengan menggunakan steam.



Jenis alat : Tangki silinder horizontal Spefikasi: Bahan



: Stainless steel SA 283 Grade C



Shell Diameter dalam



: 23,6250 in



Diameter luar



: 24 in



Tebal



: 3/16 in



Jenis



: Torispherical dishead



Tebal



: ¼ in



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 19,058.97



Head



54



11. Boiler Fungsi



: Memproduksi steam jenuh untuk digunakan sebagai pemanas pada area proses sebanyak 4.221,0472



Jenis alat : Water tube boiler Jenis bahan bakar : Fuel oil Spesifikasi: Volume



: 7,43 m3/jam



Diameter dalam



: 0,67 in



Diameter luar



: 1 in



Panjang



: 16 ft



Jumlah



: 56 buah



Susunan



: triangular pitch



Jarak pitch



: 1,25 in



Diameter shell



: 12 in



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 9,308.19



Tube



12. Fan Udara Pembakar Fungsi



: Mengalirkan udara ke furnace untuk proses pembakaran sebanyak 89,8349 lb/jam.



Effisiensi motor : 88% Power motor



: 0,5 Hp



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 12,771.71



13. Cooling Tower (CT) Fungsi : Mendinginkan air pendingin yang berasal dari alat-alat pada area proses sebanyak 68.711,8964 kg/jam dengan udara. Jenis alat



: Induced draft cooling tower



Dimensi alat :



55



Panjang



: 15,5 ft



Lebar



: 15,5 ft



Tinggi



: 7,3592 ft



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 720,302.60



14. Fan Cooling Tower Fungsi



: Menarik udara sekitar sehingga kontak langsung dengan air di dalam cooling tower



Kapasitas



: 73.344,3208



Effisiensi motor : 89% Power motor



: 15 Hp



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 8,442.1



15. Tangki Alum (TU-01) Fungsi : Menampung alum 5% sebanyak 4,6241 kg/jam yang digunakan sebagai koagulan pada clarifier. Jenis



: Tangki silinder vertical



Waktu penampungan : 15 hari Spesifikasi: Bahan



: Carbon steel SA-283, Grade C



Volume



: 1,9201 m3



Tinggi



: 2,8021 m



Diameter dalam



: 37,6250 inch



Diameter luar



: 37,1484 inch



Tebal



: 0,1875 inch



Jenis



: Torispherical dishead



Tebal



: 0,1875 inch



Shell



Head



56



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 16,559.92



16. Tangki Sodium Karbonat (TU-02) Fungsi : Menampung sodium karbonat 5% sebanyak 3,4001 kg/jam yang digunakan sebagai koagulan pada clarifier. Jenis



: Tangki silinder vertical



Waktu penampungan : 15 hari Spesifikasi: Bahan



: Carbon steel SA-283, Grade C



Volume



: 28,3478 m3



Tinggi



: 6,8742 m



Diameter dalam



: 95,5 inch



Diameter luar



: 96 inch



Tebal



: 0,25 inch



Jenis



: Torispherical dishead



Tebal



: 0,3125 inch



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 12,447.00



Shell



Head



17. Tangki Larutan Kaporit (TU-03) Fungsi : Menampung larutan kaporit 5% sebanyak 7,6882 kg/jam untuk dialirkan ke dalam bak air minum (BU-03) Jenis



: Tangki silinder vertical



Waktu penampungan



: 15 hari



Spesifikasi : Bahan



: Carbon steel SA-283, Grade C



Volume



: 1,4133 m3



Tinggi



: 2,5301 m



57



Shell Diameter dalam



: 33,6250 inch



Diameter luar



: 34 inch



Tebal



: 3/16 inch



Jenis



: Torispherical dishead



Tebal



: 3/16 inch



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 5,519.97



Head



18. Tangki Larutan NaCl (TU-04) Fungsi : Menampung larutan NaCl sebanyak 466,9981 kg untuk dialirkan ke dalam tangki kation exchanger. Jenis



: Tangki silinder vertical



Waktu penampungan : 15 hari Spesifikasi : Bahan



: Stainless steel SA-283, Grade C



Volume



: 0,5428 m3



Tinggi



: 1,8390 m



Diameter dalam



: 25,6250 inch



Diameter luar



: 26 inch



Tebal



: 0,1875 inch



Jenis



: Torispherical dishead



Tebal



: 0,1875 inch



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 8,225.84



Shell



Head



58



19. Tangki Larutan NaOH (TU-05) Fungsi : Menampung larutan NaOH sebanyak 133,9282 kg untuk dialirkan ke dalam tangki anion exchanger. Jenis



: Tangki silinder vertical



Waktu penampungan : 15 hari Spesifikasi : Bahan



: Stainless steel SA-283, Grade C



Volume



: 0,1531 m3



Tinggi



: 1,2060 m



Diameter dalam



: 17,6250 inch



Diameter luar



: 18 inch



Tebal



: 3/16 inch



Jenis



: Torispherical dishead



Tebal



: 3/16 inch



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 4,654.10



Shell



Head



20. Tangki Penampung (TU-06) Fungsi : Menampung kondensat yang berasal dari alat pemanas pada area proses dan air make up keluaran anion exchanger sebelum diumpankan ke boiler sebanyak 3.165,7854 kg/jam. Jenis



: Tangki silinder vertical



Spesifikasi : Bahan



: Carbon steel SA-283, Grade C



Volume



: 3,7989 m3



Tinggi



: 3,5178 m



Diameter dalam



: 47,6250 inch



Diameter luar



: 48 inch



Shell



59



Tebal



: 3/16 inch



Jenis



: Torispherical dishead



Tebal



: 3/16 inch



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 6,494.09



Head



21. Pompa (PU-01) Fungsi



: Mengalirkan air dari sungai ke bak pengendap (BU-01) sebanyak 31.246,6090 kg/jam



Jenis



: Single stage centrifugal pump



Pemilihan pipa : NPS



: 4 inch



Sch. Number



: 40



ID



: 4,026 inch



OD



: 4,5 inch



At



: 12,7 inch2



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 138,1751 gpm



Head pompa



: 46,8402 lbf.ft/lbm



Friction head



: 4,9822 lbf.ft/lbm



Pressure head



: 39,8580 lbf.ft/lbm



Velocity head



: 0 lbf.ft/lbm



Static head



: 2 lbf.ft/lbm



Effisiensi pompa



: 49%



Effisiensi motor



: 88%



Daya motor



: 15 HP



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 20,672.85



60



22. Pompa (PU-02) Fungsi : Mengalirkan air dari bak pengendap (BU-01) menuju ke clarifier sebanyak 13.600,4028 kg/jam. Jenis



: Single stage centrifugal pump



Pemilihan pipa: NPS



: 3 inch



Sch. Number



: 40



ID



: 3,068 inch



OD



: 3,5 inch



At



: 7,38 inch2



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 60,1421 gpm



Head pompa



: 4,8130 lbf.ft/lbm



Friction head



: 0,0348 lbf.ft/lbm



Pressure head



: 0,2787 lbf.ft/lbm



Velocity head



: 0 lbf.ft/lbm



Static head



: 4,5 lbf.ft/lbm



Effisiensi pompa



: 40%



Effisiensi motor



: 80%



Daya motor



: 0,75 HP



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 13,745.82



23. Pompa (PU-03) Fungsi : Mengalirkan air dari clarifier menuju ke bak saringan pasir (SP) sebanyak 13.600,4028 kg/jam. Jenis



: Single stage centrifugal pump



Pemilihan pipa: NPS



: 3 inch



Sch. Number : 40 ID



: 3,068 inch



61



OD



: 3,5 inch



At



: 7,38 inch2



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 60,1421 gpm



Head pompa



: 2,3313 lbf.ft/lbm



Friction head



: 0,224 lbf.ft/lbm



Pressure head



: 0,2945 lbf.ft/lbm



Velocity head



: 0 lbf.ft/lbm



Static head



: 2 lbf.ft/lbm



Effisiensi pompa



: 40%



Effisiensi motor



: 80%



Daya motor



: 0,5 HP



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 13,745.82



24. Pompa (PU-04) Fungsi



: Mengalirkan air dari bak saringan pasir (SP) menuju ke bak air bersih (BU-02) sebanyak 13.600,4028 kg/jam



Jenis



: Single stage centrifugal pump



Pemilihan pipa : NPS



: 3 inch



Sch. Number



: 40



ID



: 3,068 inch



OD



: 3,5 inch



At



: 7,38 inch2



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 60,1421 gpm



Head pompa



: 4,8313 lbf.ft/lbm



Friction head



: 0,0368 lbf.ft/lbm



Pressure head



: 0,2945 lbf.ft/lbm



Velocity head



: 0 lbf.ft/lbm



62



Static head



: 4,5 lbf.ft/lbm



Effisiensi pompa



: 38%



Effisiensi motor



: 80%



Daya motor



: 0,75 HP



Jumlah pompa



:1



Harga



: $ 13,745.82



25. Pompa (PU-05) Fungsi : Mengalirkan air dari bak air bersih (BU-02) menuju ke bak air minum (BU-03) sebanyak 153,7649 kg/jam. Jenis



: Single stage centrifugal pump



Pemilihan pipa : NPS



: 0,5 inch



Sch. Number : 40 ID



: 0,493 inch



OD



: 0,84 inch



At



: 0,22 inch2



Spesifikasi pompa :



:



Kapasitas pompa



: 0,6618 gpm



Head pompa



: 1,8270 lbf.ft/lbm



Friction head



: 0,0180 lbf.ft/lbm



Pressure head



: 1,0109 lbf.ft/lbm



Velocity head



: 0 lbf.ft/lbm



Static head



: 13,12 lbf.ft/lbm



Effisiensi pompa



: 20%



Effisiensi motor



: 80%



Daya motor



: 0,5 HP



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 7,035.26



63



26. Pompa (PU-06) Fungsi : Mengalirkan air dari bak air bersih (BU-02) menuju ke bak air pendingin dan tangki kation exchanger sebanyak 82.454,2757 kg/jam. Jenis



: Single stage centrifugal pump



Pemilihan pipa : NPS



: 8 inch



Sch. Number



: 40



ID



: 7,981 inch



OD



: 8,6250 inch



At



: 50 inch2



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 354,8659 gpm



Head pompa



: 4,8768 lbf.ft/lbm



Friction head



: 0,0198 lbf.ft/lbm



Pressure head



: 1,0109 lbf.ft/lbm



Velocity head



: 0 lbf.ft/lbm



Static head



: 3,8460 lbf.ft/lbm



Effisiensi pompa



: 60%



Effisiensi motor



: 81%



Daya motor



: 5 HP



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 22,945.78



27. Pompa (PU-07) Fungsi : Memompa larutan NaCl dari tangki NaCl (TU-04) menuju ke tangki kation exchanger untuk proses regenerasi. Jenis



: Single stage centrifugal pump



Pemilihan pipa: NPS



: 0,75 inch



Sch. Number



: 80



64



ID



: 0,824 inch



OD



: 1,05 inch



At



: 0,534 inch2



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 0,7966 gpm



Head pompa



: 1,7031 lbf.ft/lbm



Friction head



: 0,0014 lbf.ft/lbm



Pressure head



: 1,0017 lbf.ft/lbm



Velocity head



: 0 lbf.ft/lbm



Static head



: 0,7 lbf.ft/lbm



Effisiensi pompa



: 20%



Effisiensi motor



: 80%



Daya motor



: 0,5 HP



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 7,035.26



28. Pompa (PU-08) Fungsi : Memompa larutan NaOH dari tangki NaOH (TU-05) menuju ke tangki anion exchanger untuk proses regenerasi. Jenis



: Single stage centrifugal pump



Pemilihan pipa : NPS



: 0,75 inch



Sch. Number



: 40



ID



: 0,824 inch



OD



: 1,05 inch



At



: 0,534 inch2



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 3,3699 gpm



Head pompa



: 2,3499 lbf.ft/lbm



Friction head



: 0,3648 lbf.ft/lbm



Pressure head



: 0,9851 lbf.ft/lbm



65



Velocity head



: 0 lbf.ft/lbm



Static head



: 1 lbf.ft/lbm



Effisiensi pompa



: 20%



Effisiensi motor



: 80%



Daya motor



: 0,5 HP



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 7,035.26



29. Pompa (PU-09) Fungsi : Mengalirkan air dari tangki deaerator menuju ke tangki anion exchanger sebanyak 422,1047 kg/jam. Jenis



: Single stage centrifugal pump



Pemilihan pipa : NPS



: 0,75 inch



Sch. Number : 40 ID



: 0,824 inch



OD



: 1,05 inch



At



: 0,534 inch2



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 1,8666 gpm



Head pompa



: 3,0582 lbf.ft/lbm



Friction head



: 0,0195 lbf.ft/lbm



Pressure head



: 0 lbf.ft/lbm



Velocity head



: 0 lbf.ft/lbm



Static head



: 8,202 lbf.ft/lbm



Effisiensi pompa



: 20%



Effisiensi motor



: 80%



Daya motor



: 0,5 HP



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 7,035.26



66



30. Pompa (PU-10) Fungsi : Memompa air dari tangki penampung (TU-06) ke steam boiler furnace sebanyak 422,1047 kg/jam. Jenis



: Single stage centrifugal pump



Pemilihan pipa : NPS



: 0,75 inch



Sch. Number



: 40



ID



: 0,824 inch



OD



: 1,05 inch



At



: 0,534 inch2



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 1,8666 gpm



Head pompa



: 1,5533 lbf.ft/lbm



Friction head



: 0,0146 lbf.ft/lbm



Pressure head



: 1,0387 lbf.ft/lbm



Velocity head



: 0 lbf.ft/lbm



Static head



: 0,5 lbf.ft/lbm



Effisiensi pompa



: 20%



Effisiensi motor



: 80%



Daya motor



: 0,5 HP



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 7,035.26



31. Pompa (PU-11) Fungsi : Mengalirkan air pendingin sebanyak 82.454,2757 kg/jam dari bak pendingin (BU-04) menuju ke alat-alat pendingin. Jenis



: Double stage centrifugal pump



Pemilihan pipa : NPS



: 8 inch



Sch. Number



: 40



ID



: 7,981 inch



67



OD



: 8,625 inch



At



: 50 inch2



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 364,6196 gpm



Head pompa



: 2,0572 lbf.ft/lbm



Friction head



: 0,0185 lbf.ft/lbm



Pressure head



: 1,0387 lbf.ft/lbm



Velocity head



: 0 lbf.ft/lbm



Static head



: 1 lbf.ft/lbm



Effisiensi pompa



: 20%



Effisiensi motor



: 80%



Daya motor



: 1,5 HP



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 22,945.78



32. Pompa (PU-12) Fungsi : Mengalirkan air sebanyak 61.840,7068 kg/jam dari bak air bekas pendingin (BU-05) menuju ke cooling tower (CT). Jenis



: Double stage centrifugal pump



Pemilihan pipa : NPS



: 6 inch



Sch. Number



: 40



ID



: 6,065 inch



OD



: 6,625 inch



At



: 28,9 inch2



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 273,4647 gpm



Head pompa



: 3,1046 lbf.ft/lbm



Friction head



: 0,0659 lbf.ft/lbm



Pressure head



: 1,0387 lbf.ft/lbm



Velocity head



: 0 lbf.ft/lbm



68



Static head



: 2 lbf.ft/lbm



Effisiensi pompa



:



Effisiensi motor



: 80%



Daya motor



: 1,5 HP



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 20,889.32



33. Pompa (PU-13) Fungsi : Mengalirkan air sebanyak 68.711,8964 kg/jam dari cooling tower (CT) menuju ke bak pendingin (BU-04). Jenis



: Double stage centrifugal pump



Pemilihan pipa : NPS



: 6 inch



Sch. Number



: 40



ID



: 6,065 inch



OD



: 6,625 inch



At



: 28,9 inch2



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 303,8497 gpm



Head pompa



: 4,5983 lbf.ft/lbm



Friction head



: 0,0595 lbf.ft/lbm



Pressure head



: 1,0387 lbf.ft/lbm



Velocity head



: 0 lbf.ft/lbm



Static head



: 3,5 lbf.ft/lbm



Effisiensi pompa



:



Effisiensi motor



: 80%



Daya motor



: 3 HP



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 20,889.32



69



34. Pompa (PU-14) Fungsi : Mengalirkan bahan bakar sebanyak 1.9124 kg/jam dari tangki penampung bahan bakar menuju steam boiler furnace. Jenis



: Single stage centrifugal pump



Pemilihan pipa : NPS



: 0,125 inch



Sch. Number



: 40



ID



: 0,215 inch



OD



: 0,405 inch



At



: 0,036 inch2



Spesifikasi pompa : Kapasitas pompa



: 0,0088 gpm



Head pompa



: 11,4767 lbf.ft/lbm



Friction head



: 0,0086 lbf.ft/lbm



Pressure head



: 10,8181 lbf.ft/lbm



Velocity head



: 0 lbf.ft/lbm



Static head



: 0,6500 lbf.ft/lbm



Effisiensi pompa



:



Effisiensi motor



: 80%



Daya motor



: 0,5 HP



Jumlah pompa



: 1 buah



Harga



: $ 7,035.26



35. Tangki Bahan Bakar Fungsi



: Menyimpan bahan bakar berupa fuel oil sebanyak 1,9124 kg/jam.



Jenis alat : Tangki silinder vertikal Spesifikasi: Bahan



: Carbon steel SA-283, Grade C



Volume



: 1,7283 m3



Tinggi



: 2,7056 m



70



Shell Diameter dalam



: 59,6250 inch



Diameter luar



: 60 inch



Tebal



: 3/16 inch



Jenis



: Torispherical dishead



Tebal



: 1/4 inch



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 5,628.21



Head



36. Kompresor Fungsi



: Menaikkan tekanan udara dari tekanan 1 atm menjadi 25,95 atm sebanyak 4,2 m3/jam.



Jenis



: Kompresor reciprocating



Jumlah stage : 2 Rasio kompresi : 0,2806 Daya motor



: 3 Hp



Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 58,446.79



37. Generator Fungsi



: Menyediakan cadangan arus listrik sebesar 1.356,2924 Watt jika listrik dari PLN mengalami gangguan/terputus (mati).



Jenis



: Generator arus AC



Effisiensi motor : 80% Jumlah



: 1 buah



Harga



: $ 303,057.44



BAB VIII UTILITAS



Utilitas merupakan unit yang mendukung proses suatu pabrik serta sarana penunjang yang penting demi kelancaran jalannya proses produksi. Sarana penunjang merupakan sarana lain yang diperlukan selain bahan baku dan bahan pembantu agar proses produksi dapat berjalan sesuai yang diinginkan. Menyediakan utilitas artinya menambah biaya produksi pabrik namun pabrik akan lebih hemat apabila pabrik itu memiliki utilitas sendiri sehingga tidak bergantung pada pabrik – pabrik lain guna menunjang proses produksinya. Salah satu faktor yang menunjang kelancaran suatu proses produksi di dalam pabrik yaitu penyediaan utilitas. Penyediaan utilitas ini meliputi: penyediaan air, penyediaan steam, penyediaan listrik, penyediaan bahan bakar, dan penyediaan udara tekan.



8.1. Penyediaan Air Untuk memenuhi kebutuhan air suatu pabrik pada umumnya menggunakan air sumur, air sungai, air danau, maupun air laut sebagai sumbernya. Dalam prarancangan pabrik butil metakrilat ini yang digunakan adalah air yang berasal dari sungai. Penggunaan air sungai sebagai sumber air dipilih dengan pertimbangan sebagai berikut: a. Biaya lebih rendah dibanding biaya dari sumber lainnya b. Jumlah air sungai lebih banyak dibanding air sumur c. Letak sungai berada tidak jauh dari lokasi pabrik Kebutuhan air di pabrik ini dipenuhi dari daerah aliran sungai Cidanau (DAS Cidanau) dengan debit rata – rata 2.000 liter/detik. Penyediaan air digunakan untuk keperluan air pendingin, air umpan boiler, air minum, kebutuhan rumah tangga, dan kantor serta air pemadam kebakaran.



71



72



8.1.1. Air Pendingin Pada umumnya air digunakan sebagai media pendingin karena faktor – faktor sebagai berikut: a. Air merupakan bahan yang dapat diperoleh dalam jumlah besar. b. Mudah dalam pengaturan dan pengolahan. c. Menyerap panas yang relatif tinggi persatuan volume. d. Tidak mudah menyusut secara berarti dalam batasan dengan adanya perubahan suhu pendingin e. Tidak terdekomposisi. Adapun syarat – syarat air yang digunakan sebagai media pendingin adalah sebagai berikut: a. Jernih Air harus bersih, tidak terdapat partikel – partikel kasar yaitu batu, kerikil, atau partikel – partikel halus seperti pasir, tanah, dan lumut yang dapat menyebabkan air kotor. b. Tidak menyebabkan korosi c. Tidak menyebabkan fouling Fouling disebabkan oleh kotoran yang terikut saat air masuk unit pengolahan air, disamping pasir, mikrobia, dan zat – zat organik. Air pendingin setelah digunakan pada peralatan proses akan mengalami kenaikan suhu, sehingga untuk menghemat pemakainan air, air yang telah digunakan didinginkan kembali di dalam cooling tower dan dicampur dengan air make-up. Cooling tower merupakan suatu menara yang terdiri dari kerangka beton, di dalam menara terdapat isian yang terbuat dari kayu. Air yang diturunkan suhunya dipercikkan melalui puncak cooling tower sedangkan udara pendingin dihembuskan melalui dasar cooling tower dengan menggunakan fan. Kontak antara udara dengan air menyebabkan sebagian air akan menguap sehingga suhu air akan turun.



73



8.1.2. Air Umpan Boiler Batasan air umpan boiler menurut American Boiler manufacture Association standart (ABMA) untuk boiler dengan tekanan operasi antara 0-300 psig adalah: Total solid



: 3.500 ppm



Total alkalinity



: 700 ppm



Suspended solid



: 300 ppm



Air yang digunakan sebagai air umpan boiler harus memenuhi syarat – syarat sebagai berikut (Powell, 1954): a. Air bebas dari zat – zat yang dapat menyebabkan korosi Korosi yang terjadi dalam boiler disebabkan air mengandung larutan – larutan asam, gas – gas terlarut seperti O2, dan CO2. b. Air bebas dari zat yang dapat menyebabkan scale forming Pembentukan kerak disebabkan karena adanya kesadahan dan suhu tinggi, yang biasanya berupa garam – garam karbonat dan silikat. c. Air bebas dari zat yang dapat menyebabkan foaming Air yang diambil kembali dari hasil pemanasan biasanya menyebabkan foaming pada boiler karena adanya zat – zat organik dan zat – zat tidak terlarut dalam jumlah besar. Efek pembusaan terutama terjadi pada alkalinitas tinggi.



8.1.3. Air Minum, Kebutuhan Rumah Tangga, dan Kantor Air yang digunakan sebagai air minum, kebutuhan rumah tangga, dan kantor harus memenuhi syarat – syarat sebagai berikut: a. Persyaratan fisika 



Air harus jernih/tidak keruh







Tidak berwarna dan tidak berbau







Tidak berasa (tawar)







Suhu normal (20oC – 26oC)







Tidak mengandung padatan



b. Persyaratan kimia 



pH netral (pH = 7)







Tidak mengandung bahan kimia beracun



74







Kesadahan rendah







Tidak mengandung zat organik



c. Persyaratan biologis 



Tidak mengandung bakteri pathogen







Tidak mengandung bakteri non pathogen



8.1.4. Air Pemadam Kebakaran Air pemadam kebakaran digunakan hanya pada saat terjadi kebakaran di pabrik. Syarat air pemadam kebakaran adalah sebagai berikut: a. Tidak mengandung padatan seperti pasir, batuan kerikil. b. Tidak mengandung kotoran seperti daun, sampah.



8.1.5.



Tahap – tahap Pengolahan Air Pengolahan air dilakukan melalui beberapa tahap diantaranya:



1. Tahap penjernihan air a. Pemisahan kotoran air sungai Dalam tahapan ini air sungai ditampung terlebih dahulu ke dalam bak penampung yang selanjutnya dialirkan ke bak pengendap dan akan mengalami proses pengendapan terhadap partikel – partikel yang terikut masuk bersama air seperti pasir, kerikil, lumpur, dan lain – lain secara gravitasi. b. Flokulasi Setelah mengalami pengendapan, air kemudian dialirkan ke bak flokulator. Pada bak ini terjadi penambahan koagulan yang disertai pengadukan



untuk



mencampur



air



dengan



bahan



koagulan



[Al2(SO4)3.18H2O]. Koagulan ini berfungsi membentuk flok – flok sehingga semakin lama akan bersatu dan membentuk partikel yang lebih besar. Larutan natrium karbonat (Na2CO3) juga ditambahkan untuk menurunkan kesadahan air. Persamaan reaksi (Powell, 1954): CaSO4 +



Na2CO3



CaCO3 + Na2SO4



75



CaCl2



+



Na2CO3



CaCO3 + 2 NaCl



Al2(SO4)3 + 3 Ca(HCO3)2



3 CaSO4 + 2 Al(OH)3 + 6 CO2



Dari bak flokulator, air kemudian dialirkan ke dalam clarifier dimana pada tangki ini akan terjadi penggumpalan yang lebih sempurna dari flok – flok yang berasal dari bak flokulator yang kemudian diendapkan secara gravitasi dan pada waktu tertentu dilakukan blowdown untuk membuang endapan yang terbentuk sebelumnya. Bak clarifier dilengkapi dengan scraper yang berfungsi mengumpulkan endapan pada dasar clarifier sehingga mudah dibuang.Air bersih keluar dari clarifier secara over flow. c. Penyaringan Air dari clarifier dimasukkan ke dalam bak saringan pasir (sand filter) yang tersusun atas campuran pasir dan kerikil kuarsa dari yang halus sampai yang kasar dan disusun secara berlapis – lapis.Media berpori ini berfungsi untukmenahan/menyaring partikel – partikel padat yang lolos atau terbawa bersama air dari clarifier. Menurut Powell (1954) karakteristik sand filter adalah sebagai berikut: 𝑔𝑝𝑚



Kecepatan penyaringan



: 15-30



Tebal tumpukan pasir



: 18-30 inch



Tebal tumpukan kerikil



: 8-20 inch



𝑓𝑡 2



Pencucian ulang dilakukan dengan sistem back wash, dilakukan tiap 6-24 jam sekali atau jika saringan pasir sudah cukup jenuh dengan waktu pencucian biasanya 10-15 menit. Air pencuci yang biasanya digunakan 23% dari air yang disaring (Powell, 1954). Setelah tahap filtrasi dengan sand filter, air jernih yang diperoleh digunakan untuk air pendingin, air minum, rumah tangga dan kantor, air umpan boiler. Untuk keperluan air minum, air bersih dialirkan menuju bak air minum kemudian ditambahkan kaporit sehingga didapat air yang bebas penyakit dan bau.



76



2.



Tahap Pelunakan (Demineralisasi) Air Air yang digunakan sebagai umpan boiler harus memenuhi persyaratan bebas dari garam – garam mineral yang terlarut. Proses demineralisasi dimaksudkan untuk menghilangkan ion – ion dari peruraian garam – garam yang terkandung pada filtered water dengan cara melewatkan air pada kation – anion exchanger yang mengandung resin. Didalam kation – anion exchanger terjadi dua reaksi, yaitu softeningdan regenerasi. Softening adalah proses penghilangan garam – garam di dalam air untuk mencegah terjadinya kerak dan korosi di dalam boiler dengan menggunakan resin. Regenerasi adalah proses pengaktifan kembali resin yang sudah jenuh karena proses softening, sehingga dapat digunakan kembali. Adapun tahapan proses pelunakan air adalah sebagai berikut: a.



Kation Exchanger Kation exchanger berfungsi mengikat ion – ion positif yang ada pada air seperti : Ca2+, Mg2+, Na+, K+, Fe2+, Al3+, Mn2+ menggunakan sodium zeolite (Na2Z). Reaksi pelunakan air (Powell, 1954): CaCl2



+



Na2Z



CaZ



+



2 NaCl



MgCl2



+



Na2Z



MgZ



+



2 NaCl



CaSO4



+



Na2Z



CaZ



+



2 Na2SO4



MgSO4



+



Na2Z



MgZ



+



2 Na2SO4



Ca(HCO3)2 +



Na2Z



CaZ



+



2 NaHCO3



Mg(HCO3)2 +



Na2Z



MgZ



+



2 NaHCO3



Karena proses ini berlangsung terus menerus maka pada suatu saat zeolite akan penuh dengan garam Ca dan Mg, sehingga tidak dapat berfungsi lagi (jenuh). Maka dilakukan regenerasi dengan menggunakan larutan NaCl (Powell, 1954). Reaksi regenerasi yang terjadi adalah sebagai berikut: CaZ



+



2 NaCl



Na2Z



+



CaCl2



MgZ +



2 NaCl



Na2Z



+



CaCl2 (Powell, 1954)



77



b.



Anion Exchanger Anion exchanger berfungsi untuk mengikat ion-ion negatif yang ada pada air seperti : SO42-, Cl-, SO32-, S2-, HCO3-, CO32-, SiO32menggunakan resin yang mengandung gugus amine (RNH3OH) atau Duolite A-2. Reaksi pelunakan air (Powell, 1954): HCl



+



RNH2



RNH3Cl



H2CO3



+



2 RNH3OH



(RNH3)2CO3



+



2 H2 O



Regenerasi dilakukan dengan menggunakan larutan NaOH.Reaksi regenerasi yang terjadi adalah sebagai berikut: RNH3Cl



+



(RNH3)2CO3 +



NaOH



RNH2 + NaCl + H2O



2 NaOH



2 RNH3OH + Na2CO3 (Powell, 1954)



3.



Tahap Penghilangan Gas – gas (Deaerasi) Deaerasi merupakan suatu proses penghilangan gas – gas yang terlarut dalam air seperti oksigen (O2), carbon dioksida (CO2), dan gas – gas lainnya



yang



dapat



menyebabkan korosi



dengan cara



pemanasan



menggunakan steam. Pada proses deaerasi menggunakan alat yang dinamakan deaerator. Untuk mencegah terbentuknya kerak akibat kesadahan yang masih tersisa, maka pada air umpan boiler ditambahkan phospat. Pada penambahan phospat akan terjadi reaksi: 3 Ca2+



+ 2 PO43



Ca3(PO4)2 (Powell, 1954)



Pada perancangan ini, ion phospat diperoleh dari senyawa disodium phospat (Na2HPO4.2H2O). Endapan kalsium phospat [Ca3(PO4)2] yang terbentuk ringan dan tidak menempel pada tube boiler.



78



8.1.6.



Diagram Alir Proses Pengolahan Air Diagram alir proses pengolahan air merupakan diagram yang menjelaskan



unit proses pengolahan air sebagai unit pendukung dalam proses produksi pada pabrik butil metakrilat.



Sungai



Keterangan: BU-01 : Bak pengendap



TU-01 : Tangki larutan tawas



BU-02 : Bak air bersih



TU-02 : Tangki larutan Na2CO3



BU-03 : Bak air keperluan umum



TU-03 : Tangki larutan kaporit



BU-04 : Bak air pendingin



TU-04 : Tangki larutan NaCl



BU-05 : Bak penampung air pendingin bekas



TU-05 : Tangki larutan NaOH



CL



: Clarifier



TU-06 : Tangki larutan disodium phospat



SP



: Saringan pasir



TU-07 : Tangki hasil deaerator



CT



: Cooling Tower



TKE : Tangki kation exchanger TAE : Tangki anion exchanger



Gambar 8.1. Diagram Alir Proses Pengolahan Air



79



8.1.7. Kebutuhan Air Adapun kebutuhan air untuk umpan boiler, pendingin, kebutuhan rumah tangga, dan perkantoran adalah sebagai berikut: 1. Air Pendingin Kebutuhan air pendingin pada area proses sebagai berikut: Reaktor-01



= 9.135,1039 kg/jam



Reaktor-02



= 2.401,4001 kg/jam



Reaktor-03



= 719,0279 kg/jam



Netraliser



= 25.165,7777 kg/jam



Cooler



= 24.427,6733 kg/jam



Condensor



= 68.711,8964 kg/jam



Total pemakaian



= 68.711,8964 kg/jam



+



Setelah digunakan sebagai pendingin, dianggap 90% air dapat direcycle sehingga dapat digunakan kembali. Jumlah air yang dapat di-recycle = 90% x 68.711,8964 kg/jam = 61.840,7068 kg/jam



Kebutuhan air untuk membuat air pendingin = 68.711,8964 kg/jam – 61.840,7068 kg/jam = 6.871,1896 kg/jam



2. Air Umpan Boiler Kebutuhan steam pada area proses sebagai berikut: Heater-01



= 174,4982 kg/jam



Heater-02



= 247,6405 kg/jam



Reboiler



= 3.095,4006 kg/jam



Total pemakaian steam



= 3.517,5394 kg/jam



+



Setelah digunakan sebagai pemanas, dianggap 90% kondensat dari steam dapat di recycle sehingga dapat digunakan kembali.



80



Jumlah air kondensat yang dapat di-recycle = (90% x 3.517,5394)kg/jam = 3.165,7854 kg/jam



Jika efisiensi boiler sebesar 80%, maka total pemakaian steam: = (3.517,5394 kg/jam)/0,8 = 2.814,0315 kg/jam



Kebutuhan air untuk membuat steam = (3.517,5394 – 3.165,7854) kg/jam = 351,7539 kg/jam



3. Air Pemadam Kebakaran Air untuk kebutuhan pemadam kebakaran diperkirakan sekitar 400 L/jam atau 23.895,5280 kg/jam (SNI 03-1475-2000).



4. Air Keperluan Umum a. Air Minum Dirancang pabrik mempunyai karyawan 135 orang. Diperkirakan kebutuhan air tiap orang sebesar 8 L/hari. Kebutuhan air minum = 135 x 8



Liter hari



1 m3



1 hari



kg



x1.000 Liter x 24 jam x 1.000 m3



= 44,8041 kg/jam b. Air Rumah Tangga Dirancang pabrik mempunyai 20 unit rumah. Masing – masing rumah dihuni oleh 5 orang anggota keluarga. Diperkirakan kebutuhan air tiap orang sebesar 120 L/hari. Kebutuhan air rumah tangga = 20 x 5 x 120



Liter hari



= 511,5065 kg/jam



1 m3



1 hari



x 1.000 Liter x 24 jam x 1.000



kg m3



81



c. Air untuk Perkantoran dan Laboratorium Diperkirakan kebutuhan air untuk perkantoran dan laboratorium sebanyak 2.000 L/hari atau 83,3333 kg/jam (PMK No. 70 Tahun 2016). Total air keperluan umum = 44,8041 kg/jam + 511,5065 kg/jam + 83,3333 kg/jam = 639,6439 kg/jam



Banyaknya total air bersih yang harus disediakan: = (6.871,1896 + 351,7539 + 23.895,5280 + 639,6439) kg/jam = 31.246,6090 kg/jam



Apabila air bersih yang harus disediakan 20% berlebih, maka : = 1,2 x 31.246,6090 kg/jam = 37.495,9308 kg/jam



8.2. Penyediaan Steam Penyediaan steam ini bertujuan untuk mencukupi kebutuhan steam yang akan digunakan untuk berbagai proses operasi. Dalam proses operasi, steam yang dipakai berupa steam jenuh sebesar 3.517,5394 kg/jam dengan tekanan 3.093,7 psi (210,4558 atm) dan suhu 700oF (371,1111oC). Untuk memenuhi kebutuhan steam tersebut maka digunakan boiler jenis water tube. Boiler tersebut dilengkapi dengan sebuah unit economizer safety valve system dan pengamanan – pengamanan yang bekerja secara otomatis. Air yang akan digunakan sebagai umpan boiler adalah air sungai yang telah diproses terlebih dahulu menjadi air bersih. Kemudian air tersebut dihilangkan ion – ion positif dan negatifnya dalam kation – anion exchanger sehingga menjadi air bebas mineral (Demineralized water). Setelah itu air dimasukkan kedalam deaerator untuk melepaskan gas – gas yang terlarut dalam air.Air yang masuk dalam boiler terlebih dahulu diatur kadar silica, O 2, Ca, Mg yang mungkin masih terikut yang dapat menyebabkan Hotspot atau panas yang menumpuk di satu titik sehingga panas tidak merata dengan jalan menambahkan bahan – bahan kimia



82



Hidrazin (N2H4) yang dapat mengikat O2 yang tekandung dalam air dan merubahnya menjadi H2O kedalam boiler feed water tank. Selain itu juga perlu diatur pHnya sekitar 7,0-8,5 untuk mencegah terjadinya korosi. Sebelum masuk ke boiler, umpan dimasukkan dahulu kedalam economizer, yaitu alat penukar panas yang memanfaatkan panas dari gas sisa pembakaran minyak residu yang keluar dari boiler. Didalam alat ini, air dinaikkan suhunya hingga 120oC, kemudian diumpankan ke boiler. Didalam boiler, air umpan boiler yang mengalir melalui pipa – pipa masuk ke dalam drum. Air yang tersirkulasi dipanaskan oleh gas pembakaran membentuk steam pada daerah uap dalam drum. Gas sisa pembakaran ini masuk economizer sebelum dibuang melalui cerobong asap. Uap air yang terbentuk terkumpul sampai mencapai tekanan 2 atm, baru kemudian dialirkan ke steam header untuk didistribusikan ke area – area proses sebagai media pemanas pada alat – alat penukar panas (heat exchanger).



8.3. Pembangkit Listrik Kebutuhan listrik pada pabrik ini dipenuhi oleh 2 sumber, yaitu PLN dan generator diesel. Selain sebagai tenaga cadangan apabila PLN mengalami gangguan, diesel juga dimanfaatkan untuk menggerakkan power – power motor yang penting antara lain boiler, pompa, dan cooling tower. Prinsip kerja dari diesel ini adalah solar dan udara yang terbakar secara kompresi akan menghasilkan panas. Panas ini digunakan untuk memutar poros engkol sehingga dapat menghidupkan generator yang mampu menghasilkan tenaga listrik. Listrik ini didistribbusikan ke panel yang selanjutnya akan dialirkan ke unit pemakai. Pada operasi sehari – hari digunakan tenaga listrik 50% dan diesel 50%. Tetapi apabila listrik padam. Operasinya akan menggunakan tenaga listrik dari diesel 100%. Kebutuhan listrik pada pabrik digunakan untuk: 1.



Menggerakkan alat pada area proses



2.



Menggerakkan alat pada area utilitas



3.



Menggerakkan katup pada alat control



4.



Penerangan pabrik dan kantor



83



Listrik digunakan untuk penerangan dan untuk mengerakkan motor – motor penggerak alat, seperti: pompa, blower, mixer, dan alat lainnya. Listrik yang digunakan untuk menggerakkan alat – alat dapat dilihat pada tabel dibawah ini: Tabel 8.1. Kebutuhan Tenaga Listrik untuk Alat Proses Produksi No 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22



Jenis Alat Tangki Pencampur Reaktor-01 Reaktor-02 Reaktor-03 Tangki Netraliser Pompa-01 Pompa-02 Pompa-03 Pompa-04 Pompa-05 Pompa-06 Pompa-07 Pompa-08 Pompa-09 Pompa-10 Pompa-11 Pompa-12 Pompa-13 Pompa-14 Pompa-15 Pompa-16 Pompa-17 Jumlah



Daya (Hp) 10 30 30 30 15 3 5 1,5 3 0,5 0,5 0,5 0,5 0,5 0,5 0,5 0,5 0,5 0,75 0,5 0,5 0,75 259,5



Tabel 8.2. Kebutuhan Tenaga Listrik untuk Alat – alat Utilitas No 1 2 3 4 5 6 7 8 9



Jenis Alat PU-01 PU-02 Tangki Clarifier PU-03 PU-04 PU-05 PU-06 PU-07 PU-08



Daya (Hp) 15 0,75 0,5 0,5 0,75 0,5 3 0,5 0,5



84



Tabel 8.2. Kebutuhan Tenaga Listrik untuk Alat – alat Utilitas (lanjutan) No 10 11 12 13 14 15 16 17 18



Jenis Alat PU-09 PU-10 PU-11 PU-12 PU-13 PU-14 Pompa pemadam kebakaran Pompa pencuci saringan pasir Cooling tower Jumlah



Daya (Hp) 15 0,75 0,5 0,5 0,75 0,5 3 0,5 0,5 50,5



Maka, kebutuhan listrik untuk menggerakkan motor sebesar: = (259,5 + 50,5) Hp = 310 Hp x 0,7457 kW/Hp = 231,1670 kW = 231,1670 kW x



24 jam 1 hari



= 5.548,008 kWh/hari x



= 5.548,008 kWh/hari 365 hari 1 tahun



= 2.025.022,92 kWh/tahun



Kebutuhan daya listrik untuk menggerakkan alat kontrol, bengkel, dan peralatan laboratorium (instrumentasi) diperkirakan 20% dari kebutuhan daya listrik pada unit proses dan utilitas. Maka kebutuhan listrik untuk instrumentasi: = 20% x 231,1670 kW = 46,2334 kW x



24 jam 1 hari



= 1.109,6016 kWh/hari



= 1.109,6016 kWh/hari x



365 hari 1 tahun



= 405.004,584 kWh/tahun



Listrik untuk penerangan: 1. Perumahan Jumlah rumah



= 30 rumah dengan masing – masing memakai 1,5 kW = 45 kW = 45 kW x



24 jam 1 hari



= 1.080 kWh/hari



= 1.080 kWh/hari x



365 hari 1 tahun



= 394.200 kWh/tahun



85



2. Perkantoran



= 30 kW



apabila listrik perkantoran hanya menyala ½ hari maka : = 30 kW x



12 jam 1 hari



= 360 kWh/hari



= 360 kWh/hari x 3. Kawasan pabrik



365 hari 1 tahun



= 131.400 kWh/tahun



= 20% x 231,1670 kW = 46,2334 kW



apabila penerangan kawasan pabrik hanya menyala saat malam selama 12 jam/hari, maka : = 46,2334 kW x



12 jam 1 hari



= 554,8008 kWh/hari



= 554,8008 kWh/hari x



365 hari 1 tahun



= 202.502,292 kWh/tahun



Total kebutuhan energi listrik yang diperlukan sebesar = (2.025.022,92 + 405.004,584 + 394.200 + 131.400 + 202.502,292) = 3.158.129,796 kWh/tahun



Kebutuhan listrik ini dipenuhi oleh Perusahaan Listrik Negara (PLN), tetapi demi menjaga kelancaran proses, maka digunakan generator sebagai cadangan jika aliran listrik dari PLN mengalami gangguan. Oleh karena itu,disiapkan generator dengan effisiensi 80%, Sehingga generator yang digunakan harus menghasilkan daya sebesar : Daya total = (231,1670 + 46,2334 + 45 + 30 + 46,2334) kW = 398,6338 kW Sehingga daya generator =



398,6338 kW 0,8



= 498,292 kW



8.4. Pengadaan Bahan Bakar Jenis bahan bakar yang digunakan adalah residual fuel oil dengan spesifikasi: kg



Densitas, 𝜌



= 0,92



NHV



= 17.351



L Btu lb



(Nelson 4thed, 1985)



86



Bahan bakar diperlukan untuk menjalankan generator dan boiler. Kebutuhan bahan bakar: 1. Generator Daya generator



= 498,292 kW = 498,292 J/det



Apabila listrik padam rata – rata 2 jam perminggu atau 96 jam pertahun NHV= 17.351 Btu/lb x



251,98 cal 1 btu



Kebutuhan bahan bakar



= =



x



2,20462 lb 1 kg



1J



x 0,23901 cal = 40.328.145,6048 J/kg



daya generator NHV 498,292 J/det 40.328.145,6048 J/kg



x



3600 detik 1 jam



96 jam



x 1 tahun



= 3.973.459,1101 kg/tahun = 3.973,4591 ton/tahun = 3.973.459,1101 kg/tahun : 0,92



kg L



= 4.318.997,294 L/tahun



2. Boiler Jumlah steam



= 3.517,5394 kg/jam



Over design



= 20%



ρ air pada 30°C



= 995,6470 kg/m3



Effisiensi boiler



= 80%



Jumlah steam



= 3.517,5394 kg/jam x 1,2 = 4.221,0473 kg/jam = 9.690,8212 lb/jam



Volume air



=



m ρ



=



4.221,0473 kg/jam 995,6470 kg/m3



Spesifikasi steam : Ts = 212°F = 100°C ∆Hfg = 970,3 Btu/lb P = 1 atm = 14,696 psi



Kebutuhan pemanas : T air masuk = 30°C = 86°F Cp air = 1 Btu/lb.oF



= 9,7332 m3 /jam



87



Beban panas boiler : Q = m Cpair dT + m Cpsteam dT + m ∆Hfg Q = (9.690,8212 lb/jam)(1 Btu/lb.°F)(212°F – 86°F) + (9.690,8212 1b/jam)(0,1487 Btu/lb.°F)(700°F – 212°F) + (9.690,8212 1b/jam)(970,3 Btu/lb) Q = 11.327.267,54 Btu/jam Nett heating value = 17.351 Btu/lb Komposisi minyak :



C = 0,875 H2 = 0,1017 S = 0,0114



Dirancang kebutuhan udara 25% berlebih dan efisiensi pembakaran 100% Btu jam Btu ) lb



11.327.267,54



Kebutuhan bahan bakar =



(1)(17.351



lb



= 4,2161 jam



= 1,9124 kg/jam = 16,7526 ton/tahun Kebutuhan udara : C + O2



CO2



H2 + ½ O2



H2O



S + O2



SO2



Kebutuhan oksigen stokiometris : C = (1)(0,875)(4,2161 lb/jam)/(12 lb/lbmol) = 0,3074 lbmol/jam H2= (1/2)(0,1017)(4,2161 lb/jam)/(2 lb/lbmol) = 0,1072 lbmol/jam S = (1)(0,0114)(4,2161 lb/jam)/(32 lb/lbmol) = 0,0015 lbmol/jam Total = (0,3074 + 0,1072 + 0,0015) lbmol/jam = 0,4161 lbmol/jam Kebutuhan oksigen = (1,25)(0,4161 lbmol/jam) = 0,5201 lbmol/jam Udara terdiri dari 21% O2 dan 79% N2 BM udara = 28,84 lb/lbmol Kebutuhan udara = (100/21)(0,5201 lbmol/jam) = 2,4767 lbmol/jam = (2,4767 lbmol/jam)(28,84 lb/lbmol) = 71,4270 lb/jam = 32,3987 kg/jam = 283,8126 ton/tahun



88



Blow Down (B) Karena efisiensi boiler sebesar 80%, maka jumlah blow down air boiler sebesar 20% Blow down



= 20% x jumlah air masuk = 0,2 x 2.814,0315 kg/jam = 562,8063 kg/jam



Sehingga kebutuhan bahan bakar total = bahan bakar generator + bahan bakar boiler = (3.973,4591 + 16,7526) ton/tahun = 3.990,2117 ton/tahun



8.5. Pengadaan Udara Tekan Udara tekan diperlukan untuk aliran dalam alat control sebagai aliran pneumatik yang menggerakkan instrumen pengendalian proses (valve) yang ada pada area proses. Jumlah valve pada area proses sebanyak 25 buah dan diperkirakan kebutuhan udara tekan untuk tiap valve sebesar 2,8 L/jam (Considiner, 1993). Maka kebutuhan total udara tekan



= 25 × 2,8 L/menit = 70 L/menit =



70 L 60 menit 1 m3    4,2 m 3 /jam menit 1 jam 1000 L



Kondisi udara : Tekanan = 1 atm Suhu



= 30°C



BM



= 28,84 kg/kmol



P.BM R.T



Rapat massa udara, ρg  



(1atm).(28,84)kg / kgmol (0,08206 )m 3 .atm / kmolK .(303) K



= 1,1599 kg/m3 Dipilih tube : NPS : 2 in, Sch. number : 40 ID : 2,067 in OD : 2,380 in At : 3,350 in² = 0,0233 ft²



89



Kecepatan linier udara, V



= 10 ft/det



Kecepatan volume udara, Q = V . at = (10 ft/det)(0,0233 ft²) = 0,233 ft3/det = 23,75 m3/jam Kecepatan massa udara, m



= Q . ρg = (23,75 m3/jam)(1,1599 kg/m3) = 27,5476 kg/jam = 241,3170 ton/tahun



Sehingga kebutuhan udara total = udara untuk pembakaran boiler + udara untuk instrumentasi = (40,7485 + 241,3170) ton/tahun = 282,0655 ton/tahun



BAB IX LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK



9.1. Pemilihan Lokasi Pabrik butil metakrilat dari asam metakrilat dan butanol ini direncanakan didirikan di Cilegon, Banten. Adapun dasar pertimbangan pemilihan lokasi tersebut adalah sebagai berikut : 1. Penyediaan Bahan Baku Bahan baku merupakan kebutuhan utama bagi kelangsungan suatu pabrik sehingga pengadaan bahan baku sangat penting untuk diperhatikan. Lokasi pabrik di kawasan industri Cilegon ini sangat tepat mengingat bahan baku asam metakrilat masih diimpor dari Zhengzhou, China sehingga diperlukan lokasi yang dekat dengan pelabuhan untuk mempermudah pengiriman. Produk butil metakrilat dari pabrik ini digunakan antara lain sebagai pendispersi pigmen, promotor perekatan, sehingga untuk aplikasinya banyak digunakan di dalam industri pelapisan kulit, pengkilap lantai, lapisan pelindung, bahan perekat dan industri cat. Lokasi pabrik diusahakan dekat dengan industri – industri tersebut sehingga memudahkan pemasarannya. 2. Sarana Transportasi Transportasi untuk produk berdasarkan tata letak pabrik tidak mengalami kendala karena Cilegon merupakan kawasan industri dimana transportasi darat dan laut sudah terfasilitasi serta tidak jauh dari pelabuhan, sehingga mempermudah untuk melakukan ekspor maupun memenuhi kebutuhan industri dalam negeri. 3. Tenaga Kerja Tenaga kerja merupakan salah satu modal untuk pendirian pabrik. Dengan didirikannya pabrik di kawasan industri maka dapat menyerap tenaga kerja potensial yang tersedia cukup banyak di sekitar lokasi.



90



91



4. Utilitas Penyediaan tenaga listrik diperoleh dari PLN dan generator set sebagai cadangan, penyediaan air proses diperoleh dari Sungai Cidanau dengan luas 22.620 Ha dan debit rata – rata 2000 liter/detik. 5. Harga Tanah Harga tanah dan bangunan di Kawasan Krakatau Industrial Estate Cilegon Jalan Asia Raya, Kelurahan Kotasari, Cilegon, Banten. Yang cukup bersaing mengingat kawasan ini memang disediakan untuk kawasan industri dengan harga Rp. 55.200.000.000 seluas 35.750 m2 (Lamudi.co.id). 6. Kemungkinan Perluasan Pabrik Lahan yang tersedia masih cukup luas dan Cilegon sebagai kawasan industri umumnya memungkinkan untuk melakukan perluasan pabrik. 7. Karakteristik Lokasi Karakteristik lokasi menyangkut iklim di daerah tersebut yang tidak rawan terjadi banjir dengan curah hujan tertinggi pada musim hujan bulan februari 2017 sebanyak 351,10 mm dan terendah pada musim kemarau agustus 2017 sebanyak 18,10 mm (BPS, 2017), serta kondisi sosial masyarakatnya. Dalam hal ini Cilegon bisa digunakan sebagai lokasi pendirian pabrik butil metakrilat. 8. Kebijaksanaan Pemerintah Pendirian pabrik perlu memperhatikan beberapa faktor kepentingan yang terkait di dalamnya, kebijaksanaan pengembangan industri, dan hubungannya dengan pemerataan kesempatan kerja, kesejahteraan, dan hasil – hasil pembangunan. Selain itu, pabrik yang didirikan juga harus berwawasan lingkungan, artinya keberadaan pabrik tersebut tidak mengganggu atau merusak lingkungan sekitar. 9. Kemasyarakatan Masyarakat di sekitar kawasan industri Cilegon merupakan masyarakat yang akomodatif terhadap perkembangan industri dan telah tersedia fasilitas umum untuk hidup bermasyarakat, sehingga pendirian pabrik di Cilegon dinilai tepat.



92



9.2. Tata Letak Pabrik Lay Out (tata letak) pabrik adalah tempat kedudukan dari bagian – bagian pabrik yang meliputi tempat karyawan bekerja, tempat peralatan dan tempat menyimpan bahan. Lay out pabrik yang tepat sangat penting untuk mendapatkan effisiensi, keselamatan dan kelancaran para pekerja serta keselamatan dan kelancaran proses. Hal – hal yang perlu diperhatikan dalam tata letak ruang pabrik adalah : 1. Perluasan pabrik dan kemungkinan penambahan bangunan dimasa mendatang. Perluasan pabrik harus sudah masuk dalam perhitungan awal sebelum masalah kebutuhan tempat menjadi problem besar dikemudian hari. Sejumlah areal khusus harus disiapkan untuk dipakai sebagai perluasan pabrik bila dimungkinkan pabrik menambah peralatan untuk menambah kapasitas atau guna mengolah bahan baku sendiri. 2. Harga tanah merupakan faktor yang membatasi kemampuan penyediaan awal. Bila harga tanah tinggi, maka diperlukan effisiensi yang tinggi terhadap pemakaian ruangan. Pemakaian tempat harus disesuaiakan dengan areal yang tersedia. Bila perlu ruangan harus dibuat bertingkat, sehingga dapat menghemat tempat. 3. Kualitas, Kuantitas dan Letak Bangunan. Kualitas, kuantitas dan letak bangunan harus memenuhi standar sebagai bangunan pabrik baik dalam arti kekuatan bangunan fisik maupun perlengkapannya, misalkan ventilasi, insulasi dan instalasi. Keteraturan penempatan bangunan akan membantu kemudahan kerja dan perawatan. 4. Faktor Keamanan Faktor yang paling penting adalah faktor keamanan. Meskipun telah dilengkapi dengan alat – alat pengaman, seperti hydrant, reservoir air yang mencukupi, penahan ledakan dan juga asuransi pabrik, faktor – faktor pencegah harus tetap disediakan misalnya tangki bahan baku, produk dan bahan bakar harus ditempatkan di areal khusus dengan jarak antar ruang yang cukup untuk tempat – tempat yang rawan akan bahaya ledakan dan kebakaran.



93



5. Fasilitas Jalan Jalan raya untuk pengangkutan bahan baku, produk dan bahan – bahan lainnya sangat diperlukan. Penempatan jalan tidak boleh mengganggu proses atau kelancaran dari tempat yang dilalui.



9.3. Tata Letak Alat Pengaturan letak peralatan proses pabrik harus dirancang sedemikian rupa sehingga efisien. Beberapa pertimbangan yang perlu diperhatikan adalah: a.



Ekonomi Letak alat – alat proses harus sebaik mungkin sehingga memberikan biaya konstruksi dan operasi yang minimal. Biaya konstruksi dapat diminimalkan dengan mengatur letak alat sehingga menghasilkan pemipaan yang terpendek dan membutuhkan bahan konstruksi yang paling sedikit.



b.



Kebutuhan Proses Letak alat proses harus memberikan ruangan yang cukup bagi masing – masing alat agar dapat beroperasi dengan baik, dengan distribusi utilitas yang mudah.



c.



Operasi Peralatan yang membutuhkan perhatian lebih dari operator harus diletakkan dekat dengan controll room. Valve, tempat pengambilan sampel, dan instrumen harus diletakkan pada posisi dan ketinggian yang mudah dijangkau oleh operator.



d.



Perawatan Letak alat – alat proses harus memperhatikan ruangan untuk perawatan. Misal pada HE yang memerlukan ruangan yang cukup untuk pembersihan tube. Tabel 9.1. Rincian Area Bangunan Pabrik dengan Luas 15.708 m2 No 1 2 3 4 5



Nama Bangunan Pos Satpam Perkantoran Poliklinik Kantin Bengkel



Luas (m2) 40 504 40 168 198



94



Tabel 9.1. Rincian Area Bangunan Pabrik dengan Luas 15.708 m2 (lanjutan) No 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21



Nama Bangunan Masjid Taman dan Jalan Gedung AULA HSE Toilet Unit Proses Unit Utilitas Laboratorium Ruang Kontrol Gudang Peralatan Parkir Area Bahan Baku Area Bahan Produk Unit Pembangkit Listrik Area Perluasan Perpustakaan Total Area



Luas (m2) 114 6.669 387 60 42 3.304 564 108 108 198 1.204 280 308 152 1.210 50 15.708



95



JALAN RAYA 7



16



1



6



7



3



8



16 2



21



7 13



4



7 16 17 15 11



14 5 18 10



20 12



9



19



7



Sungai Skala 1:1000



Keterangan : 1. Pos Keamanan 2. Perkantoran 3. Poliklinik 4. Kantin 5. Bengkel 6. Masjid 7. Taman 8. Gedung AULA 9. Hydrant 10. Toilet 11. Unit Proses



12. Unit Utilitas 13. Laboratorium 14. Ruang Kontrol 15. Gudang Peralatan 16. Parkir 17. Area Bahan Baku 18. Area Produk 19. Unit Pembangkit Listrik 20. Area Perluasan 21. Perpustakan



Gambar 9.1. Lay Out Tata Letak Pabrik



96



Skala 1 : 1000 Keterangan alat : T-01



: Tangki penyimpanan C4H9OH



D



: Dekanter



T-02



: Tangki penyimpanan C4H6O2



MD



: Menara distilasi



T-03



: Tangki penyimpanan H2SO4



TP



: Tangki pencampur



T-04



: Tangki penyimpanan NaOH



CD



: Condensor



T-05



: Tangki penyimpanan C8H14O2



AC



: Accumulator



R-01



: Reaktor-01



RB



: Reboiler



R-02



: Reaktor-02



HE-01 : Heater-01



R-03



: Reaktor-03



HE-02 : Heater-02



N



: Netraliser



CL Gambar 9.2. Tata Letak Alat



: Cooler



BAB X ORGANISASI PERUSAHAAN



10.1. Tugas Pokok Organisasi Perusahaan Tugas pokok organisasi perusahaan adalah melakukan pengawasan dalam lingkungan organisasi terhadap pelaksanaan tugas semua unsur yang terlibat di dalamnya agar dapat berjalan sesuai rencana peraturan yang telah berlaku, baik tugas yang bersifat rutin maupun tugas pembangunan (proyek).



10.2. Fungsi Organisasi 1.



Melakukan pemeriksaan terhadap semua unsur di dalam lingkungan organisasi yang dipandang perlu, meliputi bidang umum, teknik dan produksi serta pemasaran.



2.



Mempersiapkan rencana, perumusan dan penyusunan kebijakan serta mengolah, menelaah dan mengkoordinasi pelaksanaan kegiatan yang akan atau sedang dilaksanakan.



10.3. Bentuk Perusahaan Pabrik butil metakrilat yang akan didirikan, direncanakan mempunyai bentuk Perseroan Terbatas (PT) yang berlokasi di Cilegon, Banten. Alasan dipilihnya bentuk perusahaan ini didasarkan atas beberapa faktor, antara lain (Widjaja, 2003): 1.



Mudah untuk mendapatkan modal, yaitu dengan menjual saham perusahaan.



2.



Tanggung jawab pemegang saham terbatas, sehingga kelancaran produksi hanya dipegang oleh pimpinan perusahaan.



3.



Pemilik dan pengurus perusahaan terpisah satu sama lain. Pemilik perusahaan adalah para pemegang saham dan pengurus perusahaan adalah direksi beserta stafnya yang diawasi oleh dewan komisaris.



4.



Kelangsungan perusahaan lebih terjamin, karena tidak berpengaruh dengan berhentinya pemegang saham, direksi beserta stafnya atau karyawan perusahaan.



97



98



5.



Efisiensi dari manajemen, para pemegang saham dapat memilih orang yang ahli sebagai dewan komisaris dan direktur utama yang cukup cakap dan berpengalaman.



6.



Lapangan usaha lebih luas, suatu Perseroan Terbatas dapat menarik modal yang sangat besar dari masyarakat, sehingga dengan modal ini PT dapat memperluas usaha.



Ciri – ciri Perseroan Terbatas: 1.



Didirikan dengan akta dari notaris dengan berdasarkan Kitab Undang – Undang Hukum Dagang.



2.



Besarnya modal ditentukan dalam akta pendirian dan terdiri dari saham – sahamnya.



3.



Pemiliknya adalah para pemegang saham.



4.



Dipimpin oleh suatu Direksi yang terdiri dari para pemegang saham. Pembinaan personalia sepenuhnya diserahkan kepada Direksi dengan memperhatikan hukum – hukum perburuhan.



99



10.4. Struktur Organisasi Struktur organisasinya adalah sistem garis, yaitu setiap bawahan hanya mempunyai satu tanggung jawab kepada atasannya dan sebaliknya tiap atasan hanya mempunyai satu garis perintah kepada bawahannya. Diagram susunan organisasi dapat dilihat sebagai berikut: RUPS Rapat Umum Pemegang Saham



Dewan Komisaris



Keterangan: ------- = garis koordinasi = garis komando



Direktur Utama Staf Ahli Direktur Keuangan & Umum



Karyawan



Gambar 10.1. Struktur Organisasi Pabrik Butil Metakrilat



Kasi Keamanan



Kasi Humas



Kabag Umum



Kasi Personalia



Kabag Pemasaran



Kasi Pembelian



Kasi Keuangan



Kasi Administrasi



Kabag Keuangan



Kasi Utilitas



Kasi Safety dan Lingkungan



Kasi Pengembangan



Kasi Penelitian



Kasi Pemeliharaan



Kabag Teknik



Kabag Litbang



Kasi Laboratorium



Kasi Pengendalian



Kasi Proses



Kabag Produksi



Kasi Pemasaran



Direktur Produksi



100



10.5. Tugas dan Wewenang 1.



Pemegang Saham Pemegang saham adalah beberapa orang yang mengumpulkan modal untuk kepentingan pendirian dan berjalannya operasi perusahaan tersebut. Kekuasaan tertinggi pada perusahaan yang mempunyai bentuk PT (Perseroan Terbatas) adalah Rapat Umum Pemegang Saham (RUPS). Pada RUPS tersebut, para pemegang saham berwenang (Widjaja, 2003): a. Mengangkat dan memberhentikan Dewan Komisaris b. Mengangkat dan memberhentikan Direktur c. Mengesahkan hasil – hasil usaha serta neraca perhitungan untung rugi tahunan dari perusahaan.



2.



Dewan Komisaris Dewan komisaris merupakan pelaksana tugas sehari – hari dari pemilik saham sehingga dewan komisaris akan bertanggung jawab kepada pemilik saham. Tugas – tugas Dewan Komisaris meliputi (Widjaja, 2003): a. Menilai dan menyetujui rencana direksi tentang kebijakan umum, target perusahaan, alokasi sumber – sumber dana dan pengarahan pemasaran b. Mengawasi tugas – tugas direksi c. Membantu direksi dalam tugas – tugas penting



3.



Direktur Utama Direktur Utama merupakan pimpinan tertinggi dalam perusahaan dan bertanggung jawab sepenuhnya terhadap maju mundurnya perusahaan. Direktur utama bertanggung jawab kepada dewan komisaris atas segala tindakan dan kebijakan yang telah diambil sebagai pimpinan perusahaan. Direktur utama membawahi direktur produksi dan direktur keuangan – umum.



101



Tugas direktur umum antara lain: a. Melaksanakan kebijakan perusahaan dan mempertanggungjawabkan pekerjaannya secara berkala atau pada masa akhir pekerjaannya pada pemegang saham. b. Menjaga kestabilan organisasi perusahaan dan membuat kelangsungan hubungan yang baik antara pemilik saham, pimpinan, karyawan, dan konsumen. c. Mengangkat dan memberhentikan kepala bagian dengan persetujuan rapat pemegang saham. d. Mengkoordinir kerja sama antara bagian produksi (direktur produksi) dan bagian keuangan dan umum (direktur keuangan dan umum). Tugas dari direktur produksi antara lain: a. Bertanggung jawab kepada direktur utama dalam bidang produksi, teknik, dan rekayasa produksi. b. Mengkoordinir, mengatur, serta mengawasi pelaksanaan pekerjaan kepala- kepala bagian yang menjadi bawahannya. Tugas dari direktur keuangan antara lain: a. Bertanggung jawab kepada direktur utama dalam bidang pemasaran, keuangan, dan pelayanan umum. b. Mengkoordinir, mengatur, dan mengawasi pelaksanaan pekerjaan kepala – kepala bagian yang menjadi bawahannya.



4.



Staf Ahli Staf ahli terdiri dari tenaga – tenaga ahli yang bertugas membantu direktur dalam menjalankan tugasnya, baik yang berhubungan dengan teknik maupun administrasi. Staf ahli bertanggung jawab kepada direktur utama sesuai dengan bidang keahlian masing – masing. Tugas dan wewenang staf ahli meliputi: a. Mengadakan evaluasi bidang teknik dan ekonomi perusahaan. b. Memberi masukan – masukan dalam perencanaan dan pengembangan perusahaan.



102



c. Memberi saran – saran dalam bidang hukum.



5.



Penelitian dan Pengembangan (Litbang) Litbang terdiri dari tenaga – tenaga ahli sebagai pembantu direksi dan bertanggung jawab kepada direksi. Litbang membawahi 2 departemen, yaitu Departemen Penelitian dan Departemen Pengembangan. Tugas dan wewenangnya meliputi: a. Meningkatkan mutu produksi dan efisiensi perusahaan di segala bidang b. Memperbaiki dan melakukan inovasi terhadap proses produksi



6.



Kepala Bagian Secara umum tugas kepala bagian adalah mengkoordinir, mengatur, dan mengawasi pelaksanaan pekerjaan dalam lingkungan bagiannya sesuai dengan garis wewenang yang diberikan oleh pimpinan perusahaan. Kepala bagian dapat juga bertindak sebagai staf direktur. Kepala bagian bertanggung jawab kepada direktur Utama (Zamani, 1998). Kepala bagian terdiri dari: a. Kepala Bagian Produksi Bertanggung jawab kepada direktur produksi dalam bidang mutu dan kelancaran produksi serta mengkoordinir kepala-kepala seksi yang menjadi bawahannya. Kepala bagian produksi membawahi seksi proses, seksi pengendalian, dan seksi laboratorium. Tugas seksi proses antara lain: 1) Mengawasi jalannya proses produksi 2) Menjalankan tindakan seperlunya terhadap kejadian – kejadian yang tidak diharapkan sebelum diambil oleh seksi yang berwenang. Tugas seksi pengendalian yaitu menangani hal – hal yang dapat mengancam keselamatan pekerja dan mengurangi potensi bahaya yang ada. Tugas seksi laboratorium antara lain: 1) Mengawasi dan menganalisa mutu bahan baku dan bahan pembantu



103



2) Mengawasi dan menganalisa mutu produksi 3) Mengawasi hal – hal yang berhubungan dengan buangan pabrik 4) Membuat laporan berkala kepada Kepala Bagian Produksi. b. Kepala Bagian Teknik Tugas kepala bagian teknik antara lain: 1) Bertanggung jawab kepada direktur produksi dalam bidang peralatan dan utilitas 2) Mengkoordinir kepala-kepala seksi yang menjadi bawahannya Kepala Bagian teknik membawahi seksi pemeliharaan, seksi utilitas, dan seksi keselamatan kerja-penanggulangan kebakaran. Tugas seksi pemeliharaan antara lain: 1) Melaksanakan pemeliharaan fasilitas gedung dan peralatan pabrik 2) Memperbaiki kerusakan peralatan pabrik Tugas seksi utilitas yaitu melaksanakan dan mengatur sarana utilitas untuk memenuhi kebutuhan proses, air, steam, dan tenaga listrik. Tugas seksi keselamatan kerja antara lain: 1) Mengatur, menyediakan, dan mengawasi hal-hal yang berhubungan dengan keselamatan kerja 2) Melindungi pabrik dari bahaya kebakaran c. Kepala Bagian Keuangan Kepala bagian keuangan ini bertanggung jawab kepada direktur keuangan dan umum dalam bidang administrasi dan keuangan dan membawahi 2 seksi, yaitu seksi administrasi dan seksi keuangan. Tugas seksi administrasi yaitu menyelenggarakan pencatatan utang piutang, administrasi persediaan kantor dan pembukuan, serta masalah perpajakan. Tugas seksi keuangan antara lain: 1) Menghitung penggunaan uang perusahaan, mengamankan uang, dan membuat ramalan tentang keuangan masa depan 2) Mengadakan perhitungan tentang gaji dan insentif karyawan



104



d. Kepala Bagian Pemasaran Bertanggung jawab kepada direktur keuangan dan umum dalam bidang bahan baku dan pemasaran hasil produksi, serta membawahi 2 seksi yaitu seksi pembelian dan seksi pemasaran. Tugas seksi pembelian antara lain: 1) Melaksanakan pembelian barang dan peralatan yang dibutuhkan perusahaan dalam kaitannya dengan proses produksi 2) Mengetahui harga pasar dan mutu bahan baku serta mengatur keluar masuknya bahan dan alat dari gudang. Tugas seksi pemasaran antara lain: 1) Merencanakan strategi penjualan hasil produksi 2) Mengatur distribusi hasil produksi e. Kepala Bagian Umum Bertanggung jawab kepada direktur keuangan dan umum dalam bidang personalia, hubungan masyarakat, dan keamanan serta mengkoordinir kepala – kepala seksi yang menjadi bawahannya. Kepala bagian ini membawahi seksi personalia, seksi humas, dan seksi keamanan. Seksi personalia bertugas: 1) Membina tenaga kerja dan menciptakan suasana kerja yang sebaik mungkin antara pekerja, pekerjaan, dan lingkungannya supaya tidak terjadi pemborosan waktu dan biaya. 2) Mengusahakan disiplin kerja yang tinggi dalam menciptakan kondisi kerja yang tenang dan dinamis. 3) Melaksanakan hal – hal yang berhubungan dengan kesejahteraan karyawan. Seksi humas bertugas mengatur hubungan antara perusahaan dengan masyarakat di luar lingkungan perusahaan. Seksi Keamanan bertugas: 1) Mengawasi keluar masuknya orang – orang baik karyawan maupun bukan karyawan di lingkungan pabrik. 2) Menjaga semua bangunan pabrik dan fasilitas perusahaan



105



3) Menjaga dan memelihara kerahasiaan yang berhubungan dengan intern perusahaan.



7.



Kepala Seksi Kepala seksi adalah pelaksana pekerjaan dalam lingkungan bagiannya sesuai dengan rencana yang telah diatur oleh kepala bagian masing – masing agar diperoleh hasil yang maksimum dan efektif selama berlangsungnya proses produksi. Setiap kepala seksi bertanggung jawab kepada kepala bagian masing – masing sesuai dengan seksinya.



10.6. Tenaga Kerja Tenaga kerja diambil dari berbagai tingkat pendidikan mulai dari SMA sampai pada tigkat sarjana yang ditempatkan sesuai dengan kualifikasi dan kemampuannya. Jenjang kepegawaian terutama berdasarkan latar belakang pendidikan formal. Untuk beberapa jabatan penting masih ditambah persyaratan lain, diantaranya adalah pengalaman kerja, kepribadian, pendidikan khusus serta beberapa persyaratan lainnya. 1. Pembagian Jam Kerja Karyawan Jumlah jam kerja karyawan mengacu pada Kepmen No.102 tahun 2004 tentang waktu kerja lembur dan upah kerja lembur. Pembagain jam kerja karyawan dibagi dalam 2 golongan, yaitu karyawan shift dan non shift. a. Karyawan non shift (staff/kantor) Jam kerja



: 08.00-17.00



Istirahat: Senin – Kamis : 12.00-13.00 Jum’at



: 11.00-13.00



Hari Sabtu, Minggu dan hari besar nasional libur. b. Karyawan shift Shift pagi



: Jam 07.00-15.00



Shift sore



: Jam 15.00-23.00



Shift malam



: Jam 23.00-07.00



106



Untuk karyawan shift ini dibagi menjadi 4 kelompok (A/B/C/D) dimana dalam satu hari kerja, hanya tiga kelompok masuk, sehingga ada satu kelompok yang libur. Untuk hari libur atau hari besar yang ditetapkan pemerintah, kelompok yang bertugas tetap harus masuk. Jadwal pembagian kerja masing – masing kelompok ditampilkan dalam tabel 10.1. Tabel 10.1. Jadwal Pembagian Kelompok Shift Tanggal Shift



1



2



3



4



5



6



A



P



P



P



P



P



P



B



7



8



9



10 11 12 13 14 15



M M M M M M



M M M M M M



C



M M



D



S



S



S S



S



S



S



S



S



S



S



P



P



P



P



S



P



S



S



S



P



P



P



P



M



Tanggal Shift



16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31



A



S



S



S



S



S



S



P



P



P



P



B



S



C



P



D



M M M M M



P



P



P P



P



P



P



P



S



P



M M M M M



M M M M M M S



P



S



S



S S



S



S



S P



Keterangan: P



Shift pagi



S



Shift sore



M



Shift malam Libur



Jadwal untuk tanggal selanjutnya berulang ke susunan awal.



2. Status Karyawan dan Sistem Upah Menurut status karyawan dapat dibagi menjadi tiga golongan sebagai berikut:



107



a. Karyawan tetap, diangkat dan diberhentikan dengan surat keputusan (SK) direksi dan mendapat gaji bulanan sesuai dengan kedudukan, keahlian, dan masa kerjanya. b. Karyawan harian, diangkat dan diberhentikan direksi tanpa SK direksi dan mendapat upah harian yang dibayar tiap akhir pekan. c. Karyawan borongan, digunakan oleh pabrik bila diperlukan saja. Karyawan ini menerima upah borongan untuk suatu pekerjaan.



3. Penggolongan Karyawan Tabel 10.2. Penggolongan Karyawan No 1 2 3 4



Pekerjaan Direktur Utama Direktur Produksi Direktur Keuangan dan Umum Kepala Bagian Produksi



5



Kepala Bagian Teknik



6



Kepala Bagian Pemasaran



7 8 9 10 11 12 13 14



Kepala Bagian Keuangan Kepala Bagian Umum Kepala Seksi Operator Sekretaris Dokter Perawat Lain-lain



Penggolongan karyawan Sarjana Ekonomi/Teknik/Hukum Sarjana Teknik Kimia Sarjana Ekonomi/Akuntansi Sarjana Teknik Kimia Sarjana Teknik Kimia/Mesin/Elektro Sarjana Teknik Kimia/Mesin/Ekonomi Sarjana Ekonomi/Akuntansi Sarjana Ekonomi/Hukum Sarjana Sarjana atau D3 Sarjana atau Akademi Sekretaris Sarjana Kedokteran Akademi Perawat SLTA/Sederajat



4. Jumlah Karyawan dan Gaji Jumlah karyawan harus ditentukan dengan tepat, sehingga semua pekerjaan dapat diselenggarakan dengan baik dan efisien. Tabel 10.3. Jumlah Karyawan menurut Jabatan No 1 2 3 4 5



Pekerjaan Direktur utama Direktur produksi Direktur keuangan dan umum Staff ahli Sekretaris



Jumlah 1 1 1 2 1



108



Tabel 10.3. Jumlah Karyawan menurut Jabatan (lanjut) No 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 33 34 35 36 37 38 39 40 41 42 43 44 45



Pekerjaan Kabag produksi Kabag Litbang Kabag teknik Kabag umum Kabag keuangan Kabag pemasaran Kasi proses Kasi pengendalian Kasi laboratorium Kasi penelitian Kasi pengembangan Kasi safety & lingkungan Kasi pemeliharaan Kasi utilitas Kasi administrasi keuangan Kasi keuangan Kasi pembelian Kasi personalia Kasi humas Kasi keamanan Kasi pemasaran Karyawan proses Karyawan pengendalian Karyawan lab Karyawan penjualan Karyawan pembelian Karyawan pemeliharaan Karyawan utilitas Karyawan administrasi Karyawan kas karyawan personalia Karyawan humas Karyawan keamanan Karyawan pemasaran Karyawan safety dan lingkungan Dokter Perawat Sopir Office boy (OB) Operator Jumlah karyawan keseluruhan



Jumlah 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 43 3 4 3 3 3 4 3 3 2 2 6 3 3 3 2 3 7 8 135



109



Tabel 10.4. Perincian Golongan dan Gaji Karyawan Gol. I II III IV V VI



Jabatan Direktur utama Direktur Staff ahli Kepala bagian Kepala seksi Karyawan



Gaji/bulan Rp. 35.000.000 Rp. 25.000.000 Rp. 15.000.000 Rp. 12.500.000 Rp. 8.500.000 Rp. 4.500.000



Kualifikasi S1 pengalaman 10 tahun S1 pengalaman 10 tahun S1 pengalaman 5 tahun S1 pengalaman S1/D3 pengalaman SLTA/D1/D3



5. Kesejahteraan Sosial Karyawan Kesejahteraan sosial yang diberikan oleh perusahaan pada para karyawan antara lain: a. Tunjangan, berupa gaji pokok yang diberikan berdasarkan golongan karyawan yang bersangkutan. Tunjangan jabatan yang diberikan berdasarkan jabatan yang dipegang karyawan. Tunjangan lembur yang diberikan kepada karyawan yang bekerja diluar jam kerja berdasarkan jumlah jam kerja. b. Pakaian kerja, diberikan kepada setiap karyawan setiap tahun sejumlah empat pasang. c. Cuti Cuti tahunan diberikan kepada setiap karyawan selama 12 hari kerja dalam satu tahun. Cuti sakit diberikan kepada karyawan yang menderita sakit berdasarkan keterangan dokter. Cuti hamil diberikan kepada karyawati yang hendak melahirkan, masa cuti berlaku selama 2 bulan sebelum melahirkan sampai 1 bulan sesudah melahirkan. d. Pengobatan Biaya pengobatan bagi karyawan yang menderita sakit tidak disebabkan oleh kecelakaan kerja, diatur berdasarkan kebijaksanaan perusahaan. Biaya pengobatan bagi karyawan yang menderita sakit yang diakibatkan oleh kecelakaan kerja, ditanggung oleh perusahaan sesuai dengan undangundang.



110



e. Asuransi tenaga kerja Asuransi tenaga kerja diberikan oleh perusahaan bila jumlah karyawan lebih dari 10 orang atau dengan gaji karyawan lebih besar dari Rp. 1.000.000,00 per bulan.



BAB XI EVALUASI EKONOMI



Analisa ekonomi bertujuan untuk mengetahui apakah pabrik yang direncanakan layak didirikan atau tidak. Dalam analisa ekonomi ini, faktor – faktor yang ditinjau antara lain: 1. Laju pengembalian modal (Return On Investment) 2. Waktu pengembalian modal (Pay Out Time) 3. Titik impas (Break Even Point) 4. Batas produksi dimana pabrik akan bangkrut/pailit (Shut Down Point) 5. Perkiraan keuntungan yang diperoleh tiap tahun berdasarkan jumlah investasi tidak kembali tiap tahun selama umur ekonomis pabrik (Discounted Cash Flow) Sebelum dilakukan analisa terhadap faktor – faktor tersebut diatas, perlu dilakukan perkiraan terhadap beberapa hal meliputi modal total, biaya produksi total dan keuntungan yang diperoleh.



11.1. Modal Total (Total Capital Investment) Total Capital Investment adalah jumlah pengeluaran yang diperlukan untuk pengadaan fasilitas-fasilitas dan pelaksanaan proses produksi yang meliputi: 1. Modal tetap (Fixed Capital Investment), merupakan modal untuk mendirikan fasilitas produksi dan pembuatannya, meliputi: a. Physical Plant Cost (PPC) b. Engineering and Construction Cost (EC) c. Contractor’s Fee (CF) d. Contingency Cost (C)/Biaya Tak Terduga 2. Modal kerja (Working Capital) merupakan modal yang diperlukan untuk menjalankan usaha dari suatu pabrik selama waktu tertentu, meliputi: a. Raw Material Inventory (RMI)/ Persediaan Bahan Baku b. In Process Inventory (IPI)/ Persediaan Bahan Baku Per Hari c. Product Inventory (PI)/ Persediaan Produk



111



112



d. Extended Credit (EC) Extended Credit (EC) merupakan persediaan uang untuk menutupi penjualan yang belum dibayar oleh konsumen. e. Available Cash (AC) Available Cash (AC) merupakan jumlah uang kontan yang tersedia di pabrik yang sewaktu – waktu bisa diambil.



11.2. Biaya Produksi Total (Total Production Cost) 1. Total Manufacturing Cost Total Manufacturing Cost merupakan biaya yang berkaitan dengan proses pembuatan produk, meliputi: Direct Manufacturing Cost (DMC), indirect Manufacturing Cost (DMC), dan Fixed Manufacturing Cost (FMC). a. Direct Manufacturing Cost (DMC) Merupakan pengeluaran yang berkaitan langsung dengan produk seperti raw material, labor cost, supervision, maintenance, plant supplies, royalties and patents dan utility. b. Indirect Manufacturing Cost (DMC) Merupakan pengeluaran tidak langsung sebagai akibat dari operasi pabrik separti payroll overhead, laboratory, plant overhead, packaing dan shipping. c. Fixed Manufacturing Cost (FMC) Merupakan



biaya



yang



harus



disediakan



untuk



depresiasi



(penyusutan), property taxes dan insurance yang besarnya tidak dipengaruhi oleh waktu maupun produksi. 2. General Expense General Expense merupakan pengeluaran umum meliputi pengeluaranpengeluaran yang berkaitan dengan fungsi – fungsi perusahaan yang tidak terkait dengan manufacturing seperti administration, sales promotion, research dan finance.



113



11.3. Perkiraan Keuntungan (Profit Estimation) Profit Estimation merupakan selisih dari harga jual produk dan biaya produksi total. Pada perhitungannya terdapat dua jenis keuntungan yaitu keuntungan yang diperoleh sebelum pajak dan keuntungan yang diperoleh setelah pajak.



11.4. Analisa Kelayakan Untuk mengetahui besar – kecilnya keuntungan atau kerugian yang diperoleh sehingga dapat menentukan layak atau tidaknya pendirian suatu pabrik, maka dilakukan analisa (evaluasi) kelayakan. Beberapa cara yang digunakan untuk menyatakan kelayakan meliputi return on investment, pay out time, break even point, shut down point, dan discounted cash flow 1. Return On Investment (ROI) Return on investment merupakan perkiraan keuntungan yang dapat diperoleh setiap tahun yang didasarkan pada kecepatan pengembalian modal tetap yang diinvetasikan. ROI dapat dihitung dengan persamaan:



ROI 



Keuntungan  100% FC1



2. Pay Out Time (POT) Pay out time merupakan waktu minimum teoritis yang dibutuhkan untuk pengembalian modal tetap yang diinvestasikan atas dasar keuntungan setiap tahun setelah ditambah depresiasi. POT dapat dihitung dengan persamaan:



POT 



FCI  100% Keuntungan  depresiasi



3. Break Even Point (BEP) Break even point merupakan titik impas dari suatu produksi dimana pabrik dikatakan tidak mendapatkan keuntungan atau kerugian. BEP dapat dihitung dengan persamaan sebagai berikut:



114



Fa  0,3 Ra  100% Sa  Va  0,7 Ra



BEP  Dengan: Fa



= Fixed manufacturing cost



Ra



= Regulated cost



Va



= Variable cost



Sa



= Sales (penjualan produk)



4. Shut Down Point (SDP) Shut down point merupakan titik/suatu kondisi dimana pabrik mengalami kebangkrutan sehingga pabrik harus berhenti beroperasi/tutup. SDP dapat dihitung dengan persamaan:



SDP 



0,3 Ra x 100 % Sa - Va - 0,7 Ra



5. Discounted Cash Flow (DCF) Discounted cash flow merupakan perkiraan besarnya keuntungan yang diperoleh setiap tahun, didasarkan pada jumlah investasi yang tidak kembali setiap tahun selama umur ekonomis pabrik. DCF dapat dihitung denganPersamaan:



FC  WC. 1 i   SV WC



S



=



R



 1  i n  1 = Cf .  i  



n



Keterangan: S



= Nilai modal pada waktu yang akan datang setelah dikoreksi dengan Salvage Value (SV) dan Working Capital (WC)



Cf = Cash Flow setelah pajak berdasarkan atas total finance. R



= Cash Flow berdasarkan pendapatan akhir tahun



SV = Salvage Value, 10 % FC FC = Fixed Capital Investment WC = Working Capital Investment n



= Perkiraan umur pabrik = 10 tahun



115



11.5. Harga Peralatan Penafsiran harga alat setiap waktu akan selalu berubah, tergantung dari perubahan kondisi ekonomi yang terjadi. Untuk memperkirakan harga suatu peralatan, digunakan suatu metode yang mengkonversikan harga suatu peralatan pada beberapa waktu yang lalu sehingga diperoleh harga yang ekivalen pada saat sekarang. Persamaan yang digunakan adalah sebagai berikut: Ex = Ey



NX NY



(Aries & Newton, 1955)



Keterangan: Ex = harga alat pada tahun x Ey = harga alat pada tahun y Nx = indeks harga alat pada tahun x Ny = indeks harga alat pada tahun y Tabel 11.1. Cost Index Tahun 1987 – 2002 Tahun



Index Harga



1987



324



1988



343



1989



355



1990



357,6



1991



361,3



1992



358,2



1993



359,2



1994



368,1



1995



381,1



1996



381,7



1997



386,5



1998



389,5



1999



390,6



2000



394,1



2001



394,3



2002



390,4



116



450 430



Index Harga



410 390 370



y = 4,1315x - 7869,3



350 330 310 290 270 250 1986



1988



1990



1992



1994 1996 Tahun



1998



2000



2002



2004



Gambar 11.1. Grafik Hubungan Tahun dengan Cost Index Harga Alat (Sumber: Peter and Timmerhaus, 1991)



Berdasarkan gambar 11.1. diperoleh persamaan index harga sebagai berikut: y = 4,1315 x – 7869,3 dengan:



y = harga indeks x = tahun



Sehingga dapat diperoleh indeks harga untuk tahun berikutnya seperti berikut: Tabel 11.2. Indeks Harga Tahun 2013 – 2023 Tahun



Index Harga



2013



447,4



2014



451,5



2015



455,7



2016



459,8



2017



463,9



2018



468,1



2019



472,2



2020



476,3



2021



480,5



2022



484,6



2023



488,7



117



Indeks harga tahun 2002



= 390,4



Indeks harga tahun 2014



= 451,5



Indeks harga tahun 2023



= 488,7



Daftar harga alat dilihat dari buku Robert S. Aries dan Robert D. Newton, “Chemical Engineering Plant Cost Estimation”. Jika suatu alat dengan kapasitas tertentu ternyata tidak memotong kurva spesifikasi, maka harga alat diperkirakan dengan rumus sebagai berikut:



C Eb  Ea  b  Ca



  



0, 6



(Aries & Newton, 1955)



Dengan: Ea = harga alat a Eb = harga alat b Ca = Kapasitas alat a Cb = Kapasitas alat b



11.6. Rincian Perhitungan Physical Plant Cost (PPC) Adapun dasar perhitungan perancangan pabrik butil metakrilat dari asam metakrilat dan butanol dengan impuritis butanol ini adalah sebagai berikut: 



Kapasitas produksi



: 40.000 ton/tahun







Satu tahun operasi



: 330 hari







Satu hari operasi



: 24 jam







Umur pabrik



: 10 tahun







Pabrik didirikan



: tahun 2023







Kurs US $



: Rp. 14.074,6413 (currency apps)



Produk butil metakrilat 99% Harga



= $ 3,100/ton = $ 3,100/ton x 40.000 ton/tahun = $ 124,000,000.00/tahun = Rp. 1.45.255.521.200,00/tahun



118



Perhitungan buruh/pekerja didasarkan sebagai berikut:  Jumlah buruh asing dibanding buruh Indonesia = 5 : 95  Upah buruh asing = $ 5/man hour  Upah buruh Indonesia = Rp. 20.000,00  Perbandingan man hours Asing : man hours Indonesia = 1: 3  Perbandingan man hours didasarkan pada buruh asing Berikut akan dijabarkan perhitungan yang meliputi modal tetap, biaya produksi total dan keuntungan disertai dengan data daftar harga yang bersangkutan. Perincian harga alat proses dari negara asal dapat dilihat pada Tabel 11.3. Tabel 11.3. Harga Alat Proses Produksi No



Nama



1 2 3 4 5 6 7 8 9



Tangki-01 Tangki-02 Tangki-03 Tangki-04 Tangki-05 Reaktor Netraliser Dekanter Menara Distilasi Tangki Pencampur Condensor Accumulator Reboiler Heater-01 Heater-02 Cooler Pompa-01 Pompa-02 Pompa-03 Pompa-04 Pompa-05 Pompa-06 Pompa-07 Pompa-08



10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24



1 1 1 1 1 3 1 1 1



Harga satuan ($) 2014 291,700.00 291,700.00 120,900.00 149,900.00 393,300.00 677,600.00 126,600.00 754,600.00 586,600.00



Harga Harga total satuan ($) 2023 ($) 2023 315,720.91 315,720.91 315,720.91 315,720.91 130,855.87 130,855.87 162,243.97 162,243.97 425,687.47 425,687.47 733,399.01 2,200,197.02 137,025.26 137,025.26 816,739.80 816,739.80 634,905.34 634,905.34



1



576,600.00



624,081.86



624,081.86



1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1



863,000.00 525,000.00 716,200.00 2,500.00 1,900.00 13,500.00 19,300.00 19,300.00 19,300.00 19,300.00 19,300.00 6,500.00 6,500.00 6,500.00



934,066.33 568,232.70 775,177.64 2,705.87 2,056.46 14,611.70 20,889.32 20,889.32 20,889.32 20,889.32 20,889.32 7,035.26 7,035.26 7,035.26



934,066.33 568,232.70 775,177.64 2,705.87 2,056.46 14,611.70 20,889.32 20,889.32 20,889.32 20,889.32 20,889.32 7,035.26 7,035.26 7,035.26



Jumlah (unit)



119



No 25 26 27 28 29 30 31 32 33



Tabel 11.3. Harga Alat Proses Produksi (lanjutan) Harga Harga Jumlah Nama satuan satuan (unit) ($) 2014 ($) 2023 7,035.26 Pompa-09 1 6,500.00 Pompa-10 1 9,900.00 10,715.25 10,715.25 Pompa-11 1 9,900.00 10,715.25 Pompa-12 1 9,900.00 10,715.25 Pompa-13 1 9,900.00 10,715.25 Pompa-14 1 9,900.00 10,715.25 Pompa-15 1 9,900.00 7,035.26 Pompa-16 1 6,500.00 Pompa-17 1 9,900.00 10,715.25 Jumlah harga keseluruhan alat proses



Harga total ($) 2023 7,035.26 10,715.25 10,715.25 10,715.25 10,715.25 10,715.25 10,715.25 7,035.26 10,715.25 8,274,658.72



Perincian harga alat utilitas yang dibuat di luar negeri dapat dilihat pada Tabel 11.4. Tabel 11.4. Harga Alat Utilitas dari Luar Negeri No



Nama



Jumlah (unit)



Harga ($) 2014



Harga ($) 2023



Harga total ($) 2023



1



Tangki lar. Na2CO3 (TU-02)



1



11,500.00



12,447.00



12,447.00



2



Tangki lar. Alum (TU-01)



1



15,300.00



16,559.92



16,559.92



3



Tangki kaporit (TU-03)



1



5,100.00



5,519.97



5,519.97



4



Tangki kation exchanger



2



8,700.00



9,416.43



18,832.86



5



Tangki lar. NaCl (TU-04)



1



7,600.00



8,225.84



8,225.84



6



Tangki lar. NaOH (TU-05)



1



4,300.00



4,654.10



4,654.10



7



Tangki anion exchanger



2



7,800.00



8,442.31



16,884.63



8



Tangki penampung (T-06)



1



6,000.00



6,494.09



6,494.09



9



Tangki deaerator



1



8,600.00



9,308.19



9,308.19



10



Cooling tower



1



665,500.00 720,302.60



720,302.60



11



Generator



1



140,000.00 151,528.72



151,528.72



12



Steam boiler



1



94,200.00



101,957.18



101,957.18



13



PU-01



1



19,100.00



20,672.85



20,672.85



14



PU-02



1



12,700.00



13,745.82



13,745.82



15



PU-03



1



12,700.00



13,745.82



13,745.82



16



PU-04



1



12,700.00



13,745.82



13,745.82



120



17



Tabel 11.4. Harga Alat Utilitas dari Luar Negeri (lanjutan) Jumlah Harga Harga Nama (unit) ($) 2014 ($) 2023 PU-05 1 6,500.00 7,035.26



18



PU-06



1



21,200.00



22,945.78



22,945.78



19



PU-07



1



6,500.00



7,035.26



7,035.26



20



PU-08



1



6,500.00



7,035.26



7,035.26



21



PU-09



1



6,500.00



7,035.26



7,035.26



22



PU-10



1



6,500.00



7,035.26



7,035.26



23



PU-11



1



21,200.00



22,945.78



22,945.78



24



PU-12



1



19,300.00



20,889.32



20,889.32



25



PU-13



1



19,300.00



20,889.32



20,889.32



26



PU-14



1



6,500.00



7,035.26



7,035.26



27



Pompa pemadam kebakaran



1



15,100.00



16,343.45



16,343.45



28



Pompa air pencuci sand filter



1



12,700.00



13,745.82



13,745.82



29



Fan boiler



1



7,800.00



8,442.31



8,442.31



30



Fan udara pembakar



1



11,800.00



12,771.71



12,771.71



31



Compressor



1



54,000.00



58,446.79



58,446.79



32



Tangki udara



1



3,600.00



3,896.45



3,896.45



33



Tangki bahan bakar



1



5,200.00



5,628.21



5,628.21



34



Fan cooling tower



1



7,800.00



8,442.31



8,442.31



No



Jumlah harga keseluruhan alat utilitas dari luar negeri



Harga total ($) 2023 7,035.26



1,543,752.96



Tabel 11.5. Harga Alat Utilitas dari Dalam Negeri No



Nama



Jumlah Kapasitas (unit) (m3)



Harga total (Rp.) 2023



1



Clarifier (CL)



1



55



27.319.728,44



2



Saringan pasir (SP)



2



2



2.276.644,04



3



Bak pengendap dan penampung (BU-01)



1



181



90.383.674,12



4



Bak air bersih (BU-02)



1



393



196.702.044,75



5



Bak air keperluan umum (BU-03)



1



4



2.214.215,11



6



Bak air pendingin (BU-04)



1



398



198.755.444,08



7



Bak air pendingin bekas (BU-05)



1



298



149.066.583,06



Jumlah harga keseluruhan alat utilitas dari dalam negeri



666.718.333,59



121



1. Biaya Pembelian Alat/Purchase Equipment Cost (PEC) (Tabel 11.3.) 



Biaya pembelian alat (PEC)



= $ 8,274,658.72







Biaya alat sampai pelabuhan = 25% x PEC



= $ 2,068,664.68







Biaya pembongkaran + biaya penyimpanan + biaya







transport sampai di tempat = 2% x PEC



= $ 165,493.17



Biaya alat sampai di tempat (DEC)



= $ 10,508,816.58



2. Biaya Pemasangan Alat/Equipment Installation Cost (EIC) 



Material



= 11% x PEC



= $ 910,212.46







Labor



= 32% x PEC



= $ 2,647,890.79







Man-hours



= Labor/upah buruh asing



= 529.578,16







T. asing



= (0,05)(529.578,16)($ 5)(1)



= $ 132,394.54







T.Indonesia



= (0,95)(529.578,16)(Rp. 20.000)(3) = Rp. 30.185.955.025,61



Biaya pemasangan alat total: = Material + Tenaga asing + Tenaga lokal = $ 910,212.46 + $ 132,394.54 + Rp. 30.185.955.025,61 = $ 1,042,607.00 + Rp. 30.185.955.025,61 3. Biaya Pemipaan/Piping Cost 



Material



= 49% x PEC



= $ 4,054,583







Labor



= 37% x PEC



= $ 3,061,624







Man-hours



= Labor/upah buruh asing



= 612.324,75







T. asing



= (0,05)(612.324,75)($ 5)(1)



= $ 153,081.19







T. Indonesia



= (0,95)(612.324,75)(Rp. 20.000,00)(3) = Rp. 34.902.510.498,36



Biaya pemipaan total : = Material + Tenaga asing + Tenaga lokal = $ 4,054,583 + $ 153,081.19 + Rp. 34.902.510.498,36 = $ 4,207,663.96 + Rp. 34.902.510.498,36 4. Biaya Instrumentasi/Instrumentation Cost 



Material



= 24% x PEC



= $ 1,985,918







Labor



= 6% x PEC



= $ 496,480



+



122







Man-hours



= Labor/upah buruh asing



= 99.295,90







T. asing



= (0,05)(99.295,90)($ 5)(1)



= $ 24,823.98







T. Indonesia



= (0,95)(99.295,90)(Rp. 20.000)(3) = Rp. 5.659,866,567.30



Biaya instrumentasi total: = Material + Tenaga asing + Tenaga lokal = $ 1,985,918 + $ 24,823.98 + Rp. 5.659,866,567.30 = $ 2,010,724.07 + Rp. 5.659,866,567.30 5. Biaya Insulasi/Insulation Cost 



Material



= 3% x PEC



= $ 248,239.76







Labor



= 5% x PEC



= $ 413,732.94







Man-hours



= Labor/upah buruh asing



= 82.746,59







T. asing



= (0,05)(82.746,59)($ 5)(1)



= $ 20,686.65







T. Indonesia



= (0,95)(82.746,59)(Rp. 20.000)(3) = Rp. 4.716.555.472,75



Biaya insulasi total: = Material + Tenaga asing + Tenaga lokal = $ 248,239.76 + $ 20,686.65 + Rp. 4.716.555.472,75 = $ 268,926.41 + Rp. 4.716.555.472,75 6. Biaya Listrik/Electrical Cost 



Material



= 12% x PEC



= $ 992,959.05







Labor



= 3% x PEC



= $ 248,239.76







Man-hours



= Labor/upah buruh asing



= 49.647,95







T. asing



= (0,05)(49.647,95)($ 5)(1)



= $ 12.411,99







T. Indonesia



= (0,95)(49.647,95)(Rp. 20.000)(3) = Rp 2.829.933.283,65



Total biaya untuk listrik: = Material + Tenaga asing + Tenaga lokal = $ 992,959.05 + $ 12.411,99 + Rp. 2.829.933.283,65 = $ 1,005,371.035 + Rp. 2.829.933.283,65



123



7. Biaya Peralatan Utilitas/Utility Cost (Tabel 11.4 dan 11.5) 



Utility cost = $ 1,543,752.96 + Rp. 666.718.333,59







Harga alat di negara pembuat (PEC-UT)



= $ 1,543,752.96







Biaya alat sampai pelabuhan = 25% x (PEC-UT)



= $ 385,938.24







Biaya pembongkaran + biaya penyimpanan + biaya transport 2% x (PEC-UT)



= $ 30,875.06







Biaya alat sampai di tempat



= $ 1,960,556.26







Harga alat yang dibuat di dalam negeri



= Rp. 666.718.333,59







Material



= 11% x PEC



= $ 175,023.55







Labor



= 32% x PEC



= $ 509,159.41







Man-hours



= Labor/upah buruh asing



= 101.831,88







T. asing



= (0,05)(101.831,88)($ 5)(1)



= $ 25,457.97







T. Indonesia



= (0,95)(101.831,88)(Rp. 20.000)(3) = Rp. 5.804.417.217,78



Total biaya untuk pemasangan utilitas: = $ 175,023.55 + $ 25,457.97 + Rp. 5.804.417.217,78 = $ 200,481.52 + Rp. 5.804.417.217,78 Biaya utilitas total: = DEC +Biaya alat yang dibuat di Indonesia + Biaya pemasangan alat = $ 2,161,047.77 + Rp. 6.471.135.551,37 8. Biaya Bangunan/Building Cost Tabel 11.6. Biaya Bangunan Pabrik No



Jenis bangunan



Luas (m2)



Harga/m2 (Rp.)



Harga total (Rp.)



1



Pos satpam



40



1.000.000,00



40.000.000,00



2



Perkantoran



504



1.500.000,00



756.000.000,00



3



Poliklinik



40



1.500.000,00



60.000.000,00



4



Kantin



168



2.500.000,00



420.000.000,00



5



Bengkel



198



1.500.000,00



297.000.000,00



6



Masjid



114



2.500.000,00



285.000.000,00



7



Gedung aula



387



1.000.000,00



580.500.000,00



124



Tabel 11.6. Biaya Bangunan Pabrik (lanjutan) No



Jenis bangunan



Luas (m2) 60



Harga/m2 (Rp.) 1.500.000,00



Harga total (Rp.) 150.000.000,00



42



2.500.000,00



84.000.000,00



8



Hydrant



9



Toilet



10



Unit proses



3.304



2.000.000,00



3.304.000.000,00



11



Unit utilitas



564



1.000.000,00



846.000.000,00



12



Laboratorium



108



1.500.000,00



162.000.000,00



13



Ruang kontrol



108



1.500.000,00



162.000.000,00



14



Gudang peralatan



198



1.500.000,00



198.000.000,00



15



Parkir



1.204



1.000.000,00



3.612.000.000,00



16



Taman dan jalan



6.669



3.000.000,00



20.007.000.000,00



17



Area bahan baku



280



3.000.000,00



420.000.000,00



18



Area produk



308



1.500.000,00



308.000.000,00



19



Perpustakaan



50



1.000.000,00



75.000.000,00



20



Area perluasan



1.210



1.500.000,00



1.210.000.000,00



21



Unit pembangkit listrik Total



152 15.708



2.000.000,00



304.000.000,00 33.280.500.000,00



Direncanakan untuk membuat pagar di sekeliling pabrik dengan panjang = 2 x (176 + 176) m



= 704 m



Harga pembuatan pagar ditetapkan



= Rp. 150.000,00/m



Biaya pemagaran



= 704 x Rp. 150.000,00



= Rp. 105.600.000,00



Biaya total bangunan



= Rp. 33.280.500.000,00 + Rp. 105.600.000,00 = Rp. 33.386.100.000,00



9. Harga Tanah dan Perbaikan 



Luas tanah yang diperlukan



= 15.708 m²







Harga tanah



= Rp. 5.500.000,00/m²







Biaya tanah



= 15.708 x Rp 5.500.000,00 = Rp. 86.394.000.000,00



Biaya perbaikan tanah (Aries & Newton, 1955) = 10% x biaya tanah



= Rp. 8.639.400.000,00



Biaya total tanah = Harga tanah + biaya perbaikan = Rp. 95.033.400.000,00



125



11.7. Rincian Perhitungan Modal Tetap (Fixed Capital Investment) 1. Physical Plant Cost (PPC) Berdasarkan perhitungan PPC seperti pada sub bab sebelumnya dapat dibuat rincian perhitungan seperti pada tabel 11.7. Tabel 11.7. Physical Plant Cost (PPC) No



Jenis biaya



$



Rupiah



1



Harga peralatan



10.508.816,58



-



2



Biaya pemasangan alat



1.042.607,00



30.241.235.540,61



3



Biaya pemipaan



4.207.663,96



34.902.510.498,36



4



Biaya instrumentasi



2.010.742,07



5.659.866.567,30



5



Biaya isolasi



268.926,41



4.716.555.472,75



6



Biaya listrik



1.005.371,03



2.829.933.283,65



7



Biaya utilitas



2.161.047,77



6.471.135.551,37



8



Biaya bangunan



-



33.386.100.000,00



9



Biaya tanah dan perbaikan



-



95.033.400.000,00



21,205,174.83



213.185.456.399,04



Physical Plant Cost (PPC) 2. Engineering and Costruction (EC)



Untuk PPC lebih dari $ 5.000.000, maka EC sebesar 20% PPC Biaya untuk EC



= 20% x PPC = $ 4,241,034.97 + Rp. 42.637.091.279,81



3. Contractors Fee (CF)



= 6% x DPC



= $ 1,526,772.59 + Rp. 15.349.352.860,73 Contingency Cost/Biaya Tak Terduga (C) = 15% x DPC = $ 3,816,931.47 + Rp. 38.373.382.151,83 Direct Plant Cost (DPC)



= PPC + EC = $ 25,446,209.79 + Rp. 255.822.547.678,85



Fixed Capital Investment (FCI)



= DPC + CF + C = $ 30,789,913.47 + Rp. 309.545.282.691,40 = $ 52,783,034.39



126



11.8. Biaya Produksi/Manufacturing Cost (MC) 1. Direct Manufacturing Cost (DMC) a. Bahan baku (Raw material) dan produk (product) Bahan baku (Raw material) 



Asam Metakrilat 99% Kebutuhan



= 3.400,3922 kg/jam = 26.931,1063 ton/tahun



Harga



= $ 150/ton = $ 150/ton x 26.931,1063 ton/tahun = $ 4,039,665.9508 = Rp. 56.856.849.228,9282







Butanol 99% Kebutuhan



= 2.781,7286 kg/jam = 22.031,2907 ton/tahun



Harga



= $ 75/ton = $ 75/ton x 22.031,2907 ton/tahun = $ 1,652,346.8040 = Rp. 481.989.562.727,0970







Asam Sulfat 93% Kebutuhan



= 108,5932 kg/jam = 860,0579 ton/tahun



Harga



= $ 100/ton = $ 100/ton x 860,0579 ton/tahun = $ 86,005.7912 = Rp. 1.210.500.661,0030







Natrium Hidroksida 50% Kebutuhan



= 477,5407 kg/jam = 3.782,1225 ton/tahun



Harga



= $ 75/ton = $ 75/ton x 3.782,1225 ton/tahun = $ 283,659.1881



127



= Rp. 166.394.479.718,0470 



Harga bahan baku total



= $ 6,061,677.7340/tahun = Rp. 706.451.392.335,0750/tahun



Biaya pengangkutan dari pelabuhan sampai lokasi pabrik sebesar 2% biaya bahan. Biaya pengangkutan = 2% x 706.451.392.335,0750/tahun = Rp. 14.129.027.846,7015/tahun Maka biaya bahan baku sampai di lokasi pabrik = harga bahan baku total + biaya pengangkutan dari pelabuhan sampai lokasi = Rp. 720.580.420.181,7770/tahun b. Labor Cost Labor merupakan tenaga kerja yang langsung berhubungan dengan proses produksi. Tabel 11.8. Biaya Tenaga Kerja No



Jabatan



Jumlah pegawai



Gaji/bulan (Rp.)



Gaji/tahun (Rp.)



1



Direktur utama



1



35.000.000,00



420.000.000,00



2



Direktur



2



25.000.000,00



600.000.000,00



3



Staf ahli



2



15.000.000,00



360.000.000,00



4



Kepala bagian



6



12.500.000,00



900.000.000,00



5



Kepala seksi



15



8.500.000,00



1.530.000.000,00



6



Kepala regu (shift)



12



5.500.000,00



792.000.000,00



7



Karyawan (shift)



43



5.000.000,00



2.580.000.000,00



8



Karyawan (non shift)



30



4.500.000,00



1.620.000.000,00



9



Sekretaris



1



5.000.000,00



60.000.000,00



10



Dokter



3



6.000.000,00



216,000,000.00



11



Perawat



3



4.500.000,00



162.000.000,00



12



Supir



3



3.900.000,00



140.400.000,00



13



Pesuruh



8



3.900.000,00



374.400.000,00



14



Operator



6



4.500.000,00



324.000.000,00



Total



135



138.800.000,00 10.078.800.000,00



128



c. Supervision (Pengawasan) Besarnya nilai supervision 10-25 % Labor Cost (Aries & Newton, 1955) Diambil 20% dari Labor Cost = Rp. 2.015.760.000,00/tahun d. Maintenance (Perawatan) Dipilih : average (7% Fixed Capital Investment ) (Aries & Newton, 1955) = $ 2,159,446.25 + Rp. 21.685.240.765,06 e. Plant Suplies 15% Maintenance cost (Aries & Newton, 1955) = $ 323,916.94 + Rp. 3.252.786.114,76 f. Royalty and Patent 1% x Sales Price (Aries & Newton, 1955) = $ 1,240,000.00 g. Utilitas Perincian kebutuhan utilitas: NaCl



= Rp. 513.705,91/tahun



NaOH



= Rp. 2.062.525,86/tahun



Alum



= Rp. 288.298.380,55/tahun



Na2CO3



= Rp. 915.579.118,49/tahun



Kaporit



Rp. 182.672.746,34/tahun



Bahan bakar generator



Rp. 2.999.537.785,50/tahun



Bahan bakar boiler



Rp. 121.199.889,32/tahun



Listrik



Rp. 2.563.432.130,36/tahun +



Biaya total utilitas



Rp. 7.068.118.439,19/tahun



Ringkasan Direct Manufacturing Cost (DMC) Tabel 11.9. Direct Manufacturing Cost No



Jenis



($)



Rp.



1



Raw material



-



720.580.420.282,78



2



Labor cost



-



10.078.800.000,00



3



Supervision



-



2.015.760.000,00



4



Maintenance



2,155,293.97



21.668.169.788,40



5



Plant supplies



323,294.10



3.250.225.468,26



6



Royalties and Patents



1,240,000.00



-



129



Tabel 11.9. Direct Manufacturing Cost (lanjutan) No 7



Jenis



($)



Rp.



-



7.068.118.493,19



3,718,588.06



764.661.493.931,62



Utilitas Total



2. Indirect Manufacturing Cost (IMC) a. Payroll Overhead (15% Labor Cost, Aries & Newton, 1955) = Rp. 1.511.820.000,00 b. Laboratorium (15% Labor Cost, Aries & Newton, 1955) = Rp. 1.511.820.000,00 c. Plant Overhead (50% Labor Cost, Aries & Newton, 1955) = Rp. 5.039.400.000,00 d. Packaging dan Shipping (10% Sales price, Aries & Newton, 1955) = Rp. 72.058.042.018,18 Ringkasan Indirect Manufacturing Cost (IMC) Tabel 11.10. Indirect Manufacturing Cost (IMC) No.



Jenis



(Rp.)



1



Payroll overhead



1.511.820.000,00



2



Laboratory



1.511.820.000,00



3



Plant overhead



5.039.400.000,00



4



Packaging & shipping



72.058.042.018,18



Total



80.121.082.018,18



3. Fixed Manufacturing Cost (FMC) a. Depreciation (10% FCI, Aries & Newton, 1955) = $ 3,078,991.38 + Rp. 30.954.528.269,14 b. Property Taxes (2% FCI, Aries & Newton, 1955) = $ 615,798.28 + Rp. 6.190,905,653.83 c. Insurance (1% FCI, Aries & Newton, 1955) = $ 307,899.14 + Rp. 3.095,452,826.91



130



Perincian Fixed Manufacturing Cost (FMC) Tabel 11.11. Fixed Manufacturing Cost (FMC) No.



Jenis



($)



(Rp)



1



Depreciation



3,078,991.38



30.954,528,269.14



2



Property taxes



615,798.28



6.190,905,653.83



3



Insurances



307,899.14



3.095,452,826.91



4,002,688.80



40.240,886,749.88



Total Total dalam ($)



6,861,794.47



Total Manufacturing Cost (TMC) = DMC + IMC + FMC = $ 7,721,176.86 + Rp. 885.023,462,699.68



11.9. Working Capital (WC) 1. Raw Material Inventory (RMI) Persediaan bahan baku selama 15 hari operasi = (15/330)(Rp. 706.451.392.335,0750/tahun) = Rp. 32.111.426.924,32/tahun



2. In Proses Inventory (IPI) Persediaan bahan baku untuk 24 jam proses produksi dengan harga 50% dari Manufacturing Cost (MC). = (1/330)(0,5)($ 7,721,176.86 + Rp. 885.023,462,699.68) = $ 11,698.9043 + Rp. 1.340.944.640,45



3. Product Inventory (PI) Persediaan produk selama 1 bulan produksi dengan harga Manufacturing Cost = (1/12)($ 7,721,176.86 + Rp. 885.023,462,699.68) = $ 643,439.7387 + Rp. 73.751.955.224,97



131



4. Extended Credit (EC) Persediaan uang untuk menutup penjualan produk yang belum dibayar, dianggap sama dengan penjualan 1 bulan produk. = (1/12) x sales price = (1/12)($ 124,000,000.00) = $ 10,333,333.33 = Rp. 145.437.960.100,00



5. Available Cash (AC) Sejumlah uang kontan yang tersedia di pabrik yang sewaktu – waktu bisa diambil sebesar 1 bulan dari MC. = (1/12)($ 7,728,814.44 + Rp. 885.075,816,009.99) = $ 643,439.74 + Rp. 73.751.955.224,97 Ringkasan Working Capital (WC) Tabel 11.12. Working Capital (WC) No.



Jenis



($)



(Rp.)



1



Raw material inventory



-



32.111.426.924,32



2



In process inventory



11,698.90



1.340.944.640,45



3



Product inventory



643,439.74



73.751.955.224,97



4



Extended credit



-



145.437.960.100,00



5



Avialable cash



643,439.74



73.751.955.224,97



1,298,578.38



326.394.242.114,72



Total Total Capital Investment (TCI) = WC + FC



= $ 32,088,492.2289 + Rp. 635.939.524.806,13 11.10. Pengeluaran Umum/General Expenses (GE) 1. Administration (A) (3-6% dipilih 3% dari MC, Aries & Newton, 1955) = $ 231,638.31 + Rp. 26.550.703.880,99 2.



Sales promotion (S) (5-22% dipilih 10% dari Sales Price, Aries & Newton, 1955)



132



= $ 12,400,000.00 = Rp. 174.525.552.120,00 3. Research (R) (3,5-8% dipilih 8% dari Sales Price, Aries & Newton, 1955) = $ 9,920,000.00 = Rp. 139.620.441.696,00 4. Finance (7-10% dipilih 7% dari TCI) (Peter and Timerhauss, 2003) = $ 2,246,194.46 + Rp. 44.515.766.736,43



Ringkasan General Expenses (GE) Tabel 11.13. General Expenses (GE) No.



Jenis



($)



(Rp.)



1



Administration



231,638,31



26.550.703.880,99



2



Sales promotion



-



174.525.552.120,00



3



Research



-



139.620.441.696,00



4



Finance



2,246,194.46



44.515.766.736,43



Total



2,477,832.76



385.212.464.433,42



Total Production Cost (PC) = TMC + GE = $ 10,199,109.63 + Rp. 1.270.235.927.133,10 = $ 100,449,077.6407



11.11. Perkiraan Keuntungan/Profit Estimation Keuntungan sebelum pajak (Profit Before Taxes, PBT) = Sales Price - Production Cost = $ 124,000,000.00 - $ 100,449,077.6407 = $ 23,550,922.3593 = Rp. 331.470.784.490,6230 Pajak penghasilan sebesar 40% Profit Before Taxes (Peters and Timmerhaus, 2002) Keuntungan sesudah pajak (Profit After Taxes, PAT)



133



= PBT x (100% - 40%) = $ 23,550,922.3593 x 0,6 = $ 14,130,553.4156



11.12. Analisa Kelayakan 1. Return on Investment (ROI) Perkiraan keuntungan yang diperoleh setiap tahun didasarkan atas kecepatan pengembalian modal tetap yang diinvestasikan (lebih dari 44%).



% ROI 



Annual profit x 100 % Fixed capital investment



ROI sebelum pajak = ($ 23,550,922.3593/$ 52,783,034.85) x 100% = 44,62% ROI setelah pajak = ($ 14,130,553.4156/$ 52,783,034.85) x 100% = 26,77%



2. Pay Out Time (POT) Waktu yang diperlukan sehingga Fixed Capital Investment yang ditanamkan (investasi) dapat kembali, atas dasar keuntungan setiap tahun.



FCI PE  (0.1 x FCI )



POT



=



POTb



= $ 52,783,034.85/($ 23,550,922.3593 + 0.1 x $ 52,783,034.85) = 1,83 tahun



POTa



= $ 52,783,034.85/($ 14,130,553.4156 + 0.1 x $ 52,783,034.85) = 2,72 tahun



3. Break Even Point (BEP) Merupakan batas produksi dalam arti pabrik dikatakan tidak untung dan tidak rugi. BEP =



Fa  0,3.Ra x 100% Sa  Va  0,7.Ra



Keterangan: Fa



= Annual fixed manufacturing cost pada produksi maksimal



Ra



= Annual regulated expenses pada produksi maksimal



134



Sa



= Annual sales value pada produksi maksimal



Va



= Annual variabel expenses pada produksi maksimal $ 6,861,794.47 + (0,3 x $ 35,420,901.63)



= $ 124,000,000.00 − $ 58,058,967.08 − (0,7 x $ 35,420,901.63) x 100%



BEP



= 42,50%



4. Shut Down Point (SDP) Merupakan batas produksi dalam arti pabrik mengalami kebangkrutan, sehingga pabrik harus menghentikan operasi.



0,3.Ra x 100% Sa  Va  (0,7.Ra)



SDP



=



SDP



=$ 124,000,000.00 − $ 58,058,967.08 − (0,7 x $ 35,420,901.63) x 100%



0,3 x $ 35,420,901.63



= 25,83%



5. Discounted Cash Flow (DCF) Merupakan perkiraan besarnya keuntungan yang diperoleh setiap tahun, didasarkan pada jumlah investasi yang tidak kembali setiap tahun selama umur ekonomis pabrik. Persamaan: S=



FC  WC. 1 i   SV WC n



 1  i n  1 R = Cf .  i  



Keterangan: S



= Nilai modal pada waktu yang akan datang setelah dikoreksi dengan Salvage Value (SV) dan Working Capital (WC)



Cf



= Cash Flow setelah pajak berdasarkan atas total finance.



R



= Cash Flow berdasarkan pendapatan akhir tahun



SV



= Salvage Value, 10 % FC



FC



= Fixed Capital Investment



WC



= Working Capital Investment



n



= Perkiraan umur pabrik = 10 tahun



135



Dengan menggunakan metode Newton Raphson diperoleh: i old



S



R



i =



0,3000



1,04E+09



1,06E+09



i + eps =



0,3001



1,04E+09



1,06E+09



i - eps =



0,2999



1,03E+09



1,06E+09



F' (i)



F new



2,95E+09



0,3075



i old



S



R



i=



0,3075



1,10E+09



1,10E+09



i + eps =



0,3076



1,10E+09



1,10E+09



i - eps =



0,3074



1,10E+09



1,10E+09



F' (i)



F new



3,19E+09



0,3073



i old



S



R



i=



0,3073



1,10E+09



1,10E+09



i + eps =



0,3074



1,10E+09



1,10E+09



i - eps =



0,3072



1,10E+09



1,10E+09



F' (i)



F new



3,18E+09



0,3073



F (i) =



-2,22E+07



F (i+eps) =



-2,19E+07



F (i-eps) =



-2,25E+07



F (i) =



8,98E+05



F (i+eps) =



1,22E+06



F (i-eps) =



5,80E+05



F (i) =



1,30E+03



F (i+eps) =



3,19E+05



F (i-eps) =



-3,16E+05



Harga i di trial, sampai diperoleh S = R 



Hasil trial i sebesar







Diperoleh S = R sebesar = $ 1.096.515.032,0903







Maka harga DCF sebesar = 30,73%







Nilai suku bunga bank sebesar 9,9% per tahun.



= 0,3073



136



Batasan minimal DCF = [1,5 – 2] x suku bunga bank Diambil sebesar 1,5 x suku bunga bank, maka: DCF min



= 1,5 x DCF = 1,5 x 9,9% = 14,85%



Karena DCF hasil perhitungan (%) lebih besar dari DCF min (14,85%), maka pabrik ini cukup layak didirikan karena dapat menarik minat investor untuk menanamkan investasi (modal).



140



1,2



Biaya dalam juta $/tahun



120



1



100 0,8 Sales



80



Ra Total cost



0,6



60



Regulated cost



Sa



0,4 40 Va Variable cost



0,2



20 0.3 Ra



Fa



Fixed cost



0 0



10



20 SDP30



BEP 50 40



60



0



70



80



Kapasitas Produksi, %



Gambar 11.2. Grafik Analisa Ekonomi



90



100



BAB XII KESIMPULAN



Prarancangan pabrik butil metakrilat dengan kapasitas produksi 40.000 ton/tahun, menggunakan bahan baku asam metakrilat dan butanol ini direncanakan didirikan di Cilegon, Banten, dengan luas area 15.708 m2. Dilihat dari sifat kimia maupun fisis bahan baku dan produk yang tergolong berbahaya dan beracun, maka pabrik ini termasuk pabrik beresiko tinggi (high risk). Berdasarkan hasil perhitungan dan evaluasi ekonomi, dapat ditarik kesimpulan sebagai berikut: 1.



Return on Investment (ROI) sebelum pajak sebesar 44,62% dan setelah pajak sebesar 26,77%. Diketahui ROI minimal untuk pabrik high risk sebelum pajak adalah 44% (Aries & Newton, 1955).



2. Bila dilihat Pay Out Time (POT) sebelum pajak sebesar 1,83 tahun dan setelah pajak sebesar 2,72 tahun. Diketahui POT maksimal untuk pabrik high risk sebelum pajak adalah 2 tahun (Aries & Newton, 1955). 3. Break Even Point (BEP) yang diperoleh adalah sebesar 42,50% dan Shut Down Point (SDP) sebesar 25,83%. Diketahui bahwa kisaran BEP yang menarik adalah 40% – 60% (Aries & Newton, 1955). 4.



Discounted Cash Flow Rate (DCFR) sebesar 30,73%. Harga DCF yang menarik bagi investor adalah 1,5 – 2,0 kali suku bunga bank. Suku bunga bank rata – rata saat ini adalah 9,9%, maka DCF minimum yang harus dipenuhi adalah 1,5 × suku bunga bank sebesar 14,85%. Dengan demikian, pabrik ini cukup menarik bagi investor karena memberikan keuntungan yang lebih besar daripada jika mereka menyimpan modal di bank. Berdasarkan analisis di atas pabrik butil metakrilat dari asam metakrilat



dan butanol dengan kapasitas 40.000 ton/tahun, dengan jumlah karyawan 135 pekerja maka pabrik butil metakrilat cukup menarik untuk dilanjutkan pada tahap perancangan pabrik serta layak dipertimbangkan untuk didirikan.



137



DAFTAR PUSTAKA



Aries R.S. & Newton, R.D., 1955, Chemical Engineering Cost Estimation, McGraw - Hill Book Company, New York. Brown, G.G., 1958, Unit Operations, John Wiley & Sons, lnc. New York. Brownell, L.E. & Young, E.H., 1959, Process Equipment Design, John Wiley & Sons Inc., New York. Coulson, J.M., Richardson, J.F., & Sinnott. R.K., 1999, Chemical Engineering Design, Volume 6, 3ed., Butterworth Heinemann, Great Britain. Faith, W.L., Keyes, D.B., and Clark, R.L., 1957, Industrial Chemicals, John Wiley & Sons, lnc., London. Kern, D.Q., 1950, Process Heat Transfer, McGraw - Hill Book Company, Tokyo. Ludwig, E.E.,1982, Applied Process Design for Chemical and Petrochemical Plants, Volume 1, 3rd ed, Butterworth-Heinemanm, United States of America. Ludwig, E.E.,1982, Applied Process Design for Chemical and Petrochemical Plants, Volume 2, 3rd ed, Butterworth-Heinemanm, United States of America. Ludwig, E.E.,1982, Applied Process Design for Chemical and Petrochemical Plants, Volume 3, 3rd ed, Butterworth-Heinemanm, United States of America. McAdams, W.H., 1954, Heat Transmission, 3ed., McGraw - Hill Book Company Inc, Kogakusha, Tokyo. McCabe,W, Smith, and Harriot, P, 1993, Unit Operations of Chemical Engineering, 5th ed, McGraw - Hill Book Company, New York. Perry, R.H., 1984, Perry’s Chemical Engineers Hand Book, 6ed., McGraw - Hill Book Company, New York. Peters, M. S., and Timmerhaus, K. D., 1991, Plant Design and Economics for Chemical Engineers, 4thed, McGraw - Hill Book Company, Singapore.



Powell, S. T., 1954, Water Conditioning for Industry, 1st ed., McGraw - Hill Book Co., Kogakusha, Tokyo. Rase, H.F., 1977, Chemical Reactor Design for Process Plants, Volume 1, John Wiley & Sons, Inc., New York. Smith, J.M., 1970, Chemical Engineering Kinetics, 2nd ed., McGraw - Hill Book Company, New York. Treyball, R.E., 1981, Mass Transfer Operations, 3rd ed, McGraw - Hill Book Company, Singapore. Vilbrandt, F. C., and Dreyden, C. E., 1959, Chemical Engineering Plant Design, McGraw - Hill Book Co. Inc., New York. Yaws, C. L., 1999, Chemical Properties Handbook, McGraw - Hill Companies Inc., New York.



LAMPIRAN



PERANCANGAN REAKTOR  Jenis



: RATB (Reaktor Alir Tangki Berpengaduk)



 Fungsi : Mereaksikan asam metakrilat (C4H6O2) dengan butanol (C4H9OH) dengan menggunakan katalisator asam sulfat (H2SO4)  Kondisi operasi : Diperoleh dari US Patent No. 5,883,288 



Tekanan (P)



= 1 atm = 14,7 psi







Suhu



= 90ºC = 363 K







Konversi



= 90% H2O C4H9OH C4H6O2 C8H14O2 P = 1 atm



H2O H2SO4 P = 1 atm T = 30oC P = 1 atm T = 90oC



H2O C4H9OH C4H6O2 C8H14O2 H2SO4 P = 1 atm T = 90oC



Berdasarkan perhitungan neraca massa, diperoleh hasil:  Neraca massa di reaktor Masuk (kg/jam) Fresh Feed Recycle 2.753,9113 434,3739 3.366,3883 263,1579 69,42273 158,0252 100,9916 7.146,2710



Komponen C4H9OH C4H6O2 C8H14O2 H2O H2SO4 Jumlah



Keluar (kg/jam) 579,6882 336,6388 5.267,5058 861,4465 100,9916 7.146,2710



 Penentuan kecepatan volumetrik (Fv) Massa (m), kg/jam 3.188,2853 3.366,3883 263,1579 227,4479 100,9916 7.146,2710



Komponen C4H9OH C4H6O2 C8H14O2 H2O H2SO4 Jumlah



Densitas (ρ), kg/L 0,7493 0,9448 0,8292 0,9658 1,7520



Fv = m/ρ, L/jam 4.255,2528 3.562,9686 317,3764 235,5081 57,6424 8.428,7484



 Konsentrasi asam metakrilat Mx



CAo =



1 x 1000 mol⁄kmol BM



Fv 3.366,3883



CAo =



1 kg kmol⁄ x 1000 mol⁄ ⁄jam x kg kmol 86,090 = 4,6393 mol/L L 8.428,7484 ⁄jam



 Konsentrasi butanol 1



CBo =



M x BM x 1000 mol⁄kmol Fv 3.188,2853



= M



=



𝐶𝐵𝑜 𝐶𝐴𝑜



=



1 kg kmol⁄ x 1000 mol⁄ ⁄jam x kg kmol 74,123 = 5,1032 mol/L L 8.428,7484 ⁄jam



5,1032 4,6393



= 1,1



A. Penentuan konstanta kecepatan reaksi Persamaan reaksi: C4H6O2 + C4H9OH



H2SO4



C8H14O2 + H2O



Data : o Persamaan kecepatan reaksi : rA = k.CA.CB o Konversi total : 90% Neraca massa komponen A pada reaktor batch: Rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation 0 – 0 – rA.V = 0 -rA.V =



dC A .V 



dt maka: -rA = dCA/dt dengan V = tetap, persamaan kecepatan reaksi, rA = k.CA.CB CA = CAo(1 - XA) CB = CBo – CAo.XA M = CBo/CAo sehingga: rA = k.CAo(1 - XA)(CBo - CAo.XA) Dari neraca massa dan persamaan reaksi, didapat:



dCAo1  XA dt CAo.d 1  XA k.CAo2(1 - XA)(M - XA) = dt d 1  XA k.CAo(1 - XA)(M - XA) = dt XA t dXA 0 (1  XA)(M  XA)  kCAo0 dt XA dXA 0 (1  XA)(M  XA) = k.CAo (t - 0) XA dXA 0 (1  XA)(M  XA) = k.CAo.t..........................................(1) Dari hasil integral persamaan 1, didapat: 1 A= ( M  1) 1 B=( M  1) Subtitusi nilai A dan B ke persamaan dan berdasarkan persamaan (1), diperoleh: k.CAo(1 - XA)(CBo - CAo.XA) = -







XA



0



dXA = k.CAo.t (1  XA)( M  XA)



1 ( M  1)



XA



dX 1 0 (1  XA)  (M  1)



XA



dX



 (M  XA) = k.CAo.t 0



1 1 ln (1 – XA)│ + ln (M – XA) │= k.CAo.t  ( M  1) ( M  1) 1 1 [ln (1 – XA) – ln 1] + [ln (M – XA) – ln M] = k.CAo.t  ( M  1) ( M  1) 1 [ln (M – XA) – ln (1 – XA) - ln M] = k.CAo.t ( M  1)  ( M  XA)  1 ln   = k.CAo.t ( M  1)  (1  XA) M  Maka, persamaan (1) menjadi:  ( M  XA)  1 ln   = k.CAo.t..................................(2) ( M  1)  (1  XA) M  Mencari nilai k pada suhu 90oC  ( M  XA)  1 ln   ( M  1)  (1  XA) M  k= CAo t Diketahui data dari US Patent No. 5,883,288 T = (80 + 273)K = 353K



: t = 7 jam



T = (130 + 273)K = 403K



: t = 1 jam



Menghitung harga k1 pada t1 = 7 jam  (1,1  0,9)  1 ln   (1,1  1)  (1  0,9).1,1 k= 4,6393 x 7 k = 0,1841 L/mol.jam Menghitung harga k2 pada t2 = 1 jam  (1,1  0,9)  1 ln   (1,1  1)  (1  0,9).1,1 k= 5,1032 x 1 k = 1,1715 L/mol.jam Jadi, diasumsikan bahwa :



T = (80 + 273)K = 353K



: t = 7 jam



: k1 = 0,1841 L/mol.jam



T = (130 + 273)K = 403K



: t = 1 jam



: k2 = 1,1715 L/mol.jam



Menghitung konstanta kecepatan reaksi pada suhu 90oC, mengikuti persamaan Arrhenius: k = A.e(-E/RT) ln k = ln A.(-E/R.T) ; Bila –E/R = B Maka: ln k = ln A + B/T Sehingga: ln k1 = ln A + B/T1......(1) ln k2 = ln A + B/T2......(2) ln k1 – ln k2 = (B/T1) – (B/T2) ......(3) (ln 0,1841) – (ln 1,1715) = (B/353) – (B/403) -1,6923 – 0,1583 = (403B - 353B)/142.259 -1,8506 = 50B/142.259 B = -5265,2900 Substitusi ke persamaan (1) ln k1 = ln A + B/T1 ln 0,1841 = ln A + (-5265,2900/353) -1,6923 = ln A+ (-14,9158) ln A = 13,2235 A = 553.224,6196 Maka konstanta kecepatan reaksinya: k = 553.224,6196 e(-5265,2900/T) pada suhu 90oC, maka: k = 553.224,6196 e(-5265,2900/T) k = 0,2776 L/mol.jam Jadi konstanta kecepatan reaksi pada suhu 90oC = 0,2776 L/mol.jam



B. Penentuan Volume Reaktor Bila digunakan n buah reaktor alir tangki berpengaduk



1



Fv CAo CBo XAo



Fv CA1 CB1 XA1



∫∫ Fv CAi-1 CBi-1 XAi-1



n



Fv ∫∫ Fv CAi CAn-1 CBi CBn-1 XAi XAn-1



i



Fv CAn CBn XAn



Neraca massa pada reaktor yang ke i untuk komponen A Rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation Fv.CAi-1 – Fv.CAi – rA.V = 0 dibagi Fv, dengan Ө = V/Fv CAi-1 – CAi = rA Ө Jika, CAi-1 = CAo(1-XAi-1) CAi



= CAo(1-XAi)



CAo(1-XAi-1) - CAo(1-XAi) = rA Ө CAo-Cao.XAi-1 - CAo + CAoXAi = rA Ө CAo(XAi - XAi-1)



= rA Ө



CAo(XAi - XAi-1)



= k CAo2(1-XAi)(M-XAi) Ө



(XAi - XAi-1)



= k CAo(1-XAi)(M-XAi) Ө (XAi - XAi-1) Ө= kCAo(1-XAi)(M-XAi)



 Jika menggunakan satu reaktor Fv



R1



CAo



Fv CA1



 Neraca massa komponen A di reaktor 1: Rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation Fv.CAo – Fv.CA1 – rA1.V = 0 Fv.CAo – Fv.CA1 = rA1.V Fv.(CAo – CA1) = rA1.V Vr Fv



=



CAo −CA1 rA1



Vr Fv



Ө



= =



CAo−CAo (1−XA1 ) rA1 XA1 k.CAo (1−XA1 )(M−XA1 )



 Waktu tinggal = Ө1 ; (XA1 = 0,9) XA1



Ө



=



Ө



=



Ө



= 34,9361 jam



k.CAo (1−XA1 )(M−XA1 ) 0.9 0,2776 x 4,6393(1−0,9)(1,1−0,9)



 Volume liquid = Fv. x Ө = 8.428,7484 L/jam x 34,9361 jam x



1 gallon 3,785 L



= 77.790,3075 gallon  Dibuat over design sebesar 20%, maka: Volume tangki = 1,2 x volume liquid = 1,2 x 77.790,3075 gallon = 93.348,3689 gallon  Harga Alat Harga alat diperkirakan dengan persamaan Aries & Newton pada pg. 15 𝑐𝑏 0,6 𝐸𝑏 = 𝐸𝑎 ( ) 𝑐𝑎 Dimana,



Ea = harga alat a (tahun 2002) Eb = harga alat b (tahun 2023) ca = kapasitas alat a (tahun 2002) cb = kapasitas alat b (tahun 2023)



Harga alat dapat dilihat pada chemical engineering cost estimation. Berdasarkan perkiraan indeks harga alat menurut data pada Tabel 6-2 (Peters dan Timmerhaus, 2002 pg. 238) diperoleh persamaan garis pada grafik yaitu y = 4,1315x – 7.869,3 sehingga diperoleh data indeks harga pada tahun: Indeks harga tahun 2023 = 488,7245 Indeks harga tahun 2002 = 390,400



= $ 60.000 𝑥 (



Harga pada tahun 2002



93.348,3689 0,6 1000



)



= $ 912463,0584 Harga pada tahun 2023



= $ 912463,0584 x



488,7245 390,400



= $ 1142272,1618  Jika menggunakan dua reaktor Fv



R1



CAo



Fv CA1



R2



Fv CA2



 Neraca massa komponen A di reaktor 1: Rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation Fv.CAo – Fv.CA1 – rA1.V1 = 0 Fv.CAo – Fv.CA1 = rA1.V1 Fv.(CAo – CA1) = rA1.V1 V1 Fv V1 Fv



Ө1



= = =



CAo −CA1 rA1 CAo−CAo (1−XA1 ) rA1 XA1 k.CAo (1−XA1 )(M−XA1 )



 Neraca massa komponen A di reaktor 2: Rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation Fv.CA1 – Fv.CA2 – rA2.V2 = 0 Fv.CA1 – Fv.CA2 = rA2.V2 Fv.(CA1 – CA2) = rA2.V2 V2 Fv V2 Fv



Ө2



= = =



CA1 −CA2 rA2 CAo(1−XA1 )−CAo(1−XA2 ) rA2 XA2 −XA1 k.CAo (1−XA2 )(M−XA2 )



 Jika diketahui XA2 = 0,9 dan agar volume kedua reaktor sama (V1=V2=V), maka Ө1= Ө2= Ө



Persamaan f(XA1) = Ө1- Ө2= 0, f(XA1) =



XA1 k.CAo (1−XA1 )(M−XA1 )



-



XA2 −XA1 k.CAo (1−XA2 )(M−XA2 )



=0



Nilai XA1 dapat dihitung dengan menggunakan metode Newton Raphson Xold = XA2 eps (  ) = 0,0001



F ' ( xold ) 



F ( X old   )  F  X old    2



Xnew = Xold -



F ( X old ) F ' ( X old )



F(Xold) F(Xold + Є) F(Xold - Є)



X 0,9 0,9001 0,8999



θ1 34,9361 34,9924 34,8799



θ2 0,0000 -0,0039 0,0039



F(X) 34,9361 34,9963 34,8760



F(Xold) F(Xold + Є) F(Xold - Є)



X 0,8419 0,8420 0,8418



θ1 16,0243 16,0425 16,0060



θ2 2,2539 2,2501 2,2578



F(X) 13,7703 13,7925 13,7482



F(Xold) F(Xold + Є) F(Xold - Є)



X 0,7797 0,7798 0,7796



θ1 8,5799 8,5876 8,5723



θ2 4,6691 4,6652 4,6730



F(X) 3,9108 3,9224 3,8993



F(Xold) F(Xold + Є) F(Xold - Є)



X 0,7459 0,7460 0,7458



θ1 6,4346 6,4398 6,4294



θ2 5,9828 5,9789 5,9867



F(X) 0,4518 0,4609 0,4427



F(Xold) F(Xold + Є) F(Xold - Є)



X 0,7409 0,7410 0,7408



θ1 6,1824 6,1874 6,1775



θ2 6,1757 6,1718 6,1796



F(X) 0,0068 0,0156 -0,0020



F(Xold) F(Xold + Є) F(Xold - Є)



X 0,7408 0,7409 0,7407



θ1 6,1787 6,1836 6,1737



θ2 6,1787 6,1748 6,1825



F(X) 0,0000 0,0088 -0,0088



F(Xold) F(Xold + Є) F(Xold - Є)



X 0,7408 0,7409 0,7407



θ1 6,1787 6,1836 6,1737



θ2 6,1787 6,1748 6,1825



F(X) 0,0000 0,0088 -0,0088



F'(Xold) =



601,6777



Xnew = 0,8419 Xnew = Xold F'(Xold) =



221,3227



Xnew = 0,7797 Xnew = Xold F'(Xold) =



115,5602



Xnew = 0,7459 Xnew = Xold F'(Xold) =



90,9360



Xnew = 0,7409 Xnew = Xold F'(Xold) =



88,2410



Xnew = 0,7408 Xnew = Xold F'(Xold) =



88,2008



Xnew = 0,7408 Xnew = Xold F'(Xold) =



88,2008



Xnew = 0,7408 Xnew = Xold



 Dengan menggunakan metode Newton Raphson, diperoleh:  Konversi masing – masing reaktor XA1 = 0,7408 XA2 = 0,9  Waktu tinggal: Ө1 = Ө2 = Ө  6,1787 jam  Volume liquid = Fv x Ө = 8.428,7484 L/jam x 6,1787 jam x



1 gallon 3,785 L



= 13.757,6837 gallon  Dibuat over design sebesar 20 %, maka: Volume tangki = 1,2 x volume liquid = 1,2 x 13.757,6837 gallon = 16.509,2204 gallon  Harga Alat Harga alat diperkirakan dengan persamaan Aries & Newton pada pg. 15 𝑐𝑏 0,6 𝐸𝑏 = 𝐸𝑎 ( ) 𝑐𝑎 Dimana,



Ea = harga alat a (tahun 2002) Eb = harga alat b (tahun 2023) ca = kapasitas alat a (tahun 2002) cb = kapasitas alat b (tahun 2023)



Harga alat dapat dilihat pada chemical engineering cost estimation. Berdasarkan perkiraan indeks harga alat menurut data pada Tabel 6-2 (Peters dan Timmerhaus, 2002 pg. 238) diperoleh persamaan garis pada grafik yaitu y = 4,1315x – 7.869,3 sehingga diperoleh data indeks harga pada tahun: Indeks harga tahun 2023 = 488,7245 Indeks harga tahun 2002 = 390,400 Harga pada tahun 2002



= $ 60.000 𝑥 (



16.509,2204 0,6 1000



)



= $ 322691,2505 Harga pada tahun 2023



= $ 322691,2505 x = $ 403962,9100



488,7245 390,400



Jadi, harga 1 reaktor



= $ 403962,9100



Maka, harga untuk 2 reaktor = $ 807925,8200  Jika menggunakan tiga reaktor Fv



Fv



R1



CAo



R2



CA1



Fv



R3



CA2



 Neraca massa komponen A di reaktor 1: Rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation Fv.CA0 – Fv.CA1 – rA1.V1 = 0 Fv.CA0 – Fv.CA1 = rA1.V1 Fv (CA0 - CA1) = rA1.V1 V1 Fv V1 Fv



CAo−CA1



=



rA1 CAo−CAo (1−XA1 )



=



Ө1 =



rA1 XA1 kCAo (1−XA1 )(M−XA1 )



 Neraca massa komponen A di reaktor 2: Rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation Fv.CA1 – Fv.CA2 – rA2.V2 = 0 Fv.CA1 – Fv.CA2 = rA2.V2 Fv.(CA1 – CA2) = rA2.V2 V2 Fv V2 Fv



= =



Ө2 =



CA1 −CA2 rA2 CAo(1−XA1 )−CAo (1−XA2 ) rA2 XA2 −XA1 kCAo (1−XA2 )(M−XA2 )



 Neraca massa komponen A di reaktor 3: Rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation Fv.CA2 – Fv.CA3 – rA3.V3 = 0 Fv.CA2 – Fv.CA3 = rA3.V3



Fv CA3



Fv.(CA2 – CA3) = rA3.V3 V3 Fv V3 Fv



= =



Ө3 =



CA2 −CA3 rA3 CAo(1−XA2 )−CAo (1−XA3 ) rA3 XA3 −XA2 kCAo (1−XA3 )(M−XA3 )



 Jika diketahui XA0 = 0, XA3 = 0,9 dan agar volume masing – masing reaktor sama (V1=V2=V3=V), maka Ө1= Ө2= Ө3 = Ө. Untuk dapat menghitung volume reaktor dan Ө maka disusun persamaan: Ө1= Ө3 =



XA1 kCAo (1−XA1 )(M−XA1 )



=



XA3 −XA2 kCAo (1−XA3 )(M−XA3 )



Maka, XA2 dapat dihitung dengan persamaan: 𝑋𝐴2 = 𝑋𝐴3 − 𝜃1 {𝑘 𝐶𝐴𝑜 (1 − 𝑋𝐴3 )(𝑀 − 𝑋𝐴3 )} Ө1= Ө2 =



XA1 kCAo (1−XA1 )(M−XA1 )



=



XA2 −XA1 kCAo (1−XA2 )(M−XA2 )



Persamaan f(XA1) = Ө1- Ө2= 0, f(XA1) =



XA1 XA2 −XA1 =0 kCAo (1−XA1 )(M−XA1 ) kCAo (1−XA2 )(M−XA2 )



Nilai XA1 dan XA2 dapat dihitung dengan menggunakan metode Newton Raphson Xold = XA1 eps (  ) = 0,0001



F ' ( xold ) 



F ( X old   )  F  X old    2



Xnew = Xold -



F ( X old ) F ' ( X old ) θ1 34,9361 34,9924 34,8799



XA2 0,0000 -0,0015 0,0014



θ2 -0,6352 -0,6345 -0,6359



θ3 34,9361 34,9924 34,8799



F(Xold) F(Xold + Є) F(Xold - Є)



XA1 0,9 0,9001 0,8999



F(X) 35,5713 35,6270 35,5157



XA1



θ1



XA2



θ2



θ3



F(X)



F(Xold) F(Xold + Є) F(Xold - Є)



0,8360 0,8361 0,8359



14,9986 15,0152 14,9820



0,5136 0,5132 0,5140



-0,8777 -0,8777 -0,8777



14,9986 15,0152 14,9820



15,8763 15,8929 15,8596



F'(Xold) =



556,2158



Xnew = 0,8360 Xnew = Xold



F'(Xold) =



166,4858



Xnew = 0,7407 Xnew = Xold



XA1



θ1



XA2



θ2



θ3



F(X)



0,7407 0,7408 0,7406



6,1716 6,1765 6,1667



0,7410 0,7409 0,7411



0,0027 0,0008 0,0046



6,1716 6,1765 6,1667



6,1689 6,1757 6,1621



XA1



θ1



XA2



θ2



θ3



F(X)



0,6504 0,6505 0,6503



3,2115 3,2136 3,2093



0,8173 0,8172 0,8173



2,5083 2,5047 2,5119



3,2115 3,2136 3,2093



0,7032 0,7089 0,6975



XA1



θ1



XA2



θ2



θ3



F(X)



F(Xold) F(Xold + Є) F(Xold - Є)



0,6380 0,6381 0,6379



2,9615 2,9634 2,9596



0,8237 0,8237 0,8238



2,9601 2,9563 2,9638



2,9615 2,9634 2,9596



0,0014 0,0071 -0,0042



F(Xold) F(Xold + Є) F(Xold - Є)



XA1 0,6380 0,6381 0,6379



θ1 2,9610 2,9629 2,9591



XA2 0,8237 0,8237 0,8238



θ2 2,9610 2,9573 2,9648



θ3 2,9610 2,9629 2,9591



F(X) 0,0000 0,0057 -0,0057



F(Xold) F(Xold + Є) F(Xold - Є)



F(Xold) F(Xold + Є) F(Xold - Є)



F'(Xold) =



Xnew = 0,6504 Xnew = Xold



F'(Xold) =



F'(Xold) =



56,6963



Xnew = 0,6380 Xnew = Xold



F'(Xold) =



56,6960



Xnew = 0,6380 Xnew = Xold



 Konversi masing masing reaktor XA1 = 0,6380 XA2 = 0,8237 XA3 = 0,9  Waktu tinggal : Ө1 = Ө2 = Ө3 = Ө  2,9610 jam  Volume liquid = Fv x Ө 1 gallon 3,785 L



= 6.593,1589 gallon  Dibuat over design sebesar 20%, maka: Volume tangki = 1,2 x volume liquid = 1,2 x 6.593,1589 gallon = 7.911,7907 gallon  Harga Alat Harga alat diperkirakan dengan persamaan Aries & Newton pada pg. 15 𝑐𝑏 0,6 𝐸𝑏 = 𝐸𝑎 ( ) 𝑐𝑎



56,9037



Xnew = 0,6380 Xnew = Xold



 Dengan menggunakan metode Newton Raphson, diperoleh:



= 8.428,7484 L/jam x 2,9610 jam x



68,2882



Dimana,



Ea = harga alat a (tahun 2002) Eb = harga alat b (tahun 2023) ca = kapasitas alat a (tahun 2002) cb = kapasitas alat b (tahun 2023)



Harga alat dapat dilihat pada chemical engineering cost estimation. Berdasarkan perkiraan indeks harga alat menurut data pada Tabel 6-2 (Peters dan Timmerhaus, 2002 pg. 238) diperoleh persamaan garis pada grafik yaitu y = 4,1315x – 7.869,3 sehingga diperoleh data indeks harga pada tahun: Indeks harga tahun 2023 = 488,7245 Indeks harga tahun 2002 = 390,400 = $ 60000 𝑥 (



Harga pada tahun 2002



7.911,7907 0,6 1000



)



= $ 207546,8397 Harga pada tahun 2023



= $ 207546,8397 x



488,7245 390,400



= $ 259818,4469 Jadi, harga 1 reaktor



= $ 259818,4469



Maka, harga untuk 3 reaktor = $ 779455,3407  Jika menggunakan empat reaktor Fv CAo



R1 R1 R11



Fv



R2



CA1



Fv CA2



R3



Fv



R4



CA3



 Neraca massa komponen A di reaktor 1: Rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation Fv.CA0 – Fv.CA1 – rA1.V1 = 0 Fv.CA0 – Fv.CA1 = rA1.V1 Fv (CA0 - CA1) = rA1.V1 V1 Fv V1 Fv



= =



CAo−CA1 rA1 CAo−CAo (1−XA1 ) rA1



Fv CA4



Ө1 =



XA1 kCAo (1−XA1 )(M−XA1 )



 Neraca massa komponen A di reaktor 2: Rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation Fv.CA1 – Fv.CA2 – rA2.V2 = 0 Fv.CA1 – Fv.CA2 = rA2.V2 Fv.(CA1 – CA2) = rA2.V2 V2 Fv V2 Fv



= =



Ө2 =



CA1 −CA2 rA2 CAo(1−XA1 )−CAo (1−XA2 ) rA2 XA2 −XA1 (1−XA kCAo 2 )(M−XA2 )



 Neraca massa komponen A di reaktor 3: Rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation Fv.CA2 – Fv.CA3 – rA3.V3 = 0 Fv.CA2 – Fv.CA3 = rA3.V3 Fv.(CA2 – CA3) = rA3.V3 V3 Fv V3 Fv



= =



Ө3 =



CA2 −CA3 rA3 CAo(1−XA2 )−CAo (1−XA3 ) rA3 XA3 −XA2 kCAo (1−XA3 )(M−XA3 )



 Neraca massa komponen A di reaktor 4: Rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation Fv.CA3 – Fv.CA4 – rA4.V4 = 0 Fv.CA3 – Fv.CA4 = rA4.V4 Fv.(CA3 – CA4) = rA4.V4 V4 Fv



=



CA3 −CA4 rA4



V4 Fv



=



Ө4 =



CAo(1−XA3 )−CAo (1−XA4 ) rA4 XA4 −XA3 (1−XA kCAo 4 )(M−XA4 )



 Jika diketahui XA0 = 0, XA3 = 0,9 dan agar volume masing – masing reaktor sama (V1=V2=V3=V4=V), maka Ө1= Ө2= Ө3 = Ө4 = Ө. Untuk dapat menghitung volume reaktor dan Ө maka disusun persamaan: Ө1= Ө4 =



XA1 XA4 −XA3 = kCAo (1−XA1 )(M−XA1 ) kCAo (1−XA4 )(M−XA4 )



Maka, XA3 dapat dihitung dengan persamaan: 𝑋𝐴3 = 𝑋𝐴4 − 𝜃1 {𝑘 𝐶𝐴𝑜 (1 − 𝑋𝐴4 )(𝑀 − 𝑋𝐴4 )} dan, Ө3= Ө4 =



XA3 −XA2 XA4 −XA3 = kCAo (1−XA3 )(M−XA3 ) kCAo (1−XA4 )(M−XA4 )



Maka, XA2 dapat dihitung dengan persamaan: 𝑋𝐴2 = 𝑋𝐴3 − 𝜃4 {𝑘 𝐶𝐴𝑜 (1 − 𝑋𝐴3 )(𝑀 − 𝑋𝐴3 )} Persamaan f(XA1) = Ө1- Ө2= 0, f(XA1) =



XA1 XA2 −XA1 =0 (1−XA )(M−XA (1−XA kCAo 1 1 ) kCAo 2 )(M−XA2 )



Nilai XA1, XA2, XA3, dan XA4 dapat dihitung dengan menggunakan metode Newton Raphson Xold



= XA1



eps (  ) = 0,0001



F ' ( xold ) 



F ( X old   )  F  X old    2



Xnew = Xold -



F ( X old ) F ' ( X old )



XA1 0,9 0,9001 0,8999



θ1 34,9361 34,9924 34,8799



F(Xold) F(Xold + Є) F(Xold - Є)



F'(Xold) = 562,2010 Xnew = 0,8378 Xnew = Xold



XA3 0,0000 -0,0015 0,0014



θ4 34,9361 34,9924 34,8799



XA2 -49,5000 -49,7188 -49,2823



θ2 -0,0153 -0,0152 -0,0154



θ3 34,9361 34,9924 34,8799



F(X) 34,9514 35,0077 34,8952



F(Xold) F(Xold + Є) F(Xold - Є)



XA1 0,8378 0,8379 0,8377



θ1 15,2992 15,3163 15,2821



XA3 0,5059 0,5054 0,5063



θ4 15,2992 15,3163 15,2821



XA2 -5,2795 -5,2958 -5,2631



θ2 -0,1186 -0,1183 -0,1188



θ3 15,2992 15,3163 15,2821



F(X) 15,4178 15,4346 15,4010



θ1 6,4448 6,4500 6,4396



XA3 0,7340 0,7338 0,7341



θ4 6,4448 6,4500 6,4396



XA2 -0,0744 -0,0759 -0,0729



θ2 -0,5048 -0,5045 -0,5052



θ3 6,4448 6,4500 6,4396



F(X) 6,949655 6,954516 6,944798



F'(Xold) = 168,0212 Xnew = 0,7461 Xnew = Xold



F(Xold) F(Xold + Є) F(Xold - Є)



XA1 0,7461 0,7462 0,7460



F'(Xold) = 48,5892 Xnew = 0,6030 Xnew = Xold



F(Xold) F(Xold + Є) F(Xold - Є)



XA1 0,6030 0,6031 0,6029



θ1 2,3733 2,3747 2,3718



XA3 0,8389 0,8388 0,8389



θ4 2,3733 2,3747 2,3718



XA2 0,7102 0,7101 0,7104



θ2 0,7368 0,7342 0,7394



θ3 2,3733 2,3747 2,3718



F(X) 1,636459 1,640495 1,632421



θ1 1,8571 1,8582 1,8560



XA3 0,8522 0,8521 0,8522



θ4 1,8571 1,8582 1,8560



XA2 0,7645 0,7644 0,7646



θ2 1,9851 1,9815 1,9887



θ3 1,8571 1,8582 1,8560



F(X) -0,12799 -0,12331 -0,13266



θ1 1,8875 1,8886 1,8864



XA3 0,8514 0,8513 0,8514



θ4 1,8875 1,8886 1,8864



XA2 0,7615 0,7614 0,7616



θ2 1,8881 1,8846 1,8916



θ3 1,8875 1,8886 1,8864



F(X) -0,00059 0,004041 -0,00522



θ1 1,8875 1,8886 1,8864



XA3 0,8514 0,8513 0,8514



θ4 1,8875 1,8886 1,8864



XA2 0,7615 0,7614 0,7616



θ2 1,8881 1,8846 1,8916



θ3 1,8875 1,8886 1,8864



F(X) 0,00000 0,004041 -0,00522



F'(Xold) = 40,3679 Xnew = 0,5625 Xnew = Xold



F(Xold) F(Xold + Є) F(Xold - Є)



XA1 0,5625 0,5626 0,5624



F'(Xold) = 46,7151 Xnew = 0,5652 Xnew = Xold



F(Xold) F(Xold + Є) F(Xold - Є)



XA1 0,5652 0,5653 0,5651



F'(Xold) = 46,2863 Xnew = 0,5653 Xnew = Xold



F(Xold) F(Xold + Є) F(Xold - Є)



XA1 0,5652 0,5653 0,5651



F'(Xold) = 46,2863 Xnew = 0,5653 Xnew = Xold



 Dengan menggunakan metode Newton Raphson, diperoleh:  Konversi masing – masing reaktor XA1 = 0,5653 XA2 = 0,7615 XA3 = 0,8514 XA4 = 0,9  Waktu tinggal : Ө1 = Ө2 = Ө3 = Ө4 = Ө  1,8875 jam  Volume liquid = Fv x Ө = 8.428,7484 L/jam x 1,8875 jam x



1 gallon 3,785 L



= 4.202,8504 gallon  Dibuat over design sebesar 20%, maka: Volume tangki = 1,2 x volume liquid = 1,2 x 4.202,8504 gallon = 5.043,4205 gallon  Harga Alat Harga alat diperkirakan dengan persamaan Aries & Newton pada pg. 15 𝑐𝑏 0,6 𝐸𝑏 = 𝐸𝑎 ( ) 𝑐𝑎 Dimana,



Ea = harga alat a (tahun 2002) Eb = harga alat b (tahun 2023) ca = kapasitas alat a (tahun 2002) cb = kapasitas alat b (tahun 2023)



Harga alat dapat dilihat pada chemical engineering cost estimation. Berdasarkan perkiraan indeks harga alat menurut data pada Tabel 6-2 (Peters dan Timmerhaus, 2002 pg. 238) diperoleh persamaan garis pada grafik yaitu y = 4,1315x – 7.869,3 sehingga diperoleh data indeks harga pada tahun: Indeks harga tahun 2023 = 488,7245 Indeks harga tahun 2002 = 390,400



= $ 60000 𝑥 (



Harga pada tahun 2002



5.043,4205 0,6 1000



)



= $ 158411,3723 Harga pada tahun 2023



= $ 28677,20 x



488,7245 390,400



= $ 198307,9905 Jadi, harga 1 reaktor



= $ 198307,9905



Maka, harga untuk 4 reaktor = $ 793231,9620  Penentuan jumlah reaktor yang digunakan: Tabel Hubungan Antara Jumlah dan Harga Reaktor Kapasitas (gallon)



Harga reaktor 2002 ($)



Harga reaktor 2023 ($)



Jumlah reaktor



Harga total



93.348,3689 16.509,2204 7.911,7907 5.043,4205



912,463.0584 322,691.2505 207,546.8397 158,411.3723



114,2270.993 403,962.4967 259,818.4469 198,307.9905



1 2 3 4



1,142,270.993 807,924.9935 779,455.3407 793,231.9620



Grafiknya sebagai berikut:



Grafik hubungan jumlah reaktor vs harga reaktor



Harga reaktor ($)



1200000 1000000 800000 600000 400000 200000 0 0



0,5



1



1,5



2



2,5



3



3,5



4



4,5



Jumlah reaktor, n



Dari hasil perhitungan optimasi reaktor pada tabel dan grafik di atas, didapatkan hasil bahwa semakin banyak reaktor yang digunakan maka semakin rendah harga reaktor. Tetapi pada perhitungan 4 reaktor harganya lebih mahal dari pada 3 reaktor (3 reaktor = $ 779,455.3407; 4 reaktor = $ 793,231.9620). Berdasarkan data tersebut maka dipilih 3 reaktor karena paling ekonomis.



Sehingga data yang digunakan pada Reaktor Alir Tangki Berpengaduk (RATB) seri dengan waktu tinggal reaktor, θ = 2,9610 jam dimana untuk konversi masing – masing reaktor adalah XA1 = 0,6380; XA2 = 0,8237 dan XA3 = 0,9 Berdasarkan uraian diatas, didapat hasil optimal penggunaan 3 reaktor yang dapat disusun neraca massa pada tiap – tiap reaktor sebagai berikut: 1.



Neraca Massa Reaktor-01 Tabel Komposisi Bahan Masuk Reaktor-01 Bahan Masuk kg/jam kmol/jam 3.366,3883 39,1031 3.188,2853 43,0134 263,1579 1,8506 227,4479 12,6255 100,9916 1,0297 7,146,2710 97,6224



Komponen C4H6O2 C4H9OH C8H14O2 H2O H2SO4 Jumlah



Jika konversi reaktor pertama, XA1 = 0,6380 maka:  Bahan bereaksi dan terbentuk = mol C4H6O2 mula – mula x konversi



C4H6O2 bereaksi



= (39,1031 kmol/jam) x 0,6380 = 24,9466 kmol/jam C4H9OH bereaksi



= mol C4H6O2 bereaksi = 24,9466 kmol/jam



C8H14O2 terbentuk



= mol C4H6O2 bereaksi = 24,9466 kmol/jam



H2O terbentuk



= mol C4H6O2 bereaksi = 24,9466 kmol/jam



 Bahan keluar reaktor C4H6O2



= (mol C4H6O2 masuk – mol C4H6O2 bereaksi) = (39,1031 – 24,9466) kmol/jam = 14,1566 kgmol/jam x 86,090 kg/kmol = 1.218,7395 kg/jam



C4H9OH



= (mol C4H9OH masuk – mol C4H9OH bereaksi)



= (43,0134 – 24,9466) kmol/jam = 18,0669 kmol/jam x 74,123 kg/kmol = 1.339,1719 kg/jam C8H14O2



= (mol C8H14O2 masuk + mol C8H14O2 terbentuk) = (1,8506 + 24,9466) kmol/jam = 26,7972 kmol/jam x 142,198 kg/kmol = 3468,3483 kg/jam



H2O



= (mol H2O masuk + mol H2O terbentuk) = (12,6255 + 24,9466) kmol/jam = 37,5720 kmol/jam x 18,015 kg/kmol = 803,2630 kg/jam



H2SO4



= mol H2SO4 masuk = 1,0297 kmol/jam x 98,079 kg/kmol = 100,9916 kg/jam



Tabel Neraca Massa Reaktor-01 Komponen C4H6O2 C4H9OH C8H14O2 H2 O H2SO4 Jumlah 2.



Masuk kg/jam 3.366,3883 3.188,2853 263,1579 227,4479 100,9916 7.146,2710



Keluar kg/jam 1.218,7395 1.339,1719 3.810,5080 676,8601 100,9916 7.146,2710



Neraca Massa Reaktor-02 Tabel Komposisi Bahan Masuk Reaktor-02 Komponen C4H6O2 C4H9OH C8H14O2 H2O H2SO4 Jumlah



Bahan Masuk kg/jam kmol/jam 1.218,7395 14,1566 1.339,1719 18,0669 3.810,5080 26,7972 676,8601 37,5720 100,9916 1,0297 7.146,2710 97,6224



Konversi keluar reaktor



= konversi reaktor 02 – konversi reaktor 01 = 0,8237 – 0,6380 = 0,1858



 Bahan bereaksi dan terbentuk = mol C4H6O2 mula – mula x konversi



C4H6O2 bereaksi



= (39,1031 kmol/jam) x 0,1858 = 7,2635 kmol/jam C4H9OH bereaksi



= mol C4H6O2 bereaksi = 7,2635 kmol/jam



C8H14O2 terbentuk



= mol C4H6O2 bereaksi = 7,2635 kmol/jam



H2O terbentuk



= mol C4H6O2 bereaksi = 7,2635 kmol/jam



 Bahan keluar reaktor C4H6O2



= (mol C4H6O2 masuk – mol C4H6O2 bereaksi) = (14,1566 – 7,2635) kmol/jam = 6,8931 kgmol/jam x 86,090 kg/kmol = 593,4269 kg/jam



C4H9OH



= (mol C4H9OH masuk – mol C4H9OH bereaksi) = (18,0669 – 7,2635) kmol/jam = 10,8034 kmol/jam x 74,123 kg/kmol = 800,7813 kg/jam



C8H14O2



= (mol C8H14O2 masuk + mol C8H14O2 terbentuk) = (26,7972 + 7,2635) kmol/jam = 34,0607 kmol/jam x 142,198 kg/kmol = 4.843,3597 kg/jam



H2O



= (mol H2O masuk + mol H2O terbentuk) = (37,5720 + 7,2635) kmol/jam = 44,8355 kmol/jam x 18,015 kg/kmol = 807,7116 kg/jam



H2SO4



= mol H2SO4 masuk



= 1,0297 kmol/jam x 98,079 kg/kmol = 100,9916 kg/jam



Tabel Neraca Massa Reaktor-02 Komponen C4H6O2 C4H9OH C8H14O2 H2 O H2SO4 Jumlah 3.



Masuk kg/jam 1.218,7395 1.339,1719 3.810,5080 676,8601 100,9916 7.146,2710



Keluar kg/jam 593,4269 800,7813 4.843,3597 807,7116 100,9916 7.146,2710



Neraca Massa Reaktor-03 Tabel Komposisi Bahan Masuk Reaktor-03 Komponen C4H6O2 C4H9OH C8H14O2 H2O H2SO4 Jumlah Konversi keluar reaktor



Bahan Masuk kg/jam kmol/jam 6,8931 593,4269 10,8034 800,7813 34,0607 4.843,3597 44,8355 807,7116 1,0297 100,9916 97,6224 7.146,2710 = konversi reaktor 03 – konversi reaktor 02 = 0,9 – 0,8237 = 0,0763



 Bahan bereaksi dan terbentuk C4H6O2 bereaksi



= mol C4H6O2 mula – mula x konversi = (39,1031 kmol/jam) x 0,0763 = 2,9828 kmol/jam



C4H9OH bereaksi



= mol C4H6O2 bereaksi = 2,9828 kmol/jam



C8H14O2 terbentuk



= mol C4H6O2 bereaksi = 2,9828 kmol/jam



H2O terbentuk



= mol C4H6O2 bereaksi = 2,9828 kmol/jam



 Bahan keluar reaktor C4H6O2



= (mol C4H6O2 masuk – mol C4H6O2 bereaksi) = (6,8931 – 2,9828) kmol/jam = 3,9103 kgmol/jam x 86,090 kg/kmol = 336,6388 kg/jam



C4H9OH



= (mol C4H9OH masuk – mol C4H9OH bereaksi) = (10,8034 – 2,9828) kmol/jam = 7,8206 kmol/jam x 74,123 kg/kmol = 579,6882 kg/jam



C8H14O2



= (mol C8H14O2 masuk + mol C8H14O2 terbentuk) = (34,0607 + 2,9828) kmol/jam = 37,0435 kmol/jam x 142,198 kg/kmol = 5.267,5058 kg/jam



H2O



= (mol H2O masuk + mol H2O terbentuk) = (44,8355 + 2,9828) kmol/jam = 47,8183 kmol/jam x 18,015 kg/kmol = 861,4465 kg/jam



H2SO4



= mol H2SO4 masuk = 1,0297 kmol/jam x 98,079 kg/kmol = 100,9916 kg/jam



Tabel Neraca Massa Reaktor-03 Komponen



Masuk kg/jam



Keluar kg/jam



C4H6O2 C4H9OH C8H14O2 H2 O H2SO4 Jumlah



593,4269 800,7813 4.843,3597 807,7116 100,9916 7.146,2710



336,6388 579,6882 5.267,5058 861,4465 100,9916 7146,2710



C. Pehitungan Dimensi Reaktor Dari hasil perhitungan optimasi jumlah reaktor, diperoleh: Waktu tinggal, Ө = 2,9610 jam Volume liquid



= Fv x Ө = 8.428,7484 L/jam x 2,9610 jam 1m3



= 24.957,5234 L x



1000 L



= 24,9575 m3 Dibuat over design sebesar 20%, maka: Volume reaktor = 1,2 x volume liquid = 1,2 x 24,9575 m3 = 19,4046 m3 Ratio tinggi : diameter = 3 : 1 (mixer selection guide-table I, pg. 342, vol. I, Howard Rase, 1977) a. Penentuan tinggi (Hshell) dan diameter shell (Dshell) Volume reaktor = volume shell + 2 x volume head Vr = Vs + 2.Vh Vs =







4



.D 2 .H 







3 3 D 2 .( 3 .D)  D 1 4 4



Vh = 4,9.10-5.D3



(Persamaan 3.1 pg. 41, Brownell)



(Persamaan 5.11 pg. 88, Brownell, 1959)



Jika Vh dan D dinyatakan dalam meter (m), maka: Vh = 1,3867.10-6.D3 Sehingga: Vr = Vs + 2.Vh 3



=(



4



+ 2(1,3867. 10−6 )) . D3



D =  Vr  (1/3)  2,3562  = 2,3338 m Tinggi (H)



= 3/1 x 2,3338 m = 7,0013 m



Diperoleh dimensi atau ukuran reaktor: Diameter (D) = 2,3338 m



Tinggi (H)



= 7,0013 m



b. Tebal dinding shell (ts) Rumus tebal dinding shell (ts):  p x ri    c ts =   f .E  0,6. p 



(Persamaan 13.1 pg. 254 Brownell, 1959)



Dimana, Tekanan perancangan (p) = 1,2 x P operasi = 1,2 x 14,7 psi = 17,64 psi



D 91,8811 in = = 45,9406 in 2 2



Jari – jari dalam (ri) =



Maximum allowable stress (f) = 18.750 psi. (SA 167 grade 11 type 316 Stainless Steel, item 4, pg. 342, Brownell, 1959) Efisiensi sambungan (E) = 85% (Tabel 13.2, pg. 254, Brownell, 1959) Faktor korosi (c) = 1 in = 0,125 in (Pg. 194, vol. II, Howard Rase, 1977) 8 Tebal dinding shell (ts):   (17,64 psi)  (45,9405 in ) ts =   + 0,125  (18,750 psi  0,85)  (0,6  17,64 psi) 



ts = 0,1759 in Berdasar dari appendix F, item 2 pg 350, Brownell, 1959, maka didapat tebal shell standar = Diameter luar (OD)



3 in 16 = ID + 2.ts standar = 91,8811 in + 2(0,1875 in) = 92,2561 in



Berdasar tabel 5.7, pg 90, Brownell, 1959, diambil OD standar = 96 in Maka koreksi terhadap diameter shell (ID): ID koreksi



= OD standar – 2 x ts standar = 96 in – 2 x



c. Tebal head (th) Rumus tebal head (th):



3 in = 95,6250 in = 2,4289 m 16



 0,885 x p x ri    c th =   f .E  0,1. p 



(Persamaan 13.12, pg 258, Brownell, 1959)



Berdasar tabel 5.7, pg. 90 Brownell diperoleh : icr = 5,875 in & r = 96 in   (0,885).(17,64 psi).(96 / 2in) Tebal head (th) =   + 0,125 in  (18.750 psi  0,85)  (0,1  17,64 psi) 



= 0,2190 in Berdasar dari tabel 5.7, pg. 90, Brownell diperoleh tebal head standar (th 1 standar) = in 4 d. Volume head (Vh) Untuk ratio icr terhadap OD sekitar 6%, maka berlaku (Persamaan 5.11, pg. 88, Brownell, 1959): Volume head (Vh)



= 4,9.10-5.D3



Dimana: D = diameter dalam tangki, in V = volume of torisperical dishead head to straight flange, ft 3 Maka, Vh



= 4,9 x10-5.(95,6250)3 = 42,8460 ft3 = 1,2133 m3



e. Penentuan jarak puncak dengan straight flange



1 in, dari table 5.6, 4 pg. 88, Brownell, 1959, range sf adalah 1,5 – 2,5 diambil nilai sf = 2 in Standard straight flange (sf) untuk tebal head standard



Menurut persamaan di (fig 5.8, pg. 87, Brownell, 1959)



ID 95,6250 in = = 47,8125 in 2 2 AB = a – icr = 47,8125 in – 5,875 in = 41,9375 in a=



BC = r – icr = 96 in – 5,875 in = 90,125 in AC =



( BC ) 2  ( AB ) 2 =



(90,125 in ) 2  (41,9375 in ) 2 = 79,7732 in



b = r – AC = 96 in – 79,7732 in = 16,2268 in OA = b + SF + th = (16,2268 + 2 + 0,25) in = 18,4768 in Jadi, Tinggi head = 18,4768 in = 0,4693 m f. Tinggi reaktor Tinggi shell



=



Tinggi reaktor



3 3 x ID koreksi = x 2,4289 m = 7,2866 m 1 1 = Tinggi shell + 2 x Tinggi head = 7,2866 + 2 x 0,4693 m = 8,2252 m



g. Penentuan tinggi larutan dalam reaktor Rumus luas penampang reaktor (A) A=



  x ID2 = x (2,4289 m)2 = 4,6334 m2 4 4



Volume head (Vh) = 1,2133 m3 Volume tangki (Vt) = 29,9496 m3 Volume larutan dalam shell = Volume tangki (Vt) – Volume head (Vhead) = 29,9496 m3 – 1,2133 m3 = 28,7363 m3 Tinggi larutan dalam shell =



Volume larutan dalam shell Luas penampang reaktor



=



28,7363 m 3 = 6,2020 m 4,6334 m 2



Tinggi larutan dalam reaktor = Tinggi larutan dalam shell + Tinggi head = 6,2020 m + 0,4693 m = 6,6713 m h. Volume reaktor Volume shell



= Luas penampang (A) x Tinggi shell = 4,6334 m2 x 7,2866 m = 33,7619 m3



Volume reaktor = Volume shell + 2 x Volume head = 33,7619 m3 + 2 x 1,2133 m3 = 36,1885 m3



4. Pengaduk Fungsi



: Untuk mendapatkan larutan yang homogen, baik suhu maupun konsentrasinya.



Dirancang : “Six-Flat Bladed Turbine” dengan 4 baffle



Keterangan: Dt = diameter tangki H



Di = diameter impeler W = lebar blade



J W



L = panjang blade



E Di



J



= kedalaman baffle



E = tinggi sudu impeller



L



D t Ketentuan perancangan berdasarkan fig. 8.15, pg.356, vol. I, Howard Rase, 1977, diperoleh sebagai berikut: a. Diameter impeller (Di): Di : Dt = 1 : 3;



Di =



1 1 x Dt = x 2,4289 m = 0,8096 m = 2,6562 ft 3 3



b. Sudut impeller (E): E : Di = 1 : 1



E = Di = 0,8096 m = 2,6562 ft



c. Lebar blade (W): W : Di = 1 : 5



W=



1 1 x Di = x 2,6562 ft = 0,5312 ft 5 5



d. Kedalaman baffle (J) : J : Dt = 1 : 12



J=



1 1 x Dt = x 2,4289 m = 0,2024 m = 0,6641 ft 12 12



e. Panjang blade (L) : L : Di = 1 : 4



L=



1 x 0,8096 m = 0,2024 m = 0,6641 ft 4



5. Kecepatan pengaduk (N) Berdasarkan persamaan 8.8, pg. 345, vol. I, Howard Rase, 1977, diperoleh: WELH   .Di.N    2.Di  600 



2



Dimana : WELH = Water Equivalent Liquid Height (ft) WELH = Tinggi larutan dalam reaktor x Spesific grafity (SG)



 umpan  air



Specific gravity (SG) = ρ umpan



= 0,8478 kg L



ρair



= 0,9658 kg



L



Specific gravity (SG) =



0,8478 kg 0,9658 kg



L = 0,8779 L



WELH = 6,6713 m x 0,8779 = 5,8567 m = 19,2146 ft



WELH  0,5  600  Kecepatan pengadukan (N) =   x   2.Di   .Di   19,2146 ft  N=    2.(2,6562 ft ) 



0,5



  600   = 136,7433 rpm   .(2,6562 ft ) 



Dipakai kecepatan putaran pengaduk = 96,3357 rpm x



1menit 60 det ik



= 2,2791 rps Jumlah impeller (ni) =



WELH 19,2146 m = = 2,4113 ≈ 3 buah 2,2791m Dt



6. Bilangan reynold untuk pengadukan Re =



ρ umpan x N x Di 2 μ umpan



μ C4H6O2



= 0,6413 cP



μ C4H9OH



= 0,6137 cP



μ C8H14O2



= 0,3714 cP



μ H2SO4



= 4,9261 cP



(G.G B rown, 1978, pg. 508)



μ H2O



= 0,3118 cP



μumpan = x C4H6O2. μ C4H6O2 + x C4H9OH. μ C4H9OH + x C8H14O2. μ C8H14O2 + x C8H14O2. μ C8H14O2 + x H2SO4. μ H2SO4 + x H2O. μ H2O = (0,4006 x 0,6413 cP) + (0,4406 x 0,6137 cP) + (0,0190 x 0,3714 cP) + (0,0105 x 4,9261 cP) + (0,1293 x 0,3118 cP) = 0,6266 cP 2,4191 lb



=



jam. ft



1cP



ρumpan = 0,8478 kg



1 jam x 0,6266 cP = 0,0004 lb ft.sekon 3600 sekon



x



L



0,06248 lb = 1000 L



m3



(52,9293 lb



Re =



x



ft 3



1 kg



m



ft 3



x 0,8478 kg/L = 52,9293 lb



cuft



3



).(2,2791 rps).(2,6562 ft ) 2



0,0004 lb



= 2.021.287,7435 ft. sec



Berdasarkan fig. 8.8, pg. 349, Howard Rase, 1977, untuk six blade turbine dengan Re > 15 diperoleh Np = 5,5.



7. Power pengaduk (Po) Np x  umpan x N 3 x Di 5 Po = 550 lbf . ft / s gc x Hp



(5,5).(52,9293 lbm =



ft



32,174 lbm. ft



3



(G.G Brown, 1978, pg. 508)



).(2,2791rps) 3 .(2,6562 ft ) 5 550 lbf . ft



lbf .s 2



x



= 25,7498 Hp



s



Hp



Berdasarkan (fig. 4.10, pg. 149, Vilbrandt, 1959) didapat efisiensi motor sebesar 87%.



8.



Power motor Power motor (Hp) =



Po 25,7498 Hp = = 29,5975 Hp motor 0,87



Berdasar data dari (Ludwiq, vol 3, 1965, pg. 628), didapatkan power motor induksi (standar NEMA) sebesar 30 Hp.  Tebal isolasi Penentuan isolasi  Profil suhu sepanjang dinding:



Keterangan : r1 = jari – jari dalam reaktor r2 = tebal dinding reaktor + r1 r3 = tebal isolasi + r2 T1 = suhu reaktor T2 = suhu batas reaktor dengan isolasi T3 = suhu dinding luar isolasi  Bahan isolasi



= Asbestos



 k isolasi



= 0,097 Btu/jam.ft.oF (Mc. Adams, pg. 453, Tabel A-8)



 k baja



= 26 Btu/jam ft F



 Emisifitas bahan = 0,94 (Mc. Adams, pg. 477, Tabel A-23 )  Suhu reaktor = T1 = 90ºC = 194ºF = (194 + 460)ºR = 654ºR  Suhu udara = Tu = 30ºC = 86ºF = (86 + 460)R = 546ºR  Diinginkan suhu dinding luar isolasi = T 3 = 40ºC = 104ºF = 564ºR  r1



= 3,9844 ft



 r2



= 4,00 ft



Koefisien Transfer panas radiasi, hr:



Hr



Hr Hr



 T 3  4  Tu  4  0,173 .       100   100   = T 3  Tu  564  4  546  4  0,173.(0,94)       100   100   = 564  546 = 1,1123 Btu/j.ft2.°F



Koefisien Transfer panas konveksi, hc: hc = 0,19 x (ΔT)1/3



…………(Persamaan 7-5a, pg. 173, Mc. Adams, 1954)



= 0,19 (104 - 86) 1/3 = 0,4979 Btu/j.ft2.°F Panas yang hilang secara radiasi dan konveksi persatuan luas:



Q = (hr + hc).(T3 – Tu) A = (1,1123 + 0,4979).(104 - 86) = 28,9846 Btu/j.ft2 Jika tidak ada akumulasi: Perpindahan panas konduksi = perpindahan panas konveksi + perpindahan panas radiasi



(ℎ𝑐 + ℎ𝑟). (𝑇3 − 𝑇𝑢 ). 2𝜋𝑟3 𝐿 =



2𝜋 𝐿 (𝑇1 −𝑇3 ) 1 𝑟 ln 𝑟2 𝑘1 1



1



𝑟



+ 𝑘 ln𝑟3 2



2



(𝑇1 −𝑇3 ) 1 𝑟 1 𝑟 𝑟3 ( ln 2 + ln 3 ) 𝑘1 𝑟1 𝑘2 𝑟2



(ℎ𝑐 + ℎ𝑟). (𝑇3 − 𝑇𝑢 ) = 28,9846 =



(194−104) 1 4,00 1 𝑟 𝑟3 ( ln + ln 3 ) 26 3,9844 0,0970 4,00



Trial and error r3 r3 = 4,2908 Tebal isolasi (x2) = r3 – r2



= 4,2908



– 4,00



= 0,2908 ft = 0,0886 m = 8,8638 cm



Luas permukaan reaktor untuk perpindahan panas Luas head atas dan bawah, A1: A1 = 2.(2πa'b') x1 = 0,0064 m x2 = 0,0886 m r1 = (ID/2) = (2,4289/2) = 1,2144 m b = tinggi head = 0,4693 m a' = r1 + x1 + x2 = 1,2144 + 0,04693 + 0,0886 = 1,3094 m b' = b + x1 + x2 = 0,4693 + 0,0064 + 0,0886 = 0,5643 m A1 = 2.(2π).(a’).(b’) = 2.(2π).(1,3094).(0,5643) = 9,2854 m² Luas selimut silinder, A2: A2 = π.Do'. H Do' = Do + 2. x2 = 2,6157 m H = Tinggi shell = 7,2866 m A2 = π.(2,6157).(7,2866) = 59,8770 m² Luas permukaan reaktor untuk transfer panas: A = A1 + A2 = 9,2854 + 59,8770 = 69,1624 m² = 744,4576 ft² Panas hilang ke Lingkungan Qloss



= (Q/A) x A = (28,9846 Btu/j.ft2) x (744,4576 ft²) = 5.537,1701 kkal/jam = 21.577,7842 Btu/jam



D. Neraca Panas  Data kapasitas panas (J/kmol K) diperoleh dari Yaw’s Handbook.  Data panas pembentukan diperoleh dari Yaw’s Handbook.  T reference = 25ºC = 298 K a) C4H6O2  Cp = -7,089 + 1,288 T + (-3,2195.10-3 T2) + 3,1623.10-6 T3  ΔHf298 = -367,94 kJoule/mol b) H2O  Cp = 92,0530 + (-3,9953.10-2 T )+ (-2.1103.10-4 T2) + 5,3469.10-7 T3  ΔHf298 = -241,80 kJoule/mol c) C4H9OH  Cp = 83,877 + 5,6628.10-1 T + (-1,7208.10-3 T2) + 2,2780.10-6 T3  ΔHf298 = -274,43 kJoule/mol d) C8H14O2  Cp = 135,373 + 1,0816 T + (-2,999.10-3 T2) + 3,6584.10-6 T3  ΔHf298 = -422,00 kJoule/mol e)



H2SO4  Cp = 26,0040 + 7,0337.10-1 T + (-1,3856.10-3 T2) + 1,0342.10-6 T3  ΔHf298 = -735,15 kJoule/mol



1. Neraca Panas Reaktor-01 Dari penentuan jumlah reaktor diperoleh konversi reaktor-01 = 63,80% Hasil perhitungan neraca massa di reaktor-01 dapat ditabelkan sebagai berikut: Komponen C4H6O2 C4H9OH C8H14O2 H2SO4 H2O Jumlah



Masuk kg/jam kmol/jam 3.366,3883 39,1031 3.188,2853 43,0134 263,1579 1,8506 100,9916 12,6255 227,4479 1,0297 7.146,2710 97,6224



Keluar kg/jam kmol/jam 1.218,7395 14,1566 1.339,1719 18,0669 3.810,5080 26,7972 676,8601 37,5720 100,9916 1,0297 7.146,2710 97,6224



 Panas bahan masuk 363



Q C4H6O2



= m.







Cp.dT



298 363



= 39.103,1280 mol/jam.







{-7,089 + 1,288 T + (-3,2195.10-3



298



T2) + 3,1623.10-6 T3} J/mol = 39.103,1280 mol/jam.{-7,089.(363-298) + (1,288/2).(36322982) + (-3,2195.10-3/3).(3633-2983) + (3,1623.10-6 /4).(36342984)} J/mol = 460.199.601,2400 J/ jam = 109.992,3067 kkal/jam 363



Q C4H9OH



= m.







Cp.dT



298



= 43.013,4408 mol/jam.{83,877.(363-298) + (5,6628.10-1/2). (3632-2982) + (-1.7208.10-3/3).(3633-2983) + (2,2780.10-6/4).( 3634-2984) J/mol = 462.704.929,5102 J/jam = 110.591,1052 kkal/jam 363



Q C8H14O2



= m.







Cp.dT



298



= 1.850,6441 mol/jam.{135,373.(363-298) + (1,0816/2).(36322982) + (-2,999.10-3/3).(3633-2983) + (3,6584.10-6/4).(36342984)} J/mol = 35.793.076,7380 J/jam = 8.554,9033 kkal/jam 303



Q H2SO4



= m.







Cp.dT



298



=



1.029,6970



mol/jam.{26,004.(303-298)



1



+



(7,0337.10-



/2).(3032-2982) + (-1,3856.10-3/3).(3033- 2983) + (1,0342.10-



6



/4).(3034- 2984)} J/mol



= 722.378,5733 Joule/jam



= 172,6557 kkal/jam 363



Q H2O dalam C4H6O2 dan C4H9OH = m.







Cp.dT



298



= 12.203,5184 mol/jam.{92,0530.(363-298) + (-3,9953.10-2 /2).(3632-2982) + (-2,1103.10-4/3).(3633-2983) + (5,3469.107



/4).(3634-2984) J/mol



= 59.660.838,0937 J/jam = 14.259,5369 kkal/jam 303



Q H2O dalam H2SO4 = m.







Cp.dT



298



= 421,9551 mol/jam.{92,0530.(363-298) + (-3,9953.10-2/2) (3632-2982) + (-2,1103.10-4/3).(3633-2983) + (5,3469.10-7/4) (3634-2984) J/mol = 159.289,2486 J/jam = 38,0717 kkal/jam



Total Q bahan masuk (Qin): Qin



= Q C4H6O2 + Q C4H9OH + Q H2SO4 + Q H2O dalam C4H6O2 dan C4H9OH + Q H2O dalam H2SO4



Qin



= 243.608,5795 kkal/jam



 Panas reaksi (QR) ∆HR 298 K



= ∆Hf produk - ∆Hf reaktan = (∆Hf C8H14O2 + ∆Hf H2O ) – (∆Hf C4H6O2 + ∆Hf C4H9OH) = ((-422 + (-241,80)) – ((-367,94 + (-274,43)) kJoule/mol = -21,43 kJoule/mol = -5.121,7700 kkal/kmol



ΔHºR bernilai negatif menunjukkan reaksi menghasilkan panas (eksotermis). Q masuk sistem/reaktor bernilai positif maka, QR = mbereaksi x (-∆HR) Qr



= m C4H6O2 bereaksi x (-ΔHºR) = 24,9466 kmol/jam x (5.121,7700) kkal/kmol = 127.770,5116 kkal/jam



 Panas bahan keluar (Qout) 363



Q C4H6O2



= m.







Cp.dT



298 363



= 14.156,5741 mol/jam.







{-7,089 + 1,288 T + (-3,2195.10-3



298



T2) + 3,1623.10-6 T3} J/mol = 39.103,1280 mol/jam.{-7,089.(363-298) + (1,288/2).(36322982) + (-3,2195.10-3/3).(3633-2983) + (3,1623.10-6 /4).(36342984)} J/mol = 166.606.869,4750 J/ jam = 39.820,7079 kkal/jam 363



Q C4H9OH



= m.







Cp.dT



298



= 18.066,8869 mol/jam.{83,877.(363-298) + (5,6628.10-1/2). (3632-2982) + (-1.7208.10-3/3).(3633-2983) + (2,2780.10-6/4).( 3634-2984) J/mol = 194.349.428,0159 J/jam = 46.451,4568 kkal/jam 363



Q C8H14O2



= m.







Cp.dT



298



= 26.797,1981 mol/jam.{135,373.(363-298) + (1,0816/2).(36322982) + (-2,999.10-3/3).(3633-2983) + (3,6584.10-6/4).(36342984)} J/mol = 518.281.256,3176 J/jam = 123.874,4031 kkal/jam 363



Q H2SO4



= m.







Cp.dT



298



=



1.029,6970



mol/jam.{26,004.(303-298)



1



+



(7,0337.10-



/2).(3032-2982) + (-1,3856.10-3/3).(3033- 2983) + (1,0342.10-



6



/4).(3034- 2984)} J/mol



= 9.659.834,5226 Joule/jam = 2.308,7970 kkal/jam



363



Q H2O



= m.







Cp.dT



298



= 37.572,0275 mol/jam.{92,0530.(363-298) + (-3,9953.10-2/2). (3632-2982) + (-2,1103.10-4/3).(3633-2983) + (5,3469.10-7/4). (3634-2984) J/mol = 183.682.982,1836 J/jam = 43.902,0696 kkal/jam



Total Q bahan keluar (Qout): Qout = Q C4H6O2 + Q C4H9OH + Q H2SO4 + Q C8H14O2 + Q H2O Qout = 256.357,4344 kkal/jam Neraca panas di reaktor: Qin – Qout – m. ∆HoR + Q - Qloss = 0 Qin – Qout + QR + Q - Qloss = 0 Q



= (Qout – QR – Qin) - Qloss = {(256.357,4344 – (127.770,5116) – 243.608,5795)} - Qloss = {– 115.021,6568} - Qloss kkal/jam = -(-115.021,6568) – 5.051,9123 kkal/jam = 109.969,7445 kkal/jam



Q yang diserap pendingin = 109.969,7445 kkal/jam = 436.422,5115 Btu/jam



Tabel Neraca Panas di Reaktor-01 Komponen C4H6O2 C4H9OH C8H14O2 H2SO4 H2 O QR Qloss Q diserap pendingin Jumlah



Masuk kkal/jam 109.992,3067 110.591,1052 8.554,9033 172,6557 14.297,6086 127.770,5116 371.379,0911



Keluar kkal/jam 39.820,7079 46.451,4568 123.874,4031 2.308,7970 43.902,0696 5.051,9123 109.969,7445 371.379,0911



2. Neraca Panas Reaktor-02 Berdasarkan hasil perhitungan konversi di reaktor, diperoleh konversi pertama (R-01) sebesar 63,80% dan keluar reaktor kedua (R-02) sebesar 82,37%, maka dapat disusun neraca massa di reaktor kedua sebagai berikut: XA1 =



CA0 −CA1 CAo



dan XA2 =



CA1 −CA2 CAo



Hasil perhitungan neraca massa di reaktor-02 dapat ditabelkan sebagai berikut: Komponen C4H6O2 C4H9OH C8H14O2 H2SO4 H2O Jumlah



Masuk kg/jam kmol/jam 1.218,7395 14,1566 1.339,1719 18,0669 3.810,5080 26,7972 100,9916 1,0297 676,8601 37,5720 7.146,2710 97,6224



Keluar kg/jam kmol/jam 593,4269 6,8931 800,7813 10,8034 4,843,3597 34,0607 100,9916 1,0297 807,7116 44,8355 7.146,2710 97,6224



 Panas bahan masuk (Qin) 363



Q C4H6O2



= m.







Cp.dT



298 363



= 14.156,5741 mol/jam.







{-7,089 + 1,288 T + (-3,2195.10-3



298



T2) + 3,1623.10-6 T3} J/mol = 14.156,5741 mol/jam.{-7,089.(363-298) + (1,288/2).(36322982) + (-3,2195.10-3/3).(3633-2983) + (3,1623.10-6 /4).(36342984)} J/mol = 166.606.869,4750 J/ jam = 39,820,7079 kkal/jam 363



Q C4H9OH



= m.







Cp.dT



298



= 18.066,8869 mol/jam.{83,877.(363-298) + (5,6628.10-1/2). (3632-2982) + (-1.7208.10-3/3).(3633-2983) + (2,2780.10-6/4). (3634-2984) J/mol = 194.349.428,0159 J/jam



= 46.451,4568 kkal/jam 363



Q C8H14O2







= m.



Cp.dT



298



= 26.797,1981 mol/jam {135,373.(363-298) + (1,0816/2).(36322982) + (-2,999.10-3/3).(3633-2983) + (3,6584.10-6/4).(36342984)} J/mol = 518.281.256,3176 J/jam = 123.874,4031 kkal/jam 363



Q H2SO4



= m.







Cp.dT



298



= 1.029,697 mol/jam.{26,004.(303-298) + (7,0337.10-1/2).(30322982) + (-1,3856.10-3/3).(3033- 2983) + (1,0342.10-6/4).(30342984)} J/mol = 9.659.834,5226 Joule/jam = 2.308,7970 kkal/jam 363



Q H2O



= m.







Cp.dT



298



= 37.572,0275 mol/jam.{92,0530.(363-298) + (-3,9953.10-2/2). (3632-2982) + (-2,1103.10-4/3).(3633-2983) + (5,3469.10-7/4). (3634-2984) J/mol = 183.682.982,1836 J/jam = 43.902,0696 kkal/jam



Total Q bahan masuk (Qin): Qin



= Q C4H6O2 + Q C4H9OH + Q C8H14O2 + Q H2SO4 + Q H2O



Qin



= 256.357,4344 kkal/jam



 Panas reaksi (QR) ∆HR 298 K



= ∆Hf produk - ∆Hf reaktan = (∆Hf C8H14O2 + ∆Hf H2O ) – (∆Hf C4H6O2 + ∆Hf C4H9OH) = ((-422 + (-241,80)) – ((-367,94 + (-274,43)) kJoule/mol = -21,43 kJoule/mol = -5.121,7700 kkal/kmol



ΔHºR bernilai negative menunjukkan reaksi



menghasilkan panas



(eksotermis). Q masuk negatif/reaktor bernilai positif maka, QR = mbereaksi x (-∆HR) Qr



= m C4H6O2 bereaksi x (-ΔHºR) = 7,2635 kmol/jam x (5.121,7700) kkal/kmol = 37.201,8508 kkal/jam



 Panas bahan keluar (Qout) 363



Q C4H6O2



= m.







Cp.dT



298 363



= 6.893,0986 mol/jam.







{-7,089 + 1,288 T + (-3,2195.10-3 T2)



298



+ 3,1623.10-6 T3} J/mol = 6.893,0986 mol/jam.{-7,089.(363-298) + (1,288/2).(3632-2982) + (-3,2195.10-3/3).(3633-2983) + (3,1623.10-6 /4).(3634-2984)} J/mol = 81.123.976,1405 J/ jam = 19.389,4415 kkal/jam 363



Q C4H9OH



= m.







Cp.dT



298



= 10.803,4114 mol/jam.{83,877.(363-298) + (5,6628.10-1/2). (3632-2982) + (-1.7208.10-3/3).(3633-2983) + (2,2780.10-6/4).( 3634-2984) J/mol = 116.214.643,9153 J/jam = 27.776,4620 kkal/jam 363



Q C8H14O2



= m.







Cp.dT



298



= 34.060,6736 mol/jam.{135,373.(363-298) + (1,0816/2).(36322982) + (-2,999.10-3/3).(3633-2983) + (3,6584.10-6/4).(36342984)} J/mol = 658.763.227,1832 J/jam



= 157.450,9989 kkal/jam 363



Q H2SO4



= m.







Cp.dT



298



=



1.029,6970



mol/jam.{26,004.(303-298)



+



(7,0337.10-



1



/2).(3032-2982) + (-1,3856.10-3/3).(3033- 2983) + (1,0342.10-



6



/4).(3034- 2984)} J/mol



= 9.659.834,5226 Joule/jam = 2.308,7970 kkal/jam 363



Q H2O



= m.







Cp.dT



298



= 44.835,5030 mol/jam.{92,0530.(363-298) + (-3,9953.10-2/2). (3632-2982) + (-2,1103.10-4/3).(3633-2983) + (5,3469.10-7/4). (3634-2984) J/mol = 219.192.826,3001 J/jam = 52.389,2774 kkal/jam



Total Q bahan keluar (Qout): Qout = Q C4H6O2 + Q C4H9OH + Q H2SO4 + Q C8H14O2 + Q H2O Qout = 259.314,9770 kkal/jam Neraca panas di reaktor: Qin – Qout – m. ∆HoR + Q – Qloss = 0 Qin – Qout + QR + Q – Qloss = 0 Q



= (Qout – QR – Qin) – Qloss = {259.314,9770 – (37.201,8508) – 256.357,4344} – Qloss = {-34.244,3082} – Qloss kkal/jam = -(-34.244,3082) – 5.051,9123 kkal/jam = 29.192,3959 kkal/jam



Q yang diserap pendingin



= 29.192,3959 kkal/jam = 115.852,0355 Btu/jam



Tabel Neraca Panas di Reaktor-02 Masuk kkal/jam 39.820,7079 46.451,4568 123.874,4031 2.308,7970 43.902,0696 37.201,8508 293.559,2852



Komponen C4H6O2 C4H9OH C8H14O2 H2SO4 H2 O QR Qloss Q diserap pendingin Jumlah



Keluar kkal/jam 19.389,4415 27.776,4620 157.450,9989 2.308,7970 52.389,2774 5.051,9123 29.192,3959 293.559,2852



3. Neraca Panas Reaktor-03 Berdasarkan hasil perhitungan konversi di reaktor, diperoleh konversi pertama (R-02) sebesar 82,37% dan keluar reaktor kedua (R-03) sebesar 90%, maka dapat disusun neraca massa di reaktor kedua sebagai berikut: XA1 =



CA0 −CA1 CAo



dan XA2 =



CA1 −CA2 CAo



Hasil perhitungan neraca massa di reaktor-03 dapat ditabelkan sebagai berikut: Komponen C4H6O2 C4H9OH C8H14O2 H2SO4 H2O Jumlah



Masuk kg/jam kmol/jam 593,4269 6,8931 800,7813 10,8034 4.843,3597 34,0607 100,9916 1,0297 807,7116 44,8355 7533.9874 97,6224



Keluar kg/jam kmol/jam 402.2212 3,9103 770.9240 7,8206 5033.6010 37,0435 241.3327 1,0297 1085.9085 47,8183 7533.9874 97,6224



 Panas bahan masuk (Qin) 363



Q C4H6O2



= m.







Cp.dT



298 363



= 6.893,0986 mol/jam.







{-7,089 + 1,288 T + (-3,2195.10-3



298



T2) + 3,1623.10-6 T3} J/mol = 6.893,0986 mol/jam.{-7,089.(363-298) + (1,288/2).(3632-



2982) + (-3,2195.10-3/3).(3633-2983) + (3,1623.10-6 /4).(36342984)} J/mol = 81.123.976,1405 J/ jam = 19.389,4415 kkal/jam 363



Q C4H9OH







= m.



Cp.dT



298



= 10.803,4114 mol/jam.{83,877.(363-298) + (5,6628.10-1/2). (3632-2982) + (-1.7208.10-3/3).(3633-2983) + (2,2780.10-6/4). (3634-2984) J/mol = 116.214.643,9153 J/jam = 27.776,4620 kkal/jam 363



Q C8H14O2







= m.



Cp.dT



298



= 34.060,6736 mol/jam {135,373.(363-298) + (1,0816/2).(36322982) + (-2,999.10-3/3).(3633-2983) + (3,6584.10-6/4).(36342984)} J/mol = 658.763.227,1832 J/jam = 157.450,9989 kkal/jam 363



Q H2SO4



= m.







Cp.dT



298



= 1.029,697 mol/jam.{26,004.(303-298) + (7,0337.10-1/2).(30322982) + (-1,3856.10-3/3).(3033- 2983) + (1,0342.10-6/4).(30342984)} J/mol = 9.659.834,5226 Joule/jam = 2.308,7970 kkal/jam 363



Q H2O



= m.







Cp.dT



298



= 44.835,5030 mol/jam.{92,0530.(363-298) + (-3,9953.10-2/2). (3632-2982) + (-2,1103.10-4/3).(3633-2983) + (5,3469.10-7/4). (3634-2984) J/mol = 219.192.826,3001 J/jam = 52.389,2774 kkal/jam



Total Q bahan masuk (Qin): Qin



= Q C4H6O2 + Q C4H9OH + Q C8H14O2 + Q H2SO4 + Q H2O



Qin



= 259.314,9770 kkal/jam



 Panas reaksi (QR) ∆HR 298 K



= ∆Hf produk - ∆Hf reaktan = (∆Hf C8H14O2 + ∆Hf H2O ) – (∆Hf C4H6O2 + ∆Hf C4H9OH) = ((-422 + (-241,80)) – ((-367,94 + (-274,43)) kJoule/mol = -21,43 kJoule/mol = -5.121,7700 kkal/kmol



ΔHºR



bernilai



negatif



menunjukkan



reaksi



menghasilkan



panas



(eksotermis). Q masuk negatif/reaktor bernilai positif maka, QR = mbereaksi x (-∆HR) Qr



= m C4H6O2 bereaksi x (-ΔHºR) = 2,9828 kmol/jam x (5.121,7700) kkal/kmol = 15.277,1428 kkal/jam



 Panas bahan keluar (Qout) 363



Q C4H6O2



= m.







Cp.dT



298 363



= 3.910,3128 mol/jam.







{-7,089 + 1,288 T + (-3,2195.10-3 T2)



298



+ 3,1623.10-6 T3} J/mol = 3.910,3128 mol/jam.{-7,089.(363-298) + (1,288/2).(3632-2982) + (-3,2195.10-3/3).(3633-2983) + (3,1623.10-6 /4).(3634-2984)} J/mol = 46.019.960,1240 J/ jam = 10.999,2307 kkal/jam 363



Q C4H9OH



= m.







298



Cp.dT



= 7.820,6256 mol/jam.{83,877.(363-298) + (5,6628.10-1/2). (3632-2982) + (-1.7208.10-3/3).(3633-2983) + (2,2780.10-6/4).( 3634-2984) J/mol = 84.128.169,0019 J/jam = 20.107,4737 kkal/jam 363



Q C8H14O2







= m.



Cp.dT



298



= 37.043,4594 mol/jam.{135,373.(363-298) + (1,0816/2).(36322982) + (-2,999.10-3/3).(3633-2983) + (3,6584.10-6/4).(36342984)} J/mol = 716.452.914,1244 J/jam = 171.239,4110 kkal/jam 363



Q H2SO4



= m.







Cp.dT



298



=



1.029,6970



mol/jam.{26,004.(303-298)



+



(7,0337.10-



1



/2).(3032-2982) + (-1,3856.10-3/3).(3033- 2983) + (1,0342.10-



6



/4).(3034- 2984)} J/mol



= 9.659.834,5226 Joule/jam = 2.308,7970 kkal/jam 363



Q H2O



= m.







Cp.dT



298



= 47.818,2887 mol/jam.{92,0530.(363-298) + (-3,9953.10-2/2). (3632-2982) + (-2,1103.10-4/3).(3633-2983) + (5,3469.10-7/4). (3634-2984) J/mol = 233.775.137,3097 J/jam = 55.874,5956 kkal/jam



Total Q bahan keluar (Qout): Qout = Q C4H6O2 + Q C4H9OH + Q H2SO4 + Q C8H14O2 + Q H2O Qout = 260.529,5080 kkal/jam Neraca panas di reaktor: Qin – Qout – m. ∆HoR + Q – Qloss = 0



Qin – Qout + QR + Q – Qloss = 0 Q



= (Qout – QR – Qin) – Qloss = {260.529,5080 – (15.277,1428) – 259.314,9770} – Qloss = {-14.062,6118} – Qloss kkal/jam = -(-14.062,6118) – 5.051,9123 kkal/jam = 9.010,6995 kkal/jam



Q yang diserap pendingin



= 9.010,6995 kkal/jam = 35.759,5821 Btu/jam



Tabel Neraca Panas di Reaktor-03 Komponen C4H6O2 C4H9OH C8H14O2 H2SO4 H2 O QR Qloss Q diserap pendingin Jumlah



Masuk kkal/jam 19.389,4415 27.776,4620 157.450,9989 2.308,7970 52.389,2774 15.277,1428 274.592,1198



Keluar kkal/jam 10.999,2307 20.107,4737 171.239,4110 2308,7970 55.874,5956 5.051,9123 9.010,6995 274.592,1198



E. Menentukan Jenis Pendingin Medium pendingin Dipilih air pada suhu 300C dan tekanan 1 atm Tin



= 300C = 860F



Tout



= 400C = 1040F



Tr = 900C = 1940F



Dari tabel 8, Kern, 1965 pg. 840, water and hot fluid medium organic Nilai Ud = 50 – 125 Dipilih Ud = 50



𝐵𝑡𝑢 𝑗𝑎𝑚 𝑓𝑡 2 𝑜 𝐹



𝐵𝑡𝑢 𝑗𝑎𝑚 𝑓𝑡 2 𝑜 𝐹



Beda suhu logaritmik (ΔTLMTD)



Tlm 



(TR  Tc1 )  (TR  Tc 2 ) Tc 2  Tc1  (T  T ) (T  T ) ln R c1 ln R c1 (TR  Tc 2 ) (TR  Tc 2 )



= 98,7267°F



a. Reaktor-01 Luas perpindahan panas (Ao)



= =



𝑄 𝑈𝑑 ∆𝑇𝐿𝑀𝑇𝐷 436.422 ,5115 𝐵𝑡𝑢



𝑗𝑎𝑚



50



𝐵𝑡𝑢 𝑗𝑎𝑚 𝑓𝑡2 𝑜 𝐹



𝑥 98,7267 𝑜 𝐹



= 88,4103 ft2 Luas selimut reaktor (A)



= π Do H 𝑚 𝑚 = 3,14 x ( 20,4724 ) 𝑥 ( 70,2866 ) 3048 𝑚 3048 𝑚 ,



,



𝑓𝑡



= 609,2179 ft



𝑓𝑡



2



Karena A > Ao maka dipakai jaket



b. Reaktor-02 Luas perpindahan panas (Ao)



= =



𝑄 𝑈𝑑 ∆𝑇𝐿𝑀𝑇𝐷 115.852,0355 𝐵𝑡𝑢



𝑗𝑎𝑚



50



𝐵𝑡𝑢 𝑗𝑎𝑚 𝑓𝑡2 𝑜 𝐹



𝑥 98,7267𝑜 𝐹



= 23,4692 ft2 Luas selimut reaktor (A)



= π Do H 𝑚 𝑚 = 3,14 x ( 20,4724 ) 𝑥 ( 70,2866 ) 3048 𝑚 3048 𝑚 ,



,



𝑓𝑡



= 609,2179 ft



𝑓𝑡



2



Karena A > Ao maka dipakai jaket



c. Reaktor-03 Luas perpindahan panas (Ao)



= =



𝑄 𝑈𝑑 ∆𝑇𝐿𝑀𝑇𝐷 55.808 ,4443 𝐵𝑡𝑢



𝑗𝑎𝑚



50



𝐵𝑡𝑢 𝑗𝑎𝑚 𝑓𝑡2 𝑜 𝐹



= 11,3056 ft2



𝑥 98,7267𝑜 𝐹



Luas selimut reaktor (A)



= π Do H 𝑚 𝑚 = 3,14 x ( 20,4724 ) 𝑥 ( 70,2866 ) 3048 𝑚 3048 𝑚 ,



,



𝑓𝑡



= 609,2179 ft



𝑓𝑡



2



Karena A > Ao maka dipakai jaket



F. Perancangan Pendingin 1. Perhitungan jaket pendingin reaktor (R-01) Beban jaket pendingin (QH) QH



= 109.584,4867 kkal/jam = 434.893,5896 Btu/jam



Medium pendingin: Dipilih air pada suhu 30°C dan tekanan 1 atm. Tc1, suhu air masuk jaket = 30°C = 86°F Tc2, suhu air keluar jaket = 40°C = 104°F Tc avg, suhu air rata – rata =



Tc1 +Tc2 2



=



30+40 2



= 35°C = 95°F



Sifat fisis air pada suhu rata – rata: BM



= 18,015 kg/kgmol



Konduktifitas panas



= 0,6192 W/m.K



= 0,3578 Btu/jam.ft2



Densitas



= 1018,4091 kg/m3



= 76,2927 lb/ft3



Kapasitas panas, Cp = 75,3510 J/kmol.K = 0,9990 Btu/lb°F Viskositas



= 0,7356 cP = 1,7801 lb/ft.jam



Beda suhu logaritmik (∆Tlm) ∆Tlm =



=



(TR −Tc1 )−(TR −Tc2 ) (T −T ) ln(TR −Tc1 ) R c2



(104−86) 194−86 194−104



ln



= 98,7267°F



=



(Tc2 −Tc1) (T −T



)



ln(TR −Tc1) R



c2



Kebutuhan medium pendingin (Wc): Qc = Wc.Cpc.∆Tc Wc =



Qc Cpc x ∆Tc



∆Tc = 104-86 = 18°F 434.893,5896



=



0,9990 x 18,015



= 24.184,5607 lb/jam



Kecepatan volumetrik pendingin: q=



Wair densitasair



24.184,5607



=



76,2927



= 316,9971 ft3/jam



Untuk jacket spacing berkisar antara 1 in – 4 in. Diambil jacket spacing



= 2 in



D1 = OD shell



= 0,1667 ft



= 96 in = 8 ft



D2 = D1 + (2 x jacket spacing) = 8 + (2 x 0,1667) = 8,3333 ft D22 −D12



Deq =



D1



= 0,6806 ft



Kecepatan linear air pendingin: Vc = П



q



⁄4(D22 −D12 )



=П



316,9971



⁄4(8,33332 −82 )



= 74,1330 ft/jam = 0,0206 ft/s



NRe =



Deq x Vair x densitasair µair



=



0,6806 x 74,1330 x 76,2927 1,7801



= 2.162,3449 Dari grafik 20.2, Kern, didapatkan jH = 62 Koefisien perpindahan panas inside (hi): hi = 0,36 x(



L2x N x densitas 2 µ



)3 x (



cp.µ 1/3 ) k



µ



x (µ.w)0,14



diketahui: L : Diameter impeler



= 2,6562 ft



N : Kecepatan pengaduk



= 8.204,5983 rpj



D : Diameter dalam reaktor



= 7,9688 ft



µ : Viskositas fluida



= 1,5158 lb/ft.jam



ρ : Densitas fluida



= 52,9293 lb/cuft



k : Konduktivitas fluida



= 0,1214 Btu/jam.ft2



cp:Kapasitas panas fluida



= 0,5948 Btu/lb°F



µw: Viskositas air



= 1,7801 lb/ft.jam



Dengan menggunakan data di atas, diperoleh: hi = 10.979,2388 Btu/jam.ft2 °F



Koefisien perpindahan panas outside (ho) ho = jH x 1 Uc



=



1 hi



+



1



=



ho



k D



x(



cp.µ 1/3 ) k



1 12.000,7710



µ



x (µ.w)0,14 = 73,9155 Btu/jam.ft2°F



+



1 272,6450



Uc = 73,4212 Btu/jam.ft2°F



Dirt overall coefficient (Ud) Kisaran Ud untuk sistem heavy organics-water = 5-75 Btu/jam.ft2°F Dipilih Ud = 8 Btu/jam.ft2°F



Syarat: Rd > Rdmin (Rdmin = 0,003) Rd =



Uc −Ud Uc +Ud



=



73,4212−8 73,4212+8



= 0,8035 > Rdmin (memenuhi syarat)



Luas perpindahan panas (A) =



Q Ud.∆Tlm



Do = Diameter head bawah = Do +



Do 24



=



434.893,5896



8 x 98,7267



Diketahui: Do : Diameter luar reaktor = 8 ft sf : Straight flange icr



= 0,1667 = 0,4896 ft



BD : Blank diameter



= 8,9931 ft



Luas head: A1 = 2Пa.b’ r1



= ID/2



b



= tinggi head = 0,4693 meter = 1,5397 ft



x1 = 0,0208 ft x2 = 0,2908 ft



2



+ 2.sf + 3 icr



= 4 ft



= 550,6283 ft2



a’



= r1 + x1 + x2



= 4 + 0,0208 + 0,2908 = 4,3116 ft



b’



= b + x1+ x2



= 1,5397 + 0,0208 + 0,2908



= 1,8514 ft



= 2П(4,3116)(1,8514)



= 50,1547 ft2



A1 = 2Пa’b’ Luas shell jaket



= luas perpindahan panas – luas head = (550,6283 – 50,1547) ft2 = 500,4736 ft2



Tinggi jaket



= =



𝐴 𝜋𝐷𝑜 500,4736 3,14 𝑥 8



= 19,9132 ft Cek tinggi jaket Tinggi larutan dalam shell reaktor = 6,6713 m .



1 𝑓𝑡 0,3048 𝑚



= 20,3477 ft Tinggi pendingin dalam jaket



= 20,3384 ft



Tinggi shell reaktor



= 7,2866 m .



1 𝑓𝑡 0,3048 𝑚



= 23,9063 ft Memenuhi syarat dimana tinggi jaket mendekati tinggi larutan dalam reaktor.



Menentukan tebal shell jaket: Diameter dalam



= 100 in



Tekanan operasi



= 14,7 psi



Suhu operasi



= 90°C = 194°F



Bahan konstruksi



= Stainless steel SA 167 tipe 316



Untuk T = 194°F, maka berdasarkan appendix D, Brownell-Young: Max allowable stress (f)



= 18750 psi



Efisiensi sambungan (E)



= 0,85



Faktor korosi (C)



= 0,125 in



 p x ri    c ts =   f .E  0,6. p 



(Persamaan 13.1 pg. 254 Brownell, 1959)



Tebal dinding shell (ts) :   (14,7 psi)  (100 / 2 in ) ts =   + 0,125 = 0,1711 in = 1/6 in  (18750 psi  0,85)  (0,6  14,7 psi) 



Berdasarkan appendix F, item 2 pg.350, Brownell, 1959, dipakai: Tebal shell standar, ts = 3/16 in = 0,1875 in OD = ID + 2.ts = 100 + 2 x 0,1875 = 100,3750 in



Dari tabel 5.7 Brownell, 1959, OD dipakai = 102 in Koreksi ID = OD - 2.ts = 102 – 2 x 0,1875 = 101,6250 in = 2,5813 meter



Menentukan tebal head jaket  0,885 x p x ri    c th =   f .E  0,1. p 



(persamaan 13.12, pg 258, Brownell, 1959)



Berdasarkan tabel 5.7, pg 90 Brownell diperoleh : icr = 6,125 in & r = 96 in Tebal head (th)



  (0,885).(14,7 psi).(96in ) =   + 0,125 in  (18750 psi  0,85)  (0,1  14,7 psi) 



= 0,2034 in Tebal head standar = 0,25 in Jadi tebal jaket



= (ID jaket – OD reaktor)/2 = (101,6250 – 96)/2 = 2,8125 in



2. Perhitungan jaket pendingin reaktor (R-02) Beban jaket pendingin (QH) QH



= 28.807,1382 kkal/jam = 114.323,1136 Btu/jam



Medium pendingin: Dipilih air pada suhu 30°C dan tekanan 1 atm. Tc1, suhu air masuk jaket = 30°C = 86°F



Tc2, suhu air keluar jaket = 40°C = 104°F Tc avg, suhu air rata – rata =



Tc1 +Tc2 2



=



30+40 2



= 35°C = 95°F



Sifat fisis air pada suhu rata – rata: BM



= 18,015 kg/kgmol



Konduktifitas panas



= 0,6192 W/m.K



= 0,3578 Btu/jam.ft2



Densitas



= 1018,4091 kg/m3



= 76,2927 lb/ft 3



Kapasitas panas, Cp = 75.350,9584 J/kmol.K = 0,9990 Btu/lb°F Viskositas



= 0,7356 cP = 1,7801 lb/ft.jam



Beda suhu logaritmik (∆Tlm) ∆Tlm =



(TR −Tc1 )−(TR −Tc2 ) (T −T



)



ln(TR −Tc1 ) c2



R



=



=



(104−86)



(Tc2 −Tc1) (T −T



)



ln(TR −Tc1) R



c2



= 98,7267°F



194−86



ln194−104



Kebutuhan medium pendingin (Wc): Qc = Wc.Cpc.∆Tc Wc =



Qc Cpc x ∆Tc



=



∆Tc = 40-30 = 10°C = 18°F 114.323,1136



0,9990 x 18,015



= 6.357,6990 lb/jam



Kecepatan volumetrik pendingin: q=



Wair densitasair



=



6.357,6990 76,2927



= 83,3330 ft3/jam



Untuk jacket spacing berkisar antara 1 in – 4 in. Diambil jacket spacing



= 2 in



D1 = OD shell



= 0,1667 ft



= 96 in = 8 ft



D2 = D1 + (2 x jacket spacing) = 8 + (2 x 0,1667) = 8,3333 ft D22 −D12



Deq =



D1



= 0,6806 ft



Kecepatan linear air pendingin: Vc = П



q (D22 −D12 )



⁄4



=П



84,4475



⁄4(8,33332 −82 )



= 19,4883 ft/jam



= 0,0054 ft/s NRe =



Deq x Vair x densitasair µair



=



0,6806 x 19,74883 x 76,2927 1,7801



= 568,4427 Dari grafik 20.2, Kern, didapatkan jH = 22 Koefisien perpindahan panas inside (hi): hi = 0,36 x(



L2x N x densitas 2



)3 x (



µ



cp.µ 1/3 ) k



µ



x (µ.w)0,14



Diketahui: L : Diameter impeler



= 2,6562 ft



N : Kecepatan pengaduk



= 8.204,5983 rpj



D : Diameter dalam reaktor



= 7,9688 ft



µ : Viskositas fluida



= 1,5158 lb/ft.jam



ρ : Densitas fluida



= 52,9293 lb/cuft



k : Konduktivitas fluida



= 0,1214 Btu/jam.ft2



cp:Kapasitas panas fluida



= 0,5948 Btu/lb°F



µw: Viskositas air



= 1,7801 lb/ft.jam



Dengan menggunakan data di atas, diperoleh: hi = 10,979,2388 Btu/jam.ft2 °F



Koefisien perpindahan panas outside (ho) ho = jH x 1 Uc



=



1 hi



+



1 ho



=



k D



x(



cp.µ 1/3 ) k



1 10.979,2388



µ



x (µ.w)0,14 = 26,2279 Btu/jam.ft2°F



+



1 26,2279



Uc = 26,1654 Btu/jam.ft2°F



Dirt overall coefficient (Ud) Kisaran Ud untuk sistem heavy organics-water = 5-75 Btu/jam.ft2°F Dipilih Ud = 5 Btu/jam.ft2°F



Syarat: Rd > Rdmin (Rdmin = 0,003)



Rd =



Uc −Ud Uc +Ud



=



26,1654−5 26,1654+5



= 0,6791 > Rdmin (memenuhi syarat)



Luas perpindahan panas (A) =



Q Ud.∆Tlm



Do = Diameter head bawah = Do +



Do 24



=



114.323,1136



5 x 98,7267



= 231,5952 ft2



2



+ 2.sf + 3 icr



Diketahui: Do : Diameter luar reaktor = 8 ft sf : Straight flange icr



= 0,1667 = 0,4896 ft



BD : Blank diameter



= 8,9931 ft



Luas head: A1 = 2Пa.b’ r1



= ID/2



= 4 ft



b



= tinggi head = 0,4693 meter = 1,5397 ft



x1 = 0,0208 ft x2 = 0,2908 ft a’



= r1 + x1 + x2



= 4 + 0,0208 + 0,2908



= 4,3116 ft



b’



= b + x1+ x2



= 1,5397 + 0,0208 + 0,2908



= 1,8514 ft



= 2П(4,3116)(1,8514)



= 50,1547 ft2



A1 = 2Пa’b’ Luas shell jaket



= luas perpindahan panas – luas head = (231,5952 – 50,1547) ft2 = 181,4405 ft2



Tinggi jaket



= =



𝐴 𝜋𝐷𝑜 181,4405 3,14 𝑥 8



= 7,2193 ft Cek tinggi jaket Tinggi larutan dalam shell reaktor = 6,2020 m . = 20,3477 ft Tinggi pendingin dalam jaket



= 7,6907 ft



1 𝑓𝑡 0,3048 𝑚



Tinggi shell reaktor



= 7,2866 m .



1 𝑓𝑡 0,3048 𝑚



= 23,9063 ft Memenuhi syarat dimana tinggi jaket mendekati tinggi larutan dalam reaktor.



Menentukan tebal shell jaket: Diameter dalam



= 100 in



Tekanan operasi



= 14,7 psi



Suhu operasi



= 90°C = 194°F



Bahan konstruksi



= Stainless steel SA 167 tipe 316



Untuk T = 194°F, maka berdasarkan appendix D, Brownell-Young: Max allowable stress (f)



= 18750 psi



Efisiensi sambungan (E)



= 0,85



Faktor korosi (C)



= 0,125 in



 p x ri    c ts =   f .E  0,6. p 



(Persamaan 13.1 pg 254 Brownell, 1959)



Tebal dinding shell (ts) :   (14,7 psi)  (100 / 2 in ) ts =   + 0,125 = 0,1711 in = 1/6 in  (18750 psi  0,85)  (0,6  14,7 psi) 



Berdasarkan appendix F, Brownell, 1959, dipakai: Tebal shell standar, ts = 3/16 in = 0,1875 in OD = ID + 2.ts = 100 + 2 x 0,1875 = 100,3750 in



Dari tabel 5.7 Brownell, 1959, OD dipakai = 102 in Koreksi ID = OD - 2.ts = 102 – 2 x 0,1875 = 101,6250 in = 2,5813 meter



Menentukan tebal head jaket  0,885 x p x ri    c th =   f .E  0,1. p 



(persamaan 13.12, pg 258, Brownell, 1959)



Berdasarkan tabel 5.7, pg 90 Brownell diperoleh : icr = 6,125 in & r = 96 in Tebal head (th)



  (0,885).(14,7 psi).(96in) =   + 0,125 in  (18750 psi  0,85)  (0,1  14,7 psi) 



= 0,2034 in Tebal head standar = 0,25 in Jadi tebal jaket



= (ID jaket – OD reaktor)/2 = (101,6250 – 100)/2 = 2,8125 in.



3. Perhitungan jaket pendingin reaktor (R-03) Beban jaket pendingin (QH) QH



= 8.625,4417 kkal/jam = 34.230,6601 Btu/jam



Medium pendingin: Dipilih air pada suhu 30°C dan tekanan 1 atm. Tc1, suhu air masuk jaket = 30°C = 86°F Tc2, suhu air keluar jaket = 40°C = 104°F Tc avg, suhu air rata – rata =



Tc1 +Tc2 2



=



30+40 2



= 35°C = 95°F



Sifat fisis air pada suhu rata – rata: BM



= 18,015 kg/kgmol



Konduktifitas panas



= 0,6192 W/m.K



= 0,3578 Btu/jam.ft2



Densitas



= 1018,4091 kg/m3



= 76,2927 lb/ft 3



Kapasitas panas, Cp = 75.350,9584 J/kmol.K = 0,9990 Btu/lb°F Viskositas



= 0,7356 cP = 1,7801 lb/ft.jam



Beda suhu logaritmik (∆Tlm) ∆Tlm =



=



(TR −Tc1 )−(TR −Tc2 ) (T −T ) ln(TR −Tc1 ) R c2



(104−86) 194−86 194−104



ln



= 98,7267°F



=



(Tc2 −Tc1) (T −T



)



ln(TR −Tc1) R



c2



Kebutuhan medium pendingin (Wc): Qc = Wc.Cpc.∆Tc Wc =



Qc Cpc x ∆Tc



∆Tc = 40-30 = 10°C = 18°F 34.230,6601



=



0,9990 x 18,015



= 1.903,5771 lb/jam



Kecepatan volumetrik pendingin: q=



Wair densitasair



1.903,5771



=



76,2927



= 24,9510 ft3/jam



Untuk jacket spacing berkisar antara 1 in – 4 in. Diambil jacket spacing



= 2 in



D1 = OD shell



= 0,1667 ft



= 96 in = 8 ft



D2 = D1 + (2 x jacket spacing) = 8 + (2 x 0,1667) = 8,333 ft D22 −D12



Deq =



D1



= 0,6806 ft



Kecepatan linear air pendingin: Vc = П



q (D22 −D12 )



⁄4



24,9510



=П



⁄4(8,33332 −82 )



= 5,8350 ft/jam = 0,0016 ft/s



NRe=



Deq x Vair x densitasair µair



=



0,6806 x 5,8350 x 76,2927 1,7801



= 170,1991 Dari grafik 20.2, Kern, didapatkan jH = 14 Koefisien perpindahan panas inside (hi): hi = 0,36 x(



L2x N x densitas 2 µ



)3 x (



cp.µ 1/3 ) k



x(



µ



)0,14



µ.w



Diketahui: L : Diameter impeler



= 2,6562 ft



N : Kecepatan pengaduk



= 8.204,5983 rpj



D : Diameter dalam reaktor



= 7,9688 ft



µ : Viskositas fluida



= 1,5158 lb/ft.jam



ρ : Densitas fluida



= 52,9293 lb/cuft



k : Konduktivitas fluida



= 0,1214 Btu/jam.ft2



cp:Kapasitas panas fluida



= 0,5948 Btu/lb°F



µw: Viskositas air



= 1,7801 lb/ft.jam



Dengan menggunakan data di atas, diperoleh: hi = 10.979,2388 Btu/jam.ft2 °F



Koefisien perpindahan panas outside (ho) ho = jH x 1 Uc



=



1 hi



+



1



=



ho



k D



x(



cp.µ 1/3 ) k



1 10.979,2388



µ



x (µ.w)0,14 = 16,6906 Btu/ jam.ft2°F



+



1 16,6653



Uc = 16,6653 Btu/jam.ft2°F



Dirt overall coefficient (Ud) Kisaran Ud untuk sistem heavy organics-water = 5-75 Btu/jam.ft2°F Dipilih Ud = 5 Btu/jam.ft2°F



Syarat: Rd > Rdmin (Rdmin = 0,003) Rd =



Uc −Ud Uc +Ud



=



16,6653−5 16,6653+5



= 0,5384 > Rdmin (memenuhi syarat)



Luas perpindahan panas (A) =



Q Ud.∆Tlm



Do = Diameter head bawah = Do +



Do 24



=



34.230,6601 5 x 98,7267



Diketahui: Do : Diameter luar reaktor = 8 ft sf : Straight flange icr



= 0,1667 = 0,4896 ft



BD : Blank diameter



= 8,9931 ft



Luas head: A1 = 2Пa.b’ r1



= ID/2



b



= tinggi head = 0,4693 meter = 1,5397 ft



x1 = 0,0208 ft



2



+ 2.sf + 3 icr



= 4 ft



= 69,3443 ft2



x2 = 0,2908 ft a’



= r1 + x1 + x2



= 4 + 0,0208 + 0,2908 = 4,3116 ft



b’



= b + x1+ x2



= 1,5397 + 0,0208 + 0,2908



= 1,8514 ft



= 2П(4,3116)(1,8514)



= 50,1547 ft2



A1 = 2Пa’b’ Luas shell jaket



= luas perpindahan panas – luas head = (69,3443 – 50,1547) ft2 = 19,1896 ft2



Tinggi jaket



= =



𝐴 𝜋𝐷𝑜 19,1896 3,14 𝑥 8



= 0,7635 ft Cek tinggi jaket Tinggi larutan dalam shell reaktor = 6,2020 m .



1 𝑓𝑡 0,3048 𝑚



= 20,3477 ft Tinggi pendingin dalam jaket



= 1,2350 ft



Tinggi shell reaktor



= 7,2866 .



1 𝑓𝑡 0,3048 𝑚



= 23,9063 ft Memenuhi syarat dimana tinggi jaket mendekati tinggi larutan dalam reaktor. Menentukan tebal shell jaket: Diameter dalam



= 100 in



Tekanan operasi



= 14,7 psi



Suhu operasi



= 90°C = 194°F



Bahan konstruksi



= Stainless steel SA 167 tipe 316



Untuk T = 203°F, maka berdasarkan appendix D, Brownell-Young: Max allowable stress (f)



= 18750 psi



Efisiensi sambungan (E)



= 0,85



Faktor korosi (C)



= 0,125 in



 p x ri    c ts =   f .E  0,6. p 



(Persamaan 13.1 pg 254 Brownell, 1959)



Tebal dinding shell (ts) :   (14,7 psi)  (100 / 2 in ) ts =   + 0,125 = 0,1711 in = 1/6 in  (18750 psi  0,85)  (0,6  14,7 psi) 



Berdasarkan appendix F, Brownell, 1959, dipakai: Tebal shell standar, ts = 3/16 in = 0,1875 in OD = ID + 2.ts = 100 + 2 x 0,1875 = 101,3750 in



Dari tabel 5.7 Brownell, 1959, OD dipakai = 102 in Koreksi ID = OD - 2.ts = 102 – 2 x 0,1875 = 101,6250 in = 2,5813 meter



Menentukan tebal head jaket  0,885 x p x ri    c th =   f .E  0,1. p 



(persamaan 13.12, pg 258, Brownell, 1959)



Berdasarkan tabel 5.7, pg 90 Brownell diperoleh : icr = 6,5 in & r = 102 in Tebal head (th)



  (0,885).(14,7 psi).(96in ) =   + 0,125 in  (18750 psi  0,85)  (0,1  14,7 psi) 



= 0,2034 in Tebal head standar = 0,25 in Jadi tebal jaket



= (ID jaket – OD reaktor)/2 = (101,6250 – 96)/2 = 2,8125 in