![Pabrik Gliserol Monostearat - Lucky Sendi [PDF]](https://pdfs.asia/img/200x200/pabrik-gliserol-monostearat-lucky-sendi.jpg)
4 0 9 MB
INSTITUT TEKNOLOGI SEPULUH NOPEMBER FAKULTAS TEKNOLOGI INDUSTRI DEPARTEMEN TEKNIK KIMIA
PRA DESAIN PABRIK “GLISEROL GLISEROL MONOSTEARAT” MONOSTEARAT Disusun Oleh : Lucky Sendy Ladesma NRP. 022114400000 2211440000017
Iftitah Ilmi Nurani NRP. 02211440000 2211440000046
Pembimbing : Prof. Dr. Ir. Heru Setyawan, M.Eng NIP. 19670203 199102 1 001 Ni Made Intan Putri Suari, S.T., M.T. NIP. 1989 01 06 2015 04 2002
LABORATORIUM ELEKTROKIMIA DAN KOROSI SURABAYA 2018
RINGKASAN Surfaktan berfungsi menjaga kestabilan suatu emulsi (campuran zat yang berbeda polaritasnya atau tidak saling larut) agar tetap homogen, dengan cara menurunkan tegangan permukaan. Selain memiliki gugus polar yang suka akan air (hidrofilik), surfaktan juga memiliki gugus non polar yang suka akan minyak (hidrofobik). Bahan aktif ini dapat menurunkan tegangan antarmuka antara dua bahan (interfacial tension), baik berupa cairancairan, cairan-padatan maupun cairan-gas. Saat ini, industri yang memproduksi surfaktan di Indonesia masih menggunakan bahan baku yang berasal dari minyak bumi tak terbarukan (surfaktan sintetis). Padahal surfaktan sintetis ini tidak ramah lingkungan dan menimbulkan masalah kesehatan. Untuk itu perlu substitusi bahan baku surfaktan yang ramah lingkungan dan biodegradable, mengingat pemanfaatan surfaktan yang sangat luas dalam berbagai industri. Gliserol Monostearat (GMS) merupakan jenis surfaktan yang sering digunakan, disamping Gliserol Monostearat(GMO). Ester glukosa stearat dan ester glukosa oleat adalah surfaktan nonionik yang berasal dari minyak nabati dan karbohidrat dengan sifat-sifat, ramah lingkungan yaitu mudah terdegradasi, serta tidak menimbulkan iritasi. Saat ini, GMS banyak dimanfaatkan sebagai surfaktan di industri pangan (5,8%), farmasi & kecantikan kulit (10,8%), deterjen (44,6%), pengeboran minyak (4,3%), dan sebagainya. Untuk memenuhi kebutuhan surfaktan dalam negeri dan yang ramah lingkungan, maka perlu di dirikan pabrik surfaktan Gliserol Monostearat dengan target pasar yaitu industri makanan (Roti), Berdasarkan uraian tersebut, surfaktan berbasis bahan terbarukan, gliserol monostearat (GMS), sangat berpotensi untuk dikembangkan di Indonesia sebagai pengganti surfaktan sintesis dan menutupi impor surfaktan juga diproyeksikan untuk ekspor. Hingga saat ini, belum ada pabrik gliserol monostearat (GMS) yang didirikan di Indonesia. Target pasar yang dipilih adalah industri pangan (roti) dengan spesifikasi kemurnian GMS minimum 90% dan kandungan gliserol maksimum 12%. Luasnya pemanfaatan GMS sebagai surfaktan berakibat pada angka kebutuhan per tahun GMS selalu menunjukkan peningkatan seiring berkembangnya industri-industri yang membutuhkan. Pada tahun 2006, data kebutuhan surfaktan di Indonesia mencapai sekitar 95.000 ton per tahun, sedangkan kapasitas produksi dalam negeri hanya 55.000 ton per tahun sehingga sebanyak 44.500 ton lainnya dipenuhi melalui impor. Menurut data Euromonitor, nilai konsumsi roti per kapita oleh masyarakat Indonesia pada 2010 tumbuh tertinggi dibandingkan 11 negara Asia Pasifik lainnya. Nilai konsumsi roti di Indonesia naik 25% pada
iii
2010 menjadi US $1,5 per orang per tahun, dari konsumsi US $1,2 per orang per tahun pada 2009. Jika diasumsikan untuk memproduksi dua kilogram roti dibutuhkan satu kilogram tepung, sedangkan rata-rata penambahan gliserol monostearat (GMS) pada satu kilogram tepung sebesar 3% kebutuhan tepung, maka untuk memproduksi satu kilogram roti dibutuhkan 1,5% gliserol monostearat (GMS). Sehingga total kebutuhan GMS sebesar 49.852,5 ton/ tahun. Untuk itu di tetapkan kapasitas produksi sebesar 50.000 ton/ tahun. Dengan kapasitas per hari dari pabrik gliserol monostearat (GMS) sebesar 151,5 ton/hari dengan 330 hari kerja per tahun dan basis operasi 24 jam per hari. Bahan baku utama GMS diperoleh dari PT.Wilmar yang terletak di Riau, dengan kandungan asam stearat sebesar 92% dan asam palmitat sebesar 8% sedangkan gliserol memiliki kemurnian 99,7% dan 0,3% air. NaOH didapatkan dari PT Assahimas, Banten sedangkan H3PO4 di dapat dari PT Brataco, Riau. Kondisi inilah yang melatarbelakangi pemilihan Dumai, Riau sebagai Lokasi pendirian pabrik GMS, selain mempertimbangkan pula aspek kemudahan transportasi, utilitas (air dan listrik), dan tenaga kerja. Surfaktan GMS dibuat melalui proses esterifikasi antara gliserol dan asam stearat, sebagai bahan baku utama, dengan dibantu NaOH sebagai katalis dan H 3PO4 sebagai penetral. Sehingga didapatkan produk GMS dengan kemurnian 98%. Bahan baku berupa asam stearat, gliserol, dan katalis basa berupa natrium hidroksida (NaOH) dicampur dengan perbandingan 1:1:0.07 dalam % massa sebelum diumpankan ke proses esterifikasi. Proses esterifikasi dilakukan pada temperatur 248,9oC dan tekanan 8 atm. Konversi yang dapat dicapai dalam reaksi pembentukan gliserol monostearat sebesar 90 – 95%. Produk yang keluar dari tahapan proses esterifikasi diumpankan ke proses evaporasi untuk menguapkan gliserol yang nantinya akan diumpankan kembali bersama fresh gliserol sebagai recycle gliserol. Produk bawah dari tahapan evaporasi berupa campuran produk dan katalis NaOH. Kemudian fluida dialirkan ke proses pemurnian guna menghilangkan katalis NaOH dengan penambahan H 3PO4 85% massa. Proses pemurnian ini menghasilkan endapan Na3PO4. Liquid yang bebas dari katalis selanjutnya memasuki tahap kristalisasi untuk membentuk produk gliserol monostearate berbentuk padatan atau powder. Berdasarkan hasil analisis ekonomi tersebut, terlihat bahwa IRR sebesar 55% berada di atas bunga pinjaman bank sebesar 10%, dengan POT pada tahun ketiga menginjak tahun keempat (2,2 tahun) dan mencapai BEP pada 31% kapasitas produksi. Sehingga dapat disimpulkan pabrik gliserol monostearat ini layak didirikan.
iv
KATA PENGANTAR Segala puji dan syukur kehadirat Allah SWT karena atas berkat Rahmat dan karuniaNya, penulis dapat menyelesaikan Tugas Pra Desain Pabrik ”Gliserol Monostrearat ” yang merupakan salah satu syarat kelulusan bagi mahasiswa Teknik Kimia FTI-ITS Surabaya. Keberhasilan penulisan Tugas Pra Desain Pabrik ini tidak lepas dari dorongan dan bimbingan dari berbagai pihak. Untuk itu dalam kesempatan ini penulis mengucapkan terima kasih yang sebesar-besarnya kepada : 1.
Bapak Prof. Dr.Ir. Heru Setyawan, M.Eng dan Ni Made Intan Putri Suari, S.T., M.T. selaku Dosen Pembimbing Tugas Pra Desain Pabrik atas bimbingan dan saran yang telah diberikan.
2.
Bapak Juwari, S.T, M.Eng, Ph.D, selaku Kepala Departemen Teknik Kimia, Fakultas Teknologi Industri, Institut Teknologi Sepuluh Nopember.
3.
Bapak Setyo Gunawan, ST, Ph.D selaku Sekretaris II Departemen Teknik Kimia ITS.
4.
Bapak dan Ibu Dosen pengajar serta seluruh karyawan Departemen Teknik Kimia.
5.
Orang Tua dan keluarga kami yang telah banyak memberikan dukungan baik moral maupun spiritual.
6.
Teman-teman seperjuangan di Laboratorium Elkimkor, baik teman-teman Strata-1 atau Strata-2 dan Strata-3 yang telah memberikan segala support, bantuan dan kerjasamanya.
7.
Teman-teman K-54 yang telah memberikan banyak support dan bantuan.
8.
Teman-teman satu pabrik Gliserol Monosetarat (Amanda, Mia, Cicik) yang banyak memberikan kerjasama.
9.
Teman-teman Pabrik Amonia dari Batubara (Faris, Bima, Rima, Yosevina)
10.
Semua pihak yang telah membantu penyelesaian Tugas Pra Desain Pabrik ini yang tidak dapat disebutkan satu persatu. Akhirnya, kami memohon maaf atas segala kekurangan yang terjadi selama proses
penyusunan tugas ini. Semoga tugas akhir ini dapat memberikan kontribusi yang bermanfaat bagi Penulis dan Pembaca khususnya. Surabaya, 11 Januari 2018
DAFTAR ISI Halaman Judul ........................................................................................................................ i LEMBAR PENGESAHAN .................................................................................................... ii RINGKASAN ....................................................................................................................... iii KATA PENGANTAR ........................................................................................................... v DAFTAR ISI ........................................................................................................................ vi DAFTAR TABEL................................................................................................................. ix DAFTAR GAMBAR ............................................................................................................ xi DAFTAR GRAFIK.............................................................................................................. xii BAB I. PENDAHULUAN ...................................................................................................I-1 I.1. Latar Belakang ...........................................................................................................I-1 I.2 Ketersediaan Bahan Baku ...........................................................................................I-2 I.2.1 Bahan Baku Utama ..............................................................................................I-3 I.2.2 Bahan Baku Pendukung .......................................................................................I-4 I.3 Aspek Pemasaran ........................................................................................................I-5 1.3.1 Segmentasi Pasar .................................................................................................I-5 1.3.2 Target Konsumen ................................................................................................I-6 I.4 Lokasi Pabrik ..............................................................................................................I-8 1.5 Prospek Bisnis ............................................................................................................I-9 I.6 Kapasitas Produksi .................................................................................................... I-10 BAB II. SELEKSI DAN URAIAN PROSES ..................................................................... II-1 II.1 Macam Proses ......................................................................................................... II-1 II.1.1 Proses Esterifikasi ............................................................................................. II-1 II.1.2 Proses Trans-Esterifikasi ................................................................................... II-2 II.2 Seleksi Proses .......................................................................................................... II-5 II.3 Target Produk .......................................................................................................... II-5 II.3.1 Kapasitas .......................................................................................................... II-5 II.3.2 Spesifikasi Produk ............................................................................................ II-6 II.4 Uraian Proses Terpilih ............................................................................................. II-6 vi
BAB III. NERACA MASSA ............................................................................................ III-1 III. 1.Tahap Pre-Treatment ............................................................................................ III-2 III.1.1 Mixing Point 1 ................................................................................................ III-2 III.1.2 Mixing Point 2 ................................................................................................ III-3 III.2 Tahap Esterifikasi .................................................................................................. III-4 III.2.1 Reaktor Esterifikasi (R-110) ........................................................................... III-4 III.3. Tahap Pemurnian .................................................................................................. III-5 III.3.1 Evaporator (V-210)........................................................................................ III-5 III.4 Neutralizer (R-220) ............................................................................................... III-6 III.5 Crystallizer (X-230) .............................................................................................. III-6 III.6 Centrifuge (H-231) ................................................................................................ III-7 BAB IV. NERACA ENERGI............................................................................................ IV-1 IV. 3. Pre-Heater (E-114) ............................................................................................. IV-4 IV.4 Reaktor Esterifikasi (R-110) .................................................................................. IV-5 IV.5 Cooler (E-211) ...................................................................................................... IV-5 IV.6 Evaporator (V-210) ............................................................................................... IV-6 IV.7 Kondensor (E-212) ................................................................................................ IV-6 IV.8. Neutralizer (R-220) .............................................................................................. IV-7 IV.9. Crystallizer (X-230) ............................................................................................. IV-8 BAB V. SPESIFIKASI PERALATAN .............................................................................. V-1 BAB VI. ANALISA EKONOMI ....................................................................................... V-1 VI.1 Pengelolaan Sumber Daya Manusia........................................................................ V-1 VI.1.1 Bentuk Badan Perusahaan ............................................................................... V-1 VI.1.2 Sistem Organisasi Perusahaan ......................................................................... V-2 VI.1.3 Struktur Organisasi .......................................................................................... V-4 VI.1.5 Status Karyawan dan Pengupahan ................................................................... V-9 VI.1.6 Tingkat Golongan dan Jabatan Tenaga Kerja ................................................... V-9 VI.1.7. Sistem Jam Kerja .......................................................................................... V-10 vii
VI.2 Utilitas ................................................................................................................. V-11 VI.2.1 Unit Pengolahan Air ...................................................................................... V-12 VI.2.2 Unit Penyediaan Steam .................................................................................. V-13 VI.2.3 Unit Pendingin .............................................................................................. V-13 VI.2.6 Unit Pemadam Kebakaran ............................................................................. V-14 VI.2.7 Unit Pembangkit Listrik ................................................................................ V-14 VI.3 Analisa Ekonomi .................................................................................................. V-14 VI.3.1 Biaya Peralatan.............................................................................................. V-15 VI.3.2 Perhitungan Analisa Ekonomi ....................................................................... V-15 VI.3.3 Laju Pengembalian Modal (Internal Rate of Return / IRR) ............................. V-16 VI.3.4 Waktu Pengembalian Modal (Pay Out Time / POT)....................................... V-17 VI.3.5 Analisa Titik Impas (Break Even Point / BEP) ............................................... V-17 BAB VII. KESIMPULAN .............................................................................................. VII-2 DAFTAR PUSTAKA APPENDIKS A PERHITUNGAN NERACA MASSA APPENDIKS B PERHITUNGAN NERACA ENERGI APPENDIKS C PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT APPENDIKS D PERHITUNGAN ANALISA EKONOMI LAMPIRAN
viii
DAFTAR TABEL Tabel I. 1 Data Persebaran Kebutuhan Fatty Ester .......................................................... I-6 Tabel I. 2 Kapasitas Produksi ....................................................................................... I-11 Tabel II. 1 Perbandingan Macam Proses Produksi Gliserol Monostearat ....................... II-5 Tabel III. 1 Neraca Massa Mixing Point 1 .................................................................. ..III-2 Tabel III. 2 Neraca Massa Mixing Point 2 ....................................................................III-3 Tabel III 3 Neraca Massa Reaktor Esterifikasi (R-110) ................................................III-4 Tabel III. 4 Neraca Massa Evaporator (R-210) .............................................................III-5 Tabel III. 5 Neraca Massa Neutralizer (R-220).............................................................III-6 Tabel III. 6 Neraca Massa Crystallizer (X-230) ............................................................III-7 Tabel III. 7 Neraca Massa Centrifuge (H-231) .............................................................III-7 Tabel IV. 1 Neraca Energi Mixing Point 1................................................................... IV-3 Tabel IV. 2 Neraca Energi Mixing Point 2................................................................... IV-4 Tabel IV. 3 Neraca Energi Preheater (E-114) .............................................................. IV-4 Tabel IV. 4 Neraca Energi Reaktor Esterifikasi (R-110) .............................................. IV-5 Tabel IV. 5 Neraca Energi Cooler (E-211) .................................................................. IV-5 Tabel IV. 6 Neraca Energi Evaporator (V-210) ........................................................... IV-6 Tabel IV. 7 Neraca Energi Kondensor (E-212) ............................................................ IV-7 Tabel IV. 8 Neraca Energi Neutralizer (R-220) ........................................................... IV-7 Tabel IV. 9 Neraca Energi Crystallizer (X-230)........................................................... IV-8 Tabel V. 1 Storage Tank Gliserol (F-111) ...................................................................... V-1 Tabel V. 2 Storage Tank NaOH (F-113) ........................................................................ V-1 Tabel V. 3 Storage Tank Asam Stearat (F-112) ............................................................. V-2 Tabel V. 4 Preheater (E-114) ......................................................................................... V-2 Tabel V. 5 Pompa (L-115) ............................................................................................. V-3 Tabel V. 6 Reaktor (R-210) ........................................................................................... V-3 Tabel V. 7 Cooler (E-211) ............................................................................................. V-4 Tabel V. 8 Evaporator (V-210) ...................................................................................... V-4 Tabel V. 9 Kondensor (E-212)....................................................................................... V-5 Tabel V. 10 Pompa (L-213) ........................................................................................... V-6 Tabel V. 11 Pompa (L-231) ........................................................................................... V-6 Tabel V. 12 Neutralizer (R-230) .................................................................................... V-7 Tabel V. 13 H3PO4 Storage Tank (F-222) ...................................................................... V-7
ix
Tabel VI. 1 Daftar Kebutuhan Karyawan Pabrik Gliserol Monostearat ........................ VI-8 Tabel VI. 2 Production Unit Schedule ....................................................................... VI-11
x
DAFTAR GAMBAR Gambar I. 1 Aplikasi Surfaktan dalam berbagai Industri ................................................ I-1 Gambar I. 2 Pasar Pengemulsi Makanan (Emulsifiers) berdasarkan Aplikasi ................. I-5 Gambar I. 3 Pasar Pengemulsi Makanan (Emulsifiers) berdasarkan Area ...................... I-5 Gambar I. 4 Data Persebaran Kebutuhan Fatty Ester ..................................................... I-6 Gambar I. 5 Peta Lokasi Pendirian Pabrik Gliserol Monostearat .................................... I-8 Gambar I. 6 Jumlah Pasar Pengemulsi Makanan (Emulsifiers) berdasarkan Produk ..... I-10 Gambar II. 1 Reaksi Esterifikasi Pembentukan Gliserol Monostearat.........................…II-1 Gambar II. 2 Blok Diagram Produksi Gliserol Monostearat dengan Proses Esterifikasi II-2 Gambar II. 3 Reaksi Trans-esterifikasi Pembentukan Gliserol Monostearat .................. II-3 Gambar II. 4 Blok Diagram Proses Transesterifikasi .................................................... II-4 Gambar III. 1 Mixing Point 1………………………........…........…….......…...........…III-2 Gambar III. 2 Mixing Point 2 ......................................................................................III-3 Gambar III. 3 Reaktor Esterifikasi (R-110) .................................................................III-4 Gambar III. 4 Evaporator (V-210) ...............................................................................III-5 Gambar III. 5 Neutralizer (R-220) ...............................................................................III-6 Gambar III. 6 Cryztallizer (X-230)..............................................................................III-6 Gambar III. 7 Centrifuge (H-231) ...............................................................................III-7 Gambar IV. 1 Penggambaran Sistem Peninjauan Neraca Energi………………………IV-2 Gambar IV. 2 Mixing Point 1 ..................................................................................... IV-3 Gambar IV. 3 Mixing Point 2 ..................................................................................... IV-3 Gambar IV. 4 Preheater (E-114) ................................................................................. IV-4 Gambar IV. 5 Reaktor Esterifikasi (R-110)................................................................. IV-5 Gambar IV. 6 Cooler (E-211) ..................................................................................... IV-5 Gambar IV. 7 Evaporator (V-210) .............................................................................. IV-6 Gambar IV. 8 Kondensor (E-212)............................................................................... IV-6 Gambar IV. 9 Neutralizer (R-220) .............................................................................. IV-7 Gambar IV. 10 Crystallizer (X-230) ........................................................................... IV-8 Gambar VI. 1 Struktur Organisasi Perusahaan......................................…....…………..VI-3
xi
DAFTAR GRAFIK Grafik I. 1 Produksi Roti di Indonesia .......................................................................... I-11 Grafik VI. 1 Break Even Point Pabrik Gliserol Monostearat…………………………VI-17
xii
BAB I PENDAHULUAN I.1. Latar Belakang Perkembangan yang pesat pada industri makanan saat ini, utamanya bakery, menyebabkan kebutuhan akan surfaktan semakin meningkat. Surfaktan merupakan senyawa kimia yang memiliki aktivitas permukaan yang tinggi, sehingga sering juga disebut sebagai bahan aktif permukaan. Selain memiliki gugus polar yang suka akan air (hidrofilik), surfaktan juga memiliki gugus non polar yang suka akan minyak (hidrofobik) (Hui, 1996). Bahan aktif ini dapat menurunkan tegangan antarmuka antara dua bahan (interfacial tension), baik berupa cairan-cairan, cairan-padatan maupun cairan-gas. Sifat aktif permukaan yang dimiliki surfaktan memungkinkan dua atau lebih senyawa yang saling tidak bercampur pada kondisi normal menjadi bertendensi untuk saling bercampur secara homogen (Hambali, Suryani, & Rivai, 2013). Surfaktan diaplikasikan dalam berbagai macam industri, misalnya sebagai komposisi utama dalam detergen dan pembersih, foaming agents, pengemulsi dalam kosmetik dan farmasi, pengemulsi untuk cat, pengemulsi dan penstabil pada industri makanan (Hui, 1996).
Gambar I. 1 Aplikasi Surfaktan dalam berbagai Industri Gambar I.1 menunjukkan aplikasi surfaktan adalam berbaga industry. Dari gambar tersebut, dapat diketahui bahwa surfaktan paling banyak digunakan pada detergen (Household detergent) sebesar 44.60%. berdasarkan data tersebut, dapat diprediksi bahwa penggunakan surfaktan akan terus meningkat dalam berbagai industri
I- 1
Pada tahun 2006, data kebutuhan surfaktan di Indonesia mencapai sekitar 95000 ton per tahun, sedangkan kapasitas produksi dalam negeri hanya 55000 ton per tahun sehingga sebanyak 44500 ton lainnya dipenuhi melalui kegiatan impor (Wuryaningsih, 2008). Saat ini, industri yang memproduksi surfaktan di Indonesia masih menggunakan bahan baku yang berasal dari minyak bumi tak terbarukan (surfaktan sintetis). Padahal surfaktan sintetis ini tidak ramah lingkungan dan menimbulkan masalah kesehatan. Untuk itu perlu substitusi bahan baku surfaktan yang ramah lingkungan dan biodegradable, mengingat pemanfaatan surfaktan yang sangat luas dalam berbagai industri (Ample Research, 2013). Monogliserida (glycerol fatty acid ester) merupakan salah satu jenis surfaktan nonionik, hasil dari reaksi antara asam lemak dan gliserol yang termasuk bahan alami terbarukan. Salah satu fatty acid ester yang paling penting dan banyak digunakan dalam industri adalah gliserol monostearat (GMS). Gliserol monostearat (GMS) banyak diaplikasikan dalam industri makanan sebagai pengemulsi dan penstabil. Permintaan terhadap GMS diprediksi akan terus naik di masa mendatang karena alasan lingkungan dan kesehatan (Grand View Research, 2016). Berdasarkan uraian di atas, surfaktan berbasis bahan terbarukan, salah satunya gliserol monostearat (GMS), sangat berpotensi untuk dikembangkan di Indonesia sebagai pengganti surfaktan sintesis dan menutupi impor surfaktan. Sampai saat ini, belum ada pabrik gliserol monostearat (GMS) yang didirikan di Indonesia. Pendirian pabrik gliserol monostearat (GMS) di Indonesia selain untuk memenuhi kebutuhan dalam negeri juga akan diproyeksikan untuk ekspor. Didirikannya pabrik gliserol monostearat (GMS) ini diharapkan mampu memberikan keuntungan sebagai berikut:
Mengurangi ketergantungan impor.
Membantu pemenuhan bahan baku bagi pabrik-pabrik di Indonesia yang menggunakan bahan baku gliserol monostearat (GMS).
Membuka lapangan kerja baru bagi penduduk sekitar pabrik sehingga menurunkan angka pengangguran.
Berdasarkan pertimbangan di atas maka pendirian pabrik gliserol monostearat (GMS) di Indonesia dipandang cukup strategis.
I.2 Ketersediaan Bahan Baku Terdapat dua macam bahan baku yang digunakan dalam produksi gliserol monostearat (GMS), yaitu bahan baku utama dan bahan baku pendukung. Bahan baku I- 2
utama yang digunakan berupa asam stearat dan gliserol, sedangkan bahan baku pendukung yang digunakan adalah natrium hidroksida (NaOH) sebagai katalis dan asam fosfat (H3PO4) sebagai penetral. I.2.1 Bahan Baku Utama Asam Stearat Asam stearat adalah salah satu asam lemak yang mengandung gugus karboksilat dengan rumus molekul C18H36O2. Asam stearat juga biasa disebut octadecanoic acid, stearophanic acid, dan cetylacetic acid. Asam stearat merupakan zat padat yang keras, berwarna putih atau kuning pucat, sedikit mengkilap, suatu kristal padat atau serbuk putih kekuningan, memiliki aroma seperti lilin. Asam stearat umumnya juga tersedia dalam bentuk cairan. (Rowe, 2009). Berikut sifat fisika dan kimia asam stearat. Bentuk
: cairan
Berat molekul
: 284,47 g/mol
Titik didih
: 361oC
Densitas
: 0,847 g/cm3 (70 oC)
Pada produksi gliserol monostearat (GMS) ini, digunakan asam stearat dari PT.Wilmar dengan kandungan asam stearat sebesar 92% berat dan asam palmitat sebesar 8% berat.
Gliserol Gliserol adalah trihidroksi alkohol yang terdiri dari tiga atom karbon dengan rumus molekul C3H8O3. Gliserol biasa disebut sebagai 1,2,3-trihidroksipropana atau gliserin. Gliserol merupakan cairan tidak berwarna, tidak berbau, kental, higroskopis, dan memiliki rasa yang manis seperti sukrosa. Gliserol cenderung tidak mudah teroksidasi pada kondisi penyimpanan biasa, namun dapat terdekomposisi saat terjadi pemanasan (Rowe, 2009). Berikut sifat fisika dan kimia gliserol. Bentuk
: cairan
Berat molekul
: 92,094 g/mol
Titik didih
: 290oC
Densitas
: 1,262 g/cm3 (25 oC)
Pada produksi gliserol monostearat (GMS) ini, digunakan gliserol dari PT.Wilmar dengan kandungan gliserol sebesar 99,7% berat dan air sebesar 0,3% berat.
I- 3
I.2.2 Bahan Baku Pendukung NaOH Narium hidroksida (NaOH) biasa disebut sebagai caustic soda atau sodium hydrate. Dalam produksi gliserol monostearat (GMS), NaOH bertindak sebagai katalis untuk mempercepat reaksi esterifikasi. Natrium hidroksida tersedia dalam bentuk padatan berupa serpihan atau butiran berwarna putih. Walaupun demikian, NaOH memiliki kencenderungan untuk menjadi cairan dan bersifat mudah menyerap karbon dioksida dan uap air dari udara (Rowe, 2009). Berikut sifat fisika dan kimia natrium hidroksida. Bentuk
: cairan
Berat molekul
: 40 g/mol
Titik didih
: 1388oC
Densitas
: 1782 kg/m3
Pada produksi gliserol monostearat (GMS) ini, digunakan NaOH dari PT.Asahimas Chemical dengan kadar NaOH sebesar 48% berat.
H3PO4 Asam fosfat (H3PO4) atau yang memiliki nama lain orthophosphoric acid digunakan sebagai penetral dalam produksi gliserol monostearat (GMS). Asam fosfat merupakan cairan tidak berwarna, tidak berbau, dan sedikit kental. Pada suhu rendah, asam fosfat dapat membentuk padatan kristal. Pada konsentrasi tinggi, asam fosfat bersifat sangat korosif (Rowe, 2009). Berikut sifat fisika dan kimia asam fosfat. Bentuk
: cairan
Berat molekul
: 97,994 g/mol
Titik didih
: 158oC
Densitas
: 1,880 g/cm3 (25 oC)
Pada produksi gliserol monostearat (GMS) ini, digunakan H 3PO4 dari PT. Brataco Chemica dengan kadar 85% berat.
I- 4
I.3 Aspek Pemasaran 1.3.1 Segmentasi Pasar Dari gambar I.2, terlihat pada tahun 2015 ditinjau dari aplikasi pengemulsi makanan, sebanyak 59,4% pengemulsi makanan digunakan dalam produksi bakery and confectionary. Sisanya digunakan dalam produksi susu dan produk lainnya.
Gambar I. 2 Pasar Pengemulsi Makanan (Emulsifiers) berdasarkan Aplikasi (Grand View Research, 2017) Gambar I.3 terlihat bahwa dari area pemasaran pengemulsi makanan, pada tahun 2016, sebanyak 24% konsumsi pengemulsi makanan berada di Asia Pasifik yang menempati posisi kedua setelah Eropa.
Gambar I. 3 Pasar Pengemulsi Makanan (Emulsifiers) berdasarkan Area (Mordor Intelligence, 2017)
I- 5
Dari beberapa tinjauan di atas, produk gliserol monostearat (GMS) akan ditujukan untuk industri bakery dan confectionary sesuai dengan hasil analisa pasar yang telah dilaporkan. Pasar yang dituju adalah area Asia Pasifik khususnya Indonesia karena memiliki tingkat konsumsi pengemulsi makanan yang cukup tinggi. 1.3.2 Target Konsumen Gliserol monostearat (GMS) yag diproduksi akan diaplikasikan pada industri makanan. Gambar I.4 menunjukkan peta persebaran industri yang membutuhkan fatty ester (termasuk GMS). Data pada gambar I.4 dapat dirangkum pada tabel sebagai berikut:
Gambar I. 3.2.1 Peta Sebaran Kebutuhan
Gambar I. 4 Data Persebaran Kebutuhan Fatty Ester Tabel I. 1 Data Persebaran Kebutuhan Fatty Ester Wilayah
Kapasitas (MT/th)
Nama industri
Medan
235.000
PT. Musim Mas
Aceh
50.000
PT.
Nusantara
Bioenergi Riau
250.000
PT.Cillandra Perkasa
200.000
PT.Pelita Agung Agri Industries Bengkalis
250.000
PT. Cemerlang Energi Perkasa
1.300.000
PT. Wilmar Bioenergi
I- 6
Indonesia 615.000
PT.
Musim
Batam,
Mas,
Kepulauan
Riau Banten
60.000
PT.
40.000
Energi PT
Indo
Biofuels
Eternal
Buana
Chemical Industry Jawa Barat
14.000
PT
multikimia
Inti
150.000
Pelangi
100.000
PT Darmex Biofuels PT Sumi Asih Oleo Chem.
Jawa Timur
120.000
PT.Anugerah
80.000
Gemanusa
73.000
PT
1.300.000
Wahanatama PT
Inti
Eterindo
Damai
Sentosa
CO. PT Wilmar Nabati Kalimantan Selatan
160.000
Pt.
Multi
Biofuel
Indonesia (Sumber : Kemenperin, 2014) Berdasarkan analisa pasar global yang telah dijelaskan pada subbab sebelumnya, konsumen yang dituju pada produksi gliserol monostearat (GMS) adalah industri bakery yang ada di Indonesia. Saat ini, PT. Nippon Indosari Corpindo, Tbk merupakan pabrik roti terbesar di Indonesia yang mampu memproduksi 1.820.928 roti per hari dari kelima pabrik yang tersebar di Indonesia, yaitu Cikarang, Pasuruan, Semarang, dan Medan. Jika rata-rata berat bersih satu roti sebesar 100 gram, maka dalam satu hari PT. Nippon Indosari Corpindo, Tbk mampu memproduksi 182.092.800 gram (182.092,8 kg) roti (PT. Nippon Indosari Corpindo Tbk, 2017)
I- 7
I.4 Lokasi Pabrik Pemilihan lokasi suatu pabrik merupakan salah satu masalah pokok yang menunjang keberhasilan suatu pabrik dan akan mempengaruhi kelangsungan dan kemajuan pabrik tersebut. Dari gambar I.5, terlihat rencana pembangunan pabrik gliserol monostearat (GMS) yaitu berlokasi di Dumai, Riau dengan pertimbangan sebagai berikut ini:
Gambar I. 5 Peta Lokasi Pendirian Pabrik Gliserol Monostearat 1.
Ketersediaan bahan baku Bahan baku merupakan faktor utama dalam kelangsungan operasi suatu pabrik. Bahan baku utama gliserol monostearat (GMS) adalah asam stearat dan gliserol. Keduanya diproduksi oleh PT. Wilmar yang terletak di Riau. PT. Wilmar dipilih sebagai penyedia bahan baku utama karena PT. Wilmar merupakan salah satu industri oleokimia terbesar di Indonesia dengan kapasitas 1.300.000 metrik ton per tahun . Selain itu, bahan baku lainnya adalah NaOH yang diproduksi oleh PT. Asahimas Chemical, Banten dan H3PO4 yang diproduksi oleh PT. Brataco Chemical, Pekanbaru. Berdasarkan pertimbangan ketersediaan dan lokasi bahan baku tersebut, maka Kota Dumai, Provinsi Riau dipilih sebagai lokasi pembangunan pabrik, karena lokasi ini dekat dengan bahan baku sehingga dapat mengurangi biaya transportasi.
2.
Utilitas Utilitas suatu pabrik meliputi energi (listrik) dan air. Daerah Dumai yang terletak di provinsi Riau memiliki Kawasan Industri dimana lokasinya dekat dengan laut dan terdapat PDAM, sehingga utilitas tidak sulit didapatkan. Untuk energi sendiri, Dumai
I- 8
merupakan kawasan industri yang cukup besar sehingga energi yang dibutuhkan dapat dipenuhi oleh PLN. 3.
Akses transportasi Fasilitas transportasi berupa angkutan darat, laut dan udara di daerah ini sudah cukup memadai, sehingga pengiriman bahan baku ataupun pemasaran produk dapat berjalan lancar. Selain itu, Kota Dumai memiliki bandar udara Pinang Kampai dan pelabuhan Dumai dimana keduanya sangat berperan dalam kegiatan operasional pabrik. Transportasi bahan baku maupun produk cukup mudah.
4.
Tenaga kerja Kawasan Industri Dumai terletak tidak terlalu jauh dari pusat kota yang memiliki banyak lembaga pendidikan formal maupun nonformal sehingga memiliki potensi tenaga ahli baik dari segi kualitas maupun kuantitas. Dengan didirikannya pabrik ini akan mengurangi tingkat pengangguran baik dari penduduk sekitar ataupun penduduk urban. Selain itu, tenaga ahli juga dapat diambil dari luar daerah mengingat lokasi pabrik yang tidak jauh dari pusat kota sehingga memudahkan akses. Kemudian, UMR di Riau terbilang tidak terlalu tinggi, yaitu Rp2.095.000 dengan rata-rata UMR Indonesia Rp1.997.000 (Badan Pusat Statistik, 2016).
5.
Lingkungan sekitar Pembangunan pabrik direncanakan di daerah khusus kawasan industri, sehingga tidak ada perizinan rumit yang melibatkan masyarakat sekitar. Selain itu, iklim dan cuaca di daerah ini cukup stabil, tidak tampak adanya potensi bencana alam yang serius.
1.5 Prospek Bisnis Surfaktan/ emulsifier merupakan unsur penyetabil yang berperan menyatukan air dan minyak. Surfaktan banyak diaplikasikan di berbagai industri, umumnya pada industri pangan, lubricant, farmasi, skincare, sabun dan detergen. Gambar I.6 menjelaskan analisa pasar yang dilakukan oleh Grand View Research (2017), ditinjau dari macam produk pengemulsi makanan, diprediksikan hingga tahun 2025 monogliserida menempati urutan pertama bahan pengemulsi dengan permintaan tertinggi karena kebutuhan pengemulsi berbasis bahan baku alami sangat dipertimbangkan untuk keuntungan jangka panjang. Hal ini berarti permintaan akan gliserol monostearat sebagai salah satu jenis monogliserida akan terus naik di masa mendatang.
I- 9
Gambar I. 6 Jumlah Pasar Pengemulsi Makanan (Emulsifiers) berdasarkan Produk (Grand View Research, 2017) Selama ini surfaktan masih diimpor, dan jumlah kebutuhan import ini terus bertambah dari tahun ke tahun. Ini karena tidak ada industri dalam negeri yang berusaha investasi di bidang ini. Alasan mereka malas berinvestasi di idustri ini, karena surfaktan hanya menjadi 5-10 persen saja dari suatu produk. Padahal investasi surfaktan sangat menguntungkan yang meski kandungannya sedikit untuk suatu produk tetapi digunakan berbagai industri ( Dr Ir Wuryaningsih di Jakarta, 2009). Pada tahun 2017, harga gliserol monostearat (GMS) berada pada kisaran US $ 1 – 1,2 per kg, sedangkan harga bahan baku utama yang digunakan yaitu asam stearat dan gliserol jauh lebih rendah daripada harga produk yaitu pada kisaran US $ 0,5 – 0,8 per kg. Dalam industri makanan, surfaktan yang sering digunakan yaitu Gliserol Monostearat (GMS), selain Gliserol Monooleat (GMO), yang merupakan turunan dari gliserol (fatty alcohol). Di Indonesia sendiri, besarnya angka konsumsi GMS sebagai surfaktan industri makanan mencapai 797.452 kg/ tahun. Dan kebutuhan tersebut dipenuhi sepenuhnya melalui impor. Sedangkan Indonesia sendiri memproduksi fatty acid (asam stearat) dan gliserol, sebagai bahan baku pembuatan GMS, sehingga memudahakan memperoleh bahan baku apabila akan didirikan pabrik GMS di Indonesia. Untuk itu, pendirian pabrik GMS sebagai surfaktan makanan di industri makanan di Indonesia memiliki prospek yang sangat bagus, dalam memenuhi kebutuhan nasional. I.6 Kapasitas Produksi Penentuan kapasitas produksi suatu pabrik merupakan hal yang mendasar dan sangat penting karena merupakan faktor yang sangat berpengaruh dalam perhitungan teknis dan analisis ekonomi suatu pabrik. Penentuan kapasitas produksi pabrik gliserol monostearat (GMS) ini didasarkan pada produksi roti yang ada di Indonesia. Berikut data produksi roti di Indonesia menurut Badan Pusat Statistik dalam ton per tahun. I- 10
Tabel I. 2 Kapasitas Produksi Tahun ke-
Tahun
Produksi (ton/tahun)
1
2012
166.000
2
2013
384.000
3
2014
705.000
4
2015
1.257.000
Sumber : Badan Pusat Statistik Apabila data-data tersebut direpresentasikan dalam bentuk grafik, maka didapatkan grafik sebagai berikut. 1400000
y = 359400x - 270500 R² = 0,9574
Produksi (ton/tahun)
1200000 1000000 800000 600000 400000 200000 0 0
1
2
3
4
5
Tahun ke-
Grafik I. 1 Produksi Roti di Indonesia Berdasarkan Grafik I.1 di atas, berdasarkan pada data dari table I.2, didapatkan persamaan y = 359.400x – 270.500 dimana x adalah tahun ke, sedangkan y adalah produksi roti di Indonesia dalam ton/tahun. Dari persamaan tersebut, dapat diestimasi jumlah produksi roti di Indonesia pada tahun 2021 (tahun ke-10) sebesar 3.323.500 ton/tahun. Jika diasumsikan untuk memproduksi dua kilogram roti dibutuhkan satu kilogram tepung, sedangkan rata-rata penambahan gliserol monostearat (GMS) pada satu kilogram tepung sebesar 3% kebutuhan tepung (Liberty Chemicals, 2013), maka untuk memproduksi satu kilogram roti dibutuhkan 1,5% gliserol monostearat (GMS). Apabila produksi roti pada tahun 2021 sebesar 3.323.500 ton/tahun, maka kebutuhan gliserol monostearat (GMS) dapat dihitung sebesar : Kebutuhan GMS = 0,015 x Produksi Roti 2021 I- 11
= 0,015 x 3.323.500 ton/tahun = 49.852,5 ton/tahun Berdasarkan perhitungan di atas, ditentukan kapasitas pabrik gliserol monostearat (GMS) sebesar 50.000 ton/tahun. Karena kapasitas pabrik per tahun sebesar 50.000 ton/tahun maka kapasitas per hari dari pabrik gliserol monostearat (GMS) sebesar 151,5 ton/hari dengan 300 hari kerja dalam setahun dan basis 24 jam per hari.
I- 12
BAB II SELEKSI DAN URAIAN PROSES
II.1
Macam Proses Gliserol Monostearat (GMS) dapat diproduksi melalui dua macam proses, yaitu
proses esterifikasi dan transesterifikasi. Dalam pemilihan proses perlu dipertimbangkan beberapa aspek seperti bahan baku, konversi, dan kondisi operasi. Pemilihan proses sangat penting dilakukan untuk memperoleh produk bernilai jual tinggi dengan bahan baku yang murah dan biaya produksi yang rendah. II.1.1 Proses Esterifikasi Pada proses esterifikasi, digunakan bahan baku berupa gliserol dan asam stearat menggunakan katalis asam atau basa. Umumnya digunakan katalis basa seperti natrium, kalium atau kalsium hidroksida. Asam stearat akan teresterifikasi secara sempurna dengan gliserol ketika campuran dipanaskan pada temperatur 230-400oC selama 3-4 jam. Pada temperatur yang lebih rendah, dibutuhkan waktu yang lebih lama. Berdasarkan stoikiometri reaksi, untuk membentuk 1 mol gliserol monostearat dibutuhkan 1 mol gliserol.
Gambar II. 1 Reaksi Esterifikasi Pembentukan Gliserol Monostearat Pada Gambar II.1 yang menjelaskan proses esterifikasi pada proses pembentukan gliserol monostearat. Esterifikasi merupakan reaksi yang tejadi antara asam lemak dengan gugus alkohol yang menghasilkan gugus ester dan air. Pada reaksi esterifikasi yang terjadi untuk membentuk GMS, tidak diperlukan pemisahan di awal karena digunakan asam stearat dengan kemurnian tinggi. Namun, dibutuhkan penetralan katalis menggunakan asam (asam fosfat) di akhir proses.
II- 1
Gliserol
Proses
NaOH
Kondesasi
Proses
Proses
Pencampuran
Esterifikasi
Proses Gliserol
Pemanasan
Proses Evaporasi
H3PO4
Asam Stearat
Gliserol Monostearat
Proses
Proses
Kristalisasi
Pemurnian
Endapan Sodium Fosfat
Gambar II. 2 Blok Diagram Produksi Gliserol Monostearat dengan Proses Esterifikasi Gambar II.2 menunjukkan blok diagram produksi gliserol monostearate dengan proses esterifikasi. Bahan baku berupa asam stearat, gliserol, dan katalis basa berupa natrium hidroksida (NaOH) dicampur dengan perbandingan 1:1:0.07 dalam % massa sebelum diumpankan ke proses esterifikasi. Proses esterifikasi dilakukan pada temperatur 248,9oC dan tekanan 8 atm. Konversi yang dapat dicapai dalam reaksi pembentukan gliserol monostearat sebesar 90 – 95%. Produk yang keluar dari tahapan proses esterifikasi diumpankan ke proses evaporasi untuk menguapkan gliserol yang nantinya akan diumpankan kembali bersama fresh gliserol sebagai recycle gliserol. Produk bawah dari tahapan evaporasi berupa campuran produk dan katalis NaOH. Kemudian fluida dialirkan ke proses pemurnian guna menghilangkan katalis NaOH dengan penambahan H3PO4 85% massa. Proses pemurnian ini menghasilkan endapan Na3PO4. Liquid yang bebas dari katalis selanjutnya memasuki tahap kristalisasi untuk membentuk produk gliserol monostearate berbentuk padatan atau powder. II.1.2 Proses Trans-Esterifikasi Pada proses trans-esterifikasi (gliserolisis), bahan baku yang digunakan berupa trigliserida dan gliserol. Sebelum diumpankan ke dalam reaktor, kandungan asam stearat II- 2
dalam trigliserida perlu dipisahkan terlebih dahulu. Pada proses ini digunakan katalis basa seperti natrium, kalium dan kalsium hidroksida. Semakin tinggi rasio gliserol terhadap trigliserida maka semakin tinggi pula temperatur yang dibutuhkan untuk mencapai reaksi sempurna. Karena dioperasikan pada temperatur tinggi, dapat terjadi reaksi samping yang menghasilkan produk dengan warna yang lebih gelap. Hal ini tidak diharapkan jika produk digunakan dalam industri makanan.
Lemak atau minyak
Gliserol
Gliserol Monostearat
Gambar II. 3 Reaksi Trans-esterifikasi Pembentukan Gliserol Monostearat Gambar II.3 menunjukkan reaksi transesterifikasi yang terjadi. Transesterifikasi merupakan reaksi pembentukan ester dan gliserol dari trigliserin (lemak atau minyak) dengan gugus alkohol. Berdasarkan stoikiometri reaksi, untuk membetuk 3 mol gliserol monostearat hanya dibutuhkan 2 mol gliserol. Di akhir proses, dibutuhkan penetralan katalis oleh asam seperti asam fosfat.
II- 3
Gliserol
Proses
NaOH
Kondesasi
Proses Gliserol
Pemanasan
Proses
Proses
Proses
Pencampura
Transesterifika
Evaporasi
n
si H3PO4
Proses Trigliserid
Pemisahan
a
Gliserol
Proses
Proses
Monostearat
Kristalisasi
Pemurnian
Endapan Sodium Fosfat
Gambar II. 4 Blok Diagram Proses Transesterifikasi Gambar II.4 menunjukkan blok diagram proses transesterifikasi. Bahan baku berupa trigliserida dipisahkan terlebih dahulu kandungan asam lemaknya dalam proses pemisahan. Asam lemak hasil pemisahan diumpankan ke proses pencampuran bersama gliserol dan katalis NaOH. Kemudian fluida diumpankan untuk memasuki tahap evaporasi yang bertujuan menguapkan sisa gliserol yang belum bereaksi sebagai recycle. Kemudian hasil dalam fasa liquid dari proses evaporasi akan menuju proses pemurnian dimana katalis NaOH direaksikan dengan H3PO4 yang membentuk endapan Na3PO4. Hasil pemurnian ini kemudian menuju proses kristalisasi. Produk gliserol monostearat padat disimpan dalam tangki penyimpan. Hasil dari proses pemurnian ini mencapai konversi gliserol monostearat sebesar 90% berat. Jika ditinjau dari bahan baku utama yang digunakan, proses transesterifikasi lebih ekonomis daripada proses esterifikasi karena menggunakan trigliserida sebagai bahan baku utama. Akan tetapi, produk yang dihasilkan dari proses transesterifikasi tidak dapat semurni produk yang diproses secara esterifikasi. Hal ini dikarenakan proses esterifikasi II- 4
menggunakan asam stearat dengan kemurnian tinggi sehingga kualitas produk yang didapatkan jauh lebih tinggi dibandingkan dengan proses transesterifikasi. Tabel II. 1 Perbandingan Macam Proses Produksi Gliserol Monostearat No.
Macam Proses
Parameter
Esterifikasi
Transesterifikasi
Aspek Teknis
1.
Bahan baku
Rasio
2.
-
Gliserol
-
Gliserol
-
Asam stearat
-
Trigliserida
-
NaOH
-
NaOH
bahan
1:1
2:3
90 – 95%
90 – 95%
>90%
Menuju Reaktor (R-110) T = 248,9oC
E-114x
Kondensat Gambar B.7 Preheater (E-114)
Fungsi
: Memanaskan aliran umpan reaktor
Keterangan : Arus
: aliran campuran bahan baku dari Mixing Point 2
Arus < ”>
: aliran campuran bahan baku menuju Reaktor Esterifikasi (R-110)
Arus
: aliran steam
Arus
: aliran kondensat
Heat duty (Q) untuk preheater dapat ditentukan melalui persamaan:
Persamaan neraca energi pada Preheater (E-114) menjadi :
B-13
Tabel B.7 Kondisi Operasi dan Properti Preheater (E-114) Masuk
Keluar
T ( C)
8363 71,14
8363 248,9
P (kPa)
101,3
892,6
∆ ’ (kJ/kg)
-4683
-4141
Parameter Massa (kg) o
Menghitung H5 ∆H5 = massa arus x ∆H5’ ∆H5 = 8363 kg x (-4683)
k kg
∆H5 = -39163929 kJ
Menghitung H5” Diinginkan suhu pada aliran < ”> sebesar 248,9 °C sehingga ∆H5” = massa arus x ∆H5”’ ∆H ” = 836 kg x (-4141)
k kg
∆H ” = -34631183 kJ
Menghitung Qsistem
Qsistem
= -34631183 – (-39163929)
Qsistem
= 4532746 kJ
Q sistem bernilai positif, hal ini menandakan sistem menyerap panas.
B-14
Menghitung Kebutuhan Steam Steam yang digunakan adalah steam saturated dengan spesifikasi sebagai berikut : Tabel B.8 Spesifikasi Steam Preheater (E-114) Masuk
Keluar
T (oC)
300
T (oC)
300
P (kPa)
8581
P (kPa)
8581
Hv (kJ/kg)
2749
Hl (kJ/kg)
1344
Sumber: Appendiks A.2-9 Properties of Saturated Steam and Water (Geankoplis, 1978)
Sehingga untuk menghitung kebutuhan massa steam Q sistem + Q steam = 0 Q sistem = - Q steam
Q steam
= massa steam x (Hl – HV)
-4532746 kJ
= massa steam x (1344 – 2749)
Massa steam
= 3226,15 kg
k kg
Tabel B.9 Neraca Energi Preheater (E-114) Masuk (kJ) ∆H5 Qsistem Total
Keluar (kJ) -39163929 kJ ∆H
”
-34631183 kJ
4532746 kJ -34631183 kJ Total
-34631183 kJ
4. REAKTOR ESTERIFIKASI (R-110)
Aliran Dari Mixing Point 2 T = 248,9oC
R-110
Gambar B.8 Reaktor Esterifikasi (R-110)
B-15
Aliran Menuju E-211 T= 150oC
Fungsi :
Mereaksikan bahan baku gliserol dan asam stearat (dengan impuriti asam palmitat) menjadi gliserol monostearat dan gliserol monopalmitat dengan bantuan katalis NaOH.
Keterangan : Arus < ”>
: aliran campuran bahan baku dari Preheater (E-114)
Arus
: aliran produk hasil reaksi dalam Reaktor Esterifikasi (R-110)
berupa campuran gliserol monostearat, gliserol monopalmitat, bahan baku yang tidak bereaksi (gliserol, asam stearat, NaOH) dan air
Untuk perhitungan neraca energi dengan adanya reaksi dapat diilustrasikan melalui gambar di bawah ini : Product (P1,T1)
Reactant (Po,To)
Gambar B.9 Neraca Energi dengan Reaksi
Langkah untuk menghitung panas reaksi yaitu : 1) Menghitung panas sensibel reaktan dengan membawa reaktan dari kondisi awal (kondisi masuk) menuju kondisi referensi 2) Menghitung panas reaksi pada keadaan standar (25oC) 3) Menghitung panas sensibel produk dengan membawa produk dari kondisi referensi menuju kondisi akhir atau kondisi keluaran reaktor
B-16
Langkah-langkah di atas dapat diringkas dalam persamaan :
Dimana
dapat dicari dengan cara :
Feed masuk reaktor pada suhu 248,9oC dengan tekanan 892,6 kPa. Berikut ini reaksi yang terjadi dalam reaktor R-110 beserta jumlah mol komponen yang bereaksi : 1. Reaksi utama antara gliserol dan asam stearat membentuk gliserol monostearat (GMS) dengan konversi sebesar 93,37% C18H36O2
+
asam stearat
C3H8H3
C21H42O4
gliserol
GMS
+
H2O air
M
18,95
24,51
0
13,71
R
17,69
17,69
17,69
17,69
2. Reaksi samping antara gliserol dengan asam palmitat membentuk gliserol monopalmitat (GMP) dengan konversi sebesar 94,17% C16H32O2
+
asam palmitat
C3H8H3
C19H38O4
gliserol
GMP
+
H2O air
M
1,81
6,82
0
31,40
R
1,71
1,71
1,71
1,71
Tabel B.10 Panas Pembentukan Komponen yang Bereaksi pada Keadaan Standar (25oC) ∆Hf
Komponen
(kJ/kgmol)
C18H36O2
-781100
C16H32O2
-737000
C3H8O3
-585300
H2O
-241800
C21H42O4
-654800
C19H38O4
-603500
B-17
Kondisi masing-masing arus : Tabel B.11 Kondisi Operasi dan Properti Reaktor Esterifikasi (R-110) Masuk
Keluar
T ( C)
8363 248,9
8363 150
P (kPa)
892,6
892,6
Cp (kJ/kg oC)
3,143
2,382
∆ ’ (kJ/kg)
-4141
-3245
Parameter Massa (kg) o
Menghitung ∆HR ∆HR
= massa arus x Cp x ∆T
∆HR
= 8363 kg x 3,143
∆HR
= -5885191,13 kJ
k kg
x (25 – 248,9)oC
Menghitung ∆Hreaksi Reaksi utama
∆Horeaksi = (-654800 + (-241800)) ∆Horeaksi = 469800
k km l
k km l
– (-585300 + (-781100))
k km l
x 17,69 kmol
∆Horeaksi = 8310762 kJ Reaksi samping
∆Horeaksi = (-603500 + (-241800)) ∆Horeaksi = 477000
k km l
k km l
– (-585300 + (-737000))
x 1,71 kmol
∆Horeaksi = 815670 kJ
B-18
k km l
Menghitung ∆HP ∆HP = massa arus x Cp x ∆T ∆HP = 8363 kg x 2,382
k kg
x (150 – 25)oC
∆HP = 2490083,25 kJ
Menghitung Kebutuhan Qsistem
Q = -5885191,13 + (8310762 + 815670) + 2490083,25 Q = 5731324,12 kJ Karena Q bernilai positif maka reaksi yang terjadi adalah reaksi endotermis. Panas masuk ke dalam sistem. Reaksi ini memerlukan pemanas, sehingga memerlukan steam. Menghitung Kebutuhan Steam Steam yang digunakan adalah steam saturated dengan spesifikasi sebagai berikut : Tabel B.12 Spesifikasi Steam Reaktor Esterifikasi (R-110) Masuk
Keluar
T (oC)
300
T (oC)
300
P (kPa)
8581
P (kPa)
8581
Hv (kJ/kg)
2749
Hl (kJ/kg)
1344
Sumber: Appendiks A.2-9 Properties of Saturated Steam and Water (Geankoplis, 1978)
Sehingga untuk menghitung kebutuhan massa steam Q sistem + Q steam = 0 Q sistem = - Q steam
Q steam
= massa steam x (Hl – HV)
-5731324,12 kJ = massa steam x (1344 – 2749) Massa steam
= 4079,23 kg
B-19
k kg
Menghitung H5” ∆H5” = massa arus x ∆H5”’ ∆H ” = 8363 kg x (-4141)
k kg
∆H ” = -34631183 kJ
Menghitung H6 ∆H6 = massa arus x ∆H6’ ∆H6 = 8363 kg x (-3245)
k kg
∆H6 = -27137935 kJ
Menghitung Qsistem
Qsistem
= -27137935– (-34631183)
Qsistem
= 7493248 kJ
Karena Q bernilai positif maka reaksi yang terjadi adalah reaksi endotermis. Panas masuk ke dalam sistem. Reaksi ini memerlukan pemanas, sehingga memerlukan steam. Menghitung Kebutuhan Steam Steam yang digunakan adalah steam saturated dengan spesifikasi sebagai berikut : Tabel B.12 Spesifikasi Steam Reaktor Esterifikasi (R-110) Masuk
Keluar
T (oC)
300
T (oC)
300
P (kPa)
8581
P (kPa)
8581
Hv (kJ/kg)
2749
Hl (kJ/kg)
1344
Sumber: Appendiks A.2-9 Properties of Saturated Steam and Water (Geankoplis, 1978)
Sehingga untuk menghitung kebutuhan massa steam Q sistem + Q steam = 0 Q sistem = - Q steam
B-20
Q steam
= massa steam x (Hl – HV)
-7493248 kJ
= massa steam x (1344 – 2749)
Massa steam
= 5333,27 kg
k kg
Tabel B.13 Neraca Energi Reaktor Esterifikasi (R-110) Masuk (kJ) ∆H
”
Qsistem Total
Keluar (kJ)
-34629940,7 kJ ∆H5
-27137935 kJ
7493248 kJ -27137935 kJ Total
B-21
-27137935 kJ
5. COOLER (E-211) Cooling water T = 30oC
Aliran Dari R-110 T = 150oC
Alir n Menuju V-210 T = 100oC
E-211x
Cooling water return T=45oC Gambar B.10 Cooler (E-211)
Fungsi : Mendinginkan produk keluaran Reaktor (R-110) sebelum masuk ke Evaporator Keterangan : Arus
: Aliran produk keluaran Reaktor Esterifikasi (R-110)
Arus
: Aliran produk keluaran cooler (E-211) menuju Evaporator (V-210)
Arus
: Aliran cooling water masuk
Arus : Aliran cooling water keluar Heat duty(Q) dari Cooler (E-211) dapat ditentukan melalui persamaan:
Persamaan neraca energi pada Cooler (E-211) menjadi :
Tabel B.14 Kondisi Operasi dan Properti Cooler (E-211) Masuk
Keluar
T ( C)
8363 150
8363 100
P (kPa)
892,6
101,3
∆ ’ (kJ/kg)
-3245
-3364
Parameter Massa (kg) o
B-22
Menghitung H6 ∆H6 = massa arus x ∆H6’ ∆H6 = 8363 kg x (-3245)
k kg
∆H6 = -27137935 kJ
Menghitung H6” Diingink n suhu
lir n s
s r 100 °C sehingga
∆H6” = massa arus x ∆H6”’ ∆H6” = 8363 kg x (-3364)
k kg
∆H6” = -28133132 kJ
Menghitung Qsistem Besarnya energi yang harus dihasilkan cooling water untuk mendinginkan produk dari 150oC hingga 100oC dihitung menggunakan persamaan :
Qsistem
= -28133132 – (-27137935)
Qsistem
= -995197 kJ
Q sistem bernilai negatif, hal ini menandakan sistem melepas panas.
Menghitung kebutuhan cooling water Digunakan cooling water dengan spesifikasi sebagai berikut : Tabel B.15 Spesifikasi Cooling Water Cooler (E-211) Masuk
Keluar
T (oC)
30
T (oC)
45
P (kPa)
101,3
P (kPa)
101,3
Hi (kJ/kg)
-15830
Ho (kJ/kg)
B-23
-15770
Sehingga kebutuhan cooling water : Q sistem + Q cooling water = 0 Q sistem = - Q cooling water
Q cooling water
= massa cooling water x (Ho – Hi)
-(-995197) kJ
= massa cooling water x (-15770 – (-15830))
Massa cooling water
= 16586,62 kg
k kg
Tabel B.16 Neraca Energi Cooler (E-211) Masuk (kJ) ∆H6
Keluar (kJ) -27137935 kJ ∆H6”
Qsistem
-28133132 kJ
-995197 kJ
Total
-28133132 kJ Total
-28133132 kJ
6. EVAPORATOR (V-210) Aliran Menuju E-212
Aliran Dari E-211 T=100oC
V-210
Aliran Menuju R-230 Gambar B.11 Evaporator (V-210)
Fungsi : Memisahkan asam stearat, asam palmitat, gliserol, dan air dari campuran produk keluaran reaktor
Keterangan : Arus
: aliran produk masuk ke evaporator
Arus
: aliran vapor keluar evaporator B-24
Arus
: aliran liquid keluar evaporator
Tabel B.17 Kondisi Operasi dan Properti Evaporator (V-210) Masuk
Parameter
Keluar
Massa (kg)
8363
1094
7269
T (oC)
100
272,1
99,78
P (kPa)
101,3
101,3
101,3
∆ ’ (kJ/kg)
-3364
-6189
-2709
Heat duty (Q) dari Evaporator (V-210) dapat ditentukan melalui persamaan:
Persamaan neraca energi pada Evaporator (V-210) menjadi :
Menghitung ΔH6” ∆H6” = massa arus x ∆H6”’ ∆H6” = 8363 kg x (-3364)
k kg
∆H6” = -28133132 kJ Menghitung ΔH7 ∆H7 = massa arus x ∆H7’ ∆H7 = 1094 kg x (-6189)
k kg
∆H7 = -6770766 kJ
Menghitung ΔH8 ∆H8 = massa arus x ∆H8’ ∆H8 = 7269 kg x (-2709)
k kg
∆H8 = -19691721 kJ B-25
Menghitung Q sistem Besarnya energi yang harus dihasilkan steam untuk memisahkan produk dengan pemanasan dari 100oC hingga 272,1oC dihitung menggunakan persamaan :
Qsistem
= (-6770766 + (-19691721)) – (-28133132)
Qsistem
= 1670645 kJ
Q sistem bernilai positif, hal ini menandakan bahwa sistem menyerap panas.
Menghitung kebutuhan steam Steam yang digunakan adalah steam saturated dengan spesifikasi sebagai berikut : Tabel B.18 Spesifikasi Steam Evaporator (V-210) Masuk
Keluar
T (oC)
300
T (oC)
300
P (kPa)
8581
P (kPa)
8581
Hv (kJ/kg)
2749
Hl (kJ/kg)
1344
Sumber: Appendiks A.2-9 Properties of Saturated Steam and Water (Geankoplis, 1978)
Sehingga untuk menghitung kebutuhan massa steam Q sistem + Q steam = 0 Q sistem = - Q steam Q steam
= massa steam x (Hl – HV)
-1670645 kJ
= massa steam x (1344 – 2749)
Massa steam
= 1189,07 kg
k kg
Tabel B.19 Neraca Energi Evaporator (V-210) Masuk (kJ) ∆H6”
Keluar (kJ) -28133132 kJ ∆H7
Qsistem
1670645 kJ ∆H8
Total
-26462487 kJ Total
B-26
-6770766 kJ -19691721 kJ -26462487 kJ
7. KONDENSOR (E-212) Cooling water T = 30oC
Aliran Dari V-210 T = 272,1oC
Alir n Menuju Mixing Point 1 T = 109oC
E-212x
Cooling water return T=45oC Gambar B.12 Kondensor (E-212)
Fungsi : Mengubah fase aliran keluar Evaporator dari uap menjadi liquid untuk di recycle Keterangan : Arus
: Aliran uap keluaran Evaporator (V-210)
Arus
: Aliran liquid keluaran Kondensor (E-212) untuk di recycle
Arus
: Aliran cooling water masuk
Arus : Aliran cooling water keluar Heat duty(Q) dari Kondensor (E-212) dapat ditentukan melalui persamaan:
Persamaan neraca energi pada Kondensor (E-212) menjadi :
B-27
Tabel B.20 Kondisi Operasi dan Properti Kondensor (E-212) Masuk
Keluar
Molar (kgmol)
1094 19,72
1094 19,72
T (oC)
272,1
109
P (kPa)
101,3
101,3
∆ ’ (kJ/kg)
-6189
-7687
Parameter Massa (kg)
Hvap (kJ/kgmol)
83150
Menghitung H7 ∆H7 = massa arus x ∆H7’ ∆H7 = 1094 kg x (-6189)
k kg
∆H7 = -6770766 kJ
Menghitung H7” ∆H7” = massa arus x ∆H7”’ ∆H7” = 1094 kg x (-7687)
k kg
∆H7” = -8409578 kJ
Menghitung Hvap ∆Hvap = kgmol arus x ∆Hvap ∆Hvap = 19,72 kgmol x 83150
k kgm l
∆Hvap = 1639718 kJ
Menghitung Qsistem Besarnya energi yang harus dihasilkan cooling water untuk mendinginkan produk dari 150oC hingga 100oC dihitung menggunakan persamaan :
Qsistem
= -8409578– (-6770766 +1639718) B-28
Qsistem
= -3278530 kJ
Q sistem bernilai negatif, hal ini menandakan sistem melepas panas.
Menghitung kebutuhan cooling water Digunakan cooling water dengan spesifikasi sebagai berikut : Tabel B.21 Spesifikasi Cooling Water Kondensor (E-212) Masuk
Keluar
T (oC)
30
T (oC)
45
P (kPa)
101,3
P (kPa)
101,3
Hi (kJ/kg)
-15830
Ho (kJ/kg)
-15770
Sehingga kebutuhan cooling water : Q sistem + Q cooling water = 0 Q sistem = - Q cooling water
Q cooling water
= massa cooling water x (Ho – Hi)
-(-3278530) kJ
= massa cooling water x (-15770 – (-15830))
Massa cooling water
= 54642,17 kg
k kg
Tabel B.22 Neraca Energi Kondensor (E-212) Masuk (kJ) ∆H7
Keluar (kJ) -6770766 kJ ∆H7”
∆Hvap
1639718 kJ
Qsistem
-3278530 kJ
Total
-8409578 kJ Total
B-29
-8409578kJ
-8409578 kJ
8. NEUTRALIZER (R-220) Aliran Dari F-222 T = 94,81oC
Aliran Dari V-210 T = 99,78oC
R-220
Aliran Menuju X-230 T = 97,92oC
Gambar B.13 Neutralizer (R-220)
Fungsi : Menetralkan produk dengan mereaksikan NaOH dengan H3PO4 membentuk Na3PO4. Keterangan : Arus
: Aliran produk liquid keluaran Evaporator (V-210)
Arus
: Aliran masuk asam fosfat 85%
Arus
: Aliran produk keluaran Neutralizer
Untuk perhitungan neraca energi dengan adanya reaksi dapat digambarkan melalui gambar di bawah ini : Product (P1,T1)
Reactant (Po,To)
Gambar B.14 Neraca Energi dengan Reaksi Langkah untuk menghitung panas reaksi yaitu : 1) Menghitung panas sensibel reaktan dengan membawa reaktan dari kondisi awal (kondisi masuk) menuju kondisi referensi B-30
2) Menghitung panas reaksi pada keadaan standar (25oC) 3) Menghitung panas sensibel produk dengan membawa produk dari kondisi referensi menuju kondisi akhir atau kondisi keluaran reaktor
Langkah-langkah di atas dapat diringkas dalam persamaan :
Dimana
dapat dicari dengan cara :
Feed masuk neutralizer pada suhu 99,78oC dengan tekanan 101,3 kPa, sedangkan asam fosfat masuk pada suhu 94,81 oC dengan tekanan 101,3 kPa. Konversi reaksi sebesar 100% dengan NaOH sebagai reaktan pembatas. Berikut ini reaksi yang terjadi dalam neutralizer R-220 beserta jumlah mol komponen yang bereaksi : Reaksi antara caustic soda dan asam fosfat 3 NaOH
+
H3PO4
Na3PO4
+
3 H2O
M
0,07
0,02
0
19,89
R
0,07
0,02
0,02
0,07
Tabel B.23 Panas Pembentukan Komponen yang Bereaksi pada Keadaan Standar (25oC) ∆Hf
Komponen H2O
-241800
NaOH
-469415
H3PO4
-178900
Na3PO4
-299400
B-31
Kondisi masing-masing arus : Tabel B.24 Kondisi Operasi dan Properti Neutralizer (R-220) Masuk
Parameter
Keluar
T ( C)
7269 99,78
2,71 94,81
7271,99 ?
P (kPa)
101,3
101,3
101,3
Cp (kJ/kg oC)
2,060
1,211
2,176
∆ ’ (kJ/kg)
-2709
-4207
?
Massa (kg) o
Menghitung ∆HR M nghitung ∆
R8
∆HR8 = massa arus x Cp x ∆T ∆HR8 = 7269 kg x 2,060
k kg
x (25 – 99,78)oC
∆HR8 = -1119766,19 kJ
M nghitung ∆
R9
∆HR9 = massa arus x Cp x ∆T ∆HR9 = 2,71 kg x 1,211
k kg
x (25 – 94,81)oC
∆HR9 = -229,10 kJ
Menghitung ∆Hreaksi
∆Horeaksi = (-299400+ 3(-241800)) ∆Horeaksi = 562345
k km l
k km l
x 0,02 kmol
∆Horeaksi = 11246,9 kJ
B-32
– (3(-469415)+(-178900))
k km l
Menghitung Suhu Aliran Keluar
0 = (-1119766,19 + (-229,10)) + 11246,9 + = -1108748,39 kJ
∆HP = massa arus x Cp x ∆T -1108748,39 = 7271,99 kg x 2,176
k
x (T – 25)oC
kg
T = -45,07 oC
Menghitung H8 ∆H8 = massa arus x ∆H8’ ∆H8 = 7269 kg x (-2709)
k kg
∆H = -19691721 kJ
Menghitung H9 ∆H9 = massa arus x ∆H9’ ∆H9 = 2,71 kg x (-4207)
k kg
∆H9 = -11400,97 kJ
Menghitung suhu keluar aliran Total H masuk = H8 + H9 = -19691721 + (-11400,97) = -19703121,97 kJ
H masuk = H keluar H keluar = -19703121,97 kJ Suhu aliran keluar dihitung melalui total H keluar dengan persamaan : B-33
H keluar = H10 = massa arus x Dari perhitungan HYSYS 9.0, didapatkan temperatur keluar aliran sebesar 97,92oC dan mass enthalpy sebesar -2709 kJ/kg.
Tabel B.25 Neraca Energi Neutralizer (R-220) Masuk (kJ)
Keluar (kJ)
∆H8
-19691721 kJ ∆H10
∆H9
-11400,97 kJ
Total
-19703121,97 kJ
-19703121,97 kJ Total
-19703121,97 kJ
9. CRYSTALLIZER (X-230) Cooling water T = 30oC
Aliran Dari R-220 T = 97,92oC
X-230x
Aliran Menuju H-241 T = 58oC
Cooling water return T=45oC Gambar B.15 Crystallizer (X-230) Fungsi : Membentuk kristal gliserol monostearat dan monopalmitat dengan cara menurunkan suhu. Keterangan : Arus
: Aliran produk keluaran Neutralizer (R-220)
Arus
: Aliran produk keluaran Crystallizer (X-230)
Arus
: Aliran cooling water masuk
Arus : Aliran cooling water keluar Heat duty (Q) dari Crystallizer (X-230) dapat ditentukan melalui persamaan:
Persamaan neraca energi pada Crystallizer (X-230) menjadi :
B-34
Tabel B.26 Kondisi Operasi dan Properti Crystallizer (X-230) Masuk
Keluar
T ( C)
7271,99 97,92
7271,99 58
P (kPa)
101,3
101,3
Cp (kJ/kg oC)
2,176
2,176
Parameter Massa (kg) o
Menghitung H10 ∆H10 = massa arus x Cp x ∆T ∆H10 = 7271,99 kg x 2,176
k kg
x (97,92 – 25)oC
∆H10 = 1153875,16 kJ
Menghitung H11 ∆H11 = massa arus x Cp x ∆T ∆H11 = 7271,99 kg x 2,176
k kg
x (40 – 25)oC
∆H11 = 237357,7536 kJ
Menghitung Qsistem Besarnya energi yang harus dihasilkan cooling water untuk mendinginkan produk dari 97,92oC hingga 58oC dihitung menggunakan persamaan :
Qsistem
= 237357,7536 – (1153875,16)
Qsistem
= -916517,4064 kJ
Q sistem bernilai negatif, hal ini menandakan sistem melepas panas.
B-35
Menghitung kebutuhan cooling water Digunakan cooling water dengan spesifikasi sebagai berikut : Tabel B.27 Spesifikasi Cooling Water Crystallizer (X-230) Masuk
Keluar
T (oC)
30
T (oC)
45
P (kPa)
101,3
P (kPa)
101,3
Hi (kJ/kg)
-15830
Ho (kJ/kg)
-15770
Sehingga kebutuhan cooling water : Q sistem + Q cooling water = 0 Q sistem = - Q cooling water
Q cooling water
= massa cooling water x (Ho – Hi)
-(-916517,4064) kJ
= massa cooling water x (-15770 – (-15830))
Massa cooling water
= 15275.29 kg
k kg
Tabel B.28 Neraca Energi Crystallizer (X-230) Masuk (kJ) ∆H10
Keluar (kJ) 1153875,16 kJ ∆H11
Qsistem
-916517,4064 kJ
Total
237357,7536 kJ Total
B-36
237357,7536 kJ
237357,7536 kJ
APPENDIKS C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN C.1 STORAGE TANK GLISEROL (F-111A) Fungsi : Menampung bahan baku gliserol dan aliran Bentuk : Silinder dengan tutup atas berbentuk standard dished head, tutup bawah conical Bahan Kontruksi: Carbon Steel, SA 240 Grade M Sistim operasi : Kontinyu Jumlah : 1 buah Rate Aliran Masuk = r reff air (25 °C) =
1792,00 997,05
kg/jam kg/m3
Komponen
Massa
Gliserol Air Total
1786,62 5,38 1792,00
Vol. larutan m campuran
= =
ρ campuran
Fraksi Massa 1,00 0,00 1,00
r (m3/kg)
volume (m3)
1261,00 998,00 1260,21
1,42 0,01 1,42
3 1,42 m /jam 65,28 cp = 235,01 kg/m.jam 3 1260,21 kg/m
= = 1,42 m3/mixing cycle time Vol. larutan Banyak tangki = 1 buah 3 VL = 1,42 m V larutan (VL) = 0,75 Volume total Volume tangki = 1,42 0,75 =
1,90
m3
Menentukan Dimensi Tangki Tangki berupa silinder tegak dengan tutup atas dan bawah standart dished head Dimensi tinggi silinder / diameter bejana (Ls / Di) = 1,50 2 Vol. silinder (Vs)= 1 π x Di x Ls 4 2 = 1 π x Di x 1,5Di 4 3 = 0,25 x 1.5 x 3,14 x Di 3 = 1,18 x Di 3
Vol. t.atas (Vdish) = 0,08 x Di Volume total = Volume silinder (Vs) + Volume dished head (Vdish) + Volume tutup bawah (conical)
1,90
m
3
=
1,18
x Di +
3
=
1,34
x Di3
= =
1,42 1,12
m =
1,90 m Di3 Di
tinggi silinder (Ls) = = = VL dlm silinder = = = =
1,50 1,50 1,69 VL 1,42 1,42 1,30
3
3,14 x Di3 + x Di 24 tan α 3
0,08
44,23 in
x Di x 1,12 m = 66,34 in Vdish - 0,08 x Di3 - 0,12 m3
Tinggi larutan dalam silinder (LL=) Volume larutan dalam silinder (VL ) 2
=
1,31
π/4 x Di m = 51,75 in
Menentukan Tekanan Desain (Pd) Tekanan operasi tangki sama dengan tekanan atmosfir ditambah dengan tekanan parsial bahan P Operasi = 101,33 kPa = 14,70 psi P hidrostatic = ρ bahan x g x LL = 1260,21 x 9,80 x 1,31 2 = 16234,49 N/m = 2,36 psig P Total = P hidrostatic + P Operasi = 2,36 + 14,70 = 17,06 psig Pdesain 10% lebih besar dibanding Ptotal (Coulson, 1983 : 10) Pdesain = 1,10 x P Total = 1,10 x 17,06 = 18,16 psi Menentukan Ketebalan Silinder Dipergunakan bahan yang terbuat dariCarbon Steel, SA 240 Grade M dengan spesifikasi : Carbon Steel, SA 240 Grade M f = 18750,00 psi (Appendiks D, Brownell & Young hal : 342) E = 0,80 (Tabel 2.1, Kusnarjo, hal 14) C = 0,13 in (Timmerhaus, 1981 : 542) Pd x Di (Brownell,1959 : 254) + C 2 x (f E - 0,6 Pd) dimana : ts = Tebal minimum silinder, in ts =
Pd f Di E C ts = = = = = OD = OD = OD = = =
= = = = =
Tekanan Design, psi Allowable stress maksimum, psi Diameter dalam silinder, in Effisiensi sambungan las Tebal korosi, in
Pd x Di + C 2 x (f E - 0,6 Pd) 0,03 in + 0,13 in 0,15 in 0,19 in (standarisasi) 0,00 meter ID + 2 t silinder 44,23 in + # x 0,19 44,60 in 48,00 in (standarisasi) 1,22 meter
(Brownell,Table 5.7,p 90)
in (Brownell,Table 5.7,p 91)
Menentukan Dimensi Tutup Atas (dished head ) OD = 48,00 in rc = 30,00 in icr = 2,00 in
(Brownell, Tabel 5.7,p 91) (Brownell,Table 5.7,p 91)
OD OA
b
icr
A
B
sf
t
ID a
r
C Gambar 2. Dimensi dari dished head
t head t head t head
= 0,885 x Pd x rc + C 2 (f.E - 0,1Pd) = 0,02 in + 0,13 in
t head
= 0,14 in = 3/16 in (standarisasi)
t head
=
Tinggi total LT Lh b
0,005 = = = =
m
Tinggi tutup + Tinggi silinder Lh Ls + b + sf + th r - (BC2 - AB2)0,5
untuk Do= 48,00 in th = 3/16 in
(Brownell,Pers13.12,p258)
(Brownell,Table 5.7,p 90)
= 31/2 in (Kusnarjo)
sf BC AB
= r - icr = = (Di/2 - icr) =
b
= =
30,00 10,52 in
28,00 in 20,11 in 19,48
Lh
= b + sf + th = 10,52 + 31/2 + 3/16 = 14,33 in = 0,36 m
LT
Lh = + Ls = 14,33 in + 66,34 in = 80,67 in = 2,05 m
Menentukan Dimensi Tutup Bawah (conical ) Pd x Di + C 2 cos α x (f E - 0,6 Pd) 18,17 x 1,1208 = + 0,06 2 cos 60 x (18750 x 0,8 - 0,6 x 18,17) = 0,06 in = 0,19 in (standarisasi)
thead =
Di 2 tan α 1,12 = 2 tan 60 = 0,32 in
hconical =
Perhitungan tinggi liquid dalam tangki (LLtotal) LLtotal = LL - (b + sf + hconical) = 80,67 - 10,52 + 2,00 + 0,32 = 67,83 in = 1,72 m
SPESIFIKASI ALAT : Fungsi : Menampung bahan baku gliserol dan aliran Bentuk : Silinder dengan tutup atas berbentuk standard dished head, tutup bawah berbentuk conical 120o Pengelasan : Double welded butt joint Bahan : Carbon Steel, SA 240 Grade M
Jumlah : # buah Pdesign : 18,16 psig Diameter dalam tangkiDi : Diameter luar tangki Do : Tinggi liq dlm silinderLL : Tinggi liq dlm tangkiLLtotal : Tinggi silinder Ls : Lha Tinggi tutup atas : Tinggi tutup bawah Lhb : Tinggi tangki Tebal silinder Tebal tutup atas
LT ts tha
: : :
Tebal tutup bawah
thb
:
44,23 in = 1,12 m 48,00 in = 1,22 m 51,75 in = 1,31 m 67,83 in = 1,72 m 66,34 in = 1,69 m 14,33 in = 0,36 m 14,33 in = 0,36 m 80,67 in = 2,05 m 0,19 in = 0,00 m 3/16 in = 0,00 m 0,19 in = 0,00 m
C.2 NaOH STORAGE TANK (F-113) Fungsi : Menampung bahan baku natrium hidroksida Bentuk : Silinder dengan tutup atas standard dished head dan tutup bawah berbentuk conical 120o Bahan Kontruksi: Stainless Steel Type 304 Sistim operasi : Continu Jumlah : 1 buah Rate Aliran Masuk = 5,87 kg/jam r reff air (25 °C) = #### kg/m3 Komponen
Massa
NaOH H2O Total
2,82
m3/jam cp = 4,51 kg/m.jam 3 1124,24 kg/m 1 buah 0,75 Volume tangki 0,01 0,75
Vol. larutan m campuran
= 0,01 = 1,25
ρ campuran Banyak tangki V larutan (VL) Volume tangki
= = = = =
3,05 5,87
Fraksi r (m3/kg) volume (m3) Massa 0,48 1261,00 0,00 0,52 0,00 998,00 1,00 1124,24 0,01
0,01
m3
Menentukan Dimensi Tangki
Tangki berupa silinder tegak dengan tutup atas dan bawah standart dished head Dimensi tinggi silinder / diameter bejana (Ls /=Di)1,50 2 Vol. silinder (Vs) = 1 π x Di x Ls 4 2 = 1 π x Di x 1,5Di 4 3 = 0,25 x 1.5 x 3,14 x Di 3 = 1,18 x Di Vol. t.atas (Vdish) = Vol. t.bawah (Vcon) =
0,09 x Di π x Di3 24tg 0.5 α
3
π x Di3 24 tg 0.5 (120) x Di3 = 0,08 = Volume silinder (Vs) + Volume dished head + Volume conical 3 3 = 1,18 x Di + 0,09 x Di + 0,08 x Di3 3 = 1,34 x Di =
Volume total 3 0,01 m 0,01 m Di3 Di
3
= =
0,01 0,17
m =
Tinggi silinder (Ls) = 1,50 = 1,50 = 0,26 VL VL dlm silinder = = 0,01 = =
0,01 0,00
6,85
in
x Di x 0,17 m = 10,28 in - Vcon - π x Di3 24tg 0.5 α 0,00 3 m
larutan dalam silinder (VL ) Tinggi larutan dalam silinder (L = LVolume ) = =
π/4 x Di2 0,20 m 7,78 in
Menentukan Tekanan Desain (Pd) Tekanan operasi tangki sama dengan tekanan atmosfir ditambah dengan tekanan parsial bahan P Operasi = 101,30 kPa = 14,70 psi P hidrostatic = ρ bahan x g x LL = 1124,24 x 9,80 x 0,20 N/m2 = 0,32 psig = 2177,56 P Total = P hidrostatic + P Operasi
= 0,32 + 14,70 = 15,02 psig Pdesain 10% lebih besar dibanding Ptotal (Coulson, 1983 : 10) Pdesain = 1,10 x P Total = 1,10 x 15,02 = 16,52 psi Menentukan Ketebalan Silinder Dipergunakan bahan yang terbuat dari Stainless Steel Type 304 dengan spesifikasi : Stainless Steel Type 304 f = 18750,00 psi (Appendiks D, Brownell & Young hal : 342) E = 0,80 (Tabel 2.1, Kusnarjo, hal 14) C = 0,13 in (Timmerhaus, 1981 : 542) Pd x Di (Brownell,1959 : 254) + C 2 x (f E +0.4 Pd) dimana : ts = Tebal minimum silinder, in Pd = Tekanan Design, psi f = Allowable stress maksimum, psi Di = Diameter dalam silinder, in E = Effisiensi sambungan las C = Tebal korosi, in ts =
ts = = = = = OD = OD = OD = = =
Pd x Di + C 2 x (f E - 0.4 Pd) 0,00 in + 0,13 in 0,13 in 0,19 in (standarisasi) 0,00 meter ID + 2 t silinder 6,85 in + # x 0,19 7,23 in 12,00 in (standarisasi) 0,30 meter
(Brownell,Table 5.7,p 90)
in (Brownell,Table 5.7,p 91)
Menentukan Dimensi Tutup (dished head) OD = 12,00 in rc = 12,00 in (Brownell, Tabel 5.7,p 91) icr = 0,75 in (Brownell,Table 5.7,p 91)
tha tha
= 0,885 x Pd x rc f.E - 0,1Pd = 0,01 in
tha
=
0,19
tha
=
0,00
ha
= 0.169 x Do = 2,03 in 0,05 m
ha
(Brownell,Pers13.12,p258)
in (standarisasi)
(Brownell,Table 5.7,p 90)
Menentukan Dimensi Tutup Bawah (Conical 120o) thb Pd = 2cos0.5 α (fE -0.6 Pd) thb = 0,00 in thb = 0,19 in (standarisasi) thb = 0,00 m hh Do = 2tan 0.5 α = 3,46 in = 0,09 m + Tinggi silinder Tinggi total = Tinggi tutup atas + tinggi tutup bawah LT = 0,40 m = 15,77 in Tinggi Liquid di tangki= Tinggi tutup bawah + tinggi liquid di silinder LLtotal = 0,09 m + 0,20 m LLtotal = 0,29 m LLtotal = 11,25 in
Mendesain coil pemanas Coil yang digunakan 1/2 in turns Suhu steam T1 = T2 = Suhu liquid
t1 = t2 =
o
C = o 300,00 C = o C = 30 300,00
79
o
C =
(Kern, 1983, p. 723) 572,00
o
572,00
o
86,00
o
174,20
o
F F F F
Dari data neraca panas diperoleh data Wsteam = 385,09 kg/jam = Q = 541056,10 kJ/jam = ΔT LMTD = (T1-t2) - (T2-t1) ln (T1-t2) (T2-t1) ΔT LMTD = -88,20 = ln 397,80 486,00 = 440,43 oF
848,98 lb/jam 512380,12 Btu/jam
-88,20 -0,20
Tc = 1/2 (T1+T2) o = 572,00 F tc = 1/2 (t1+t2) =
130,10
o
F
Menghitung ukuran coil Volumetricsteam = Wsteam ρsteam = 385,09 kg/jam 7,13 kg/m3 = 54,00 m3/jam = 0,90 m3/menit = 0,54 ft3/s Dari Peter and Timmerhaus menentukan diameter optimum (untuk aliran turbulen) 0.45 0.13 di = 3.9*Q ρ di = 2,65 in = 0,22 ft digunakan pipa dengan diameter ID
=
a'' =
OD = 3,50 in Data yang dibutuhkan : k =
0,10
2
0,07 ft /ft 2 a' = 0,05 ft 3 in sch 40 (Geankoplis, App A-5-1)
3,07 in
Btu/ (hr)(ft2)(oF/ft)
o cp = 0,48 Btu/ (lb)( F) Menghitung hi dan hio Bagian bejana (Larutan Asam Stearat) 1. Nre = D x v x ρ μ = 107,68 2. jH = 6,00 (Fig. 28, Kern) 1/3 0.14 ho = jH (k/D)(cp μ/k) (μ/μw) (k/D) = 0,39
(cp μ/k) (μ/μw) ho =
1/3
0.14
15,03
=
6,43
= 1,00 Btu/(hr)(ft2)(oF)
Coil (steam) 3. untuk steam (Kern, hal 723), hio
=
2o 1500,00 btu/j ft F
Uc = ho x hio = ho + hio Rd = hd =
0,01 1,00 Rd
Ud = Uc x hd Uc + hd A =
Btu/(hr)(ft2)(oF)
2 o
(hr)(ft )( F)/Btu = 200,00 =
Q Ud x LMTD
External surface
14,88
13,85 = =
Per turns = π x 0,8 x L Turns = A per turn
(Kern, p. 719)
Btu/(hr)(ft2)(oF)
83,99
ft2
2 0,92 ft /ft
= =
2,31 ft 36,43
2
SPESIFIKASI ALAT : Kode : ASME Fungsi : Menampung bahan baku natrium hidroksida Bentuk : Silinder dengan tutup atas standard dished head dan tutup bawah berbentuk conical 120o Pengelasan : Double welded butt joint Bahan : Stainless Steel Type 304 Jumlah : : 1 buah Pdesign : 16,19 psig Diameter dalam tangki Di : 6,85 in = 0,17 m Diameter luar tangki Do : 12,00 in = 0,30 m Tinggi liq dlm silinder LL : 7,78 in = 0,20 m Tinggi liq dlm tangki LLtotal: 11,25 in = 0,29 m Tinggi silinder Ls : 10,28 in = 0,26 m Tinggi tutup atas Lha : 2,03 in = 0,05 m Tinggi tutup bawah Lhb : 3,46 in = 0,09 m Tinggi tangki LT : 15,77 in = 0,40 m Tebal silinder ts : 0,19 in = 0,005 m Tebal tutup atas tha : 0,19 in = 0,005 m Tebal tutup bawah thb : 0,19 in = 0,005 m Turns Koil : 36,00 Coil : Jumlah lilitan Coil : 36,43 buah Jarak setiap lingkaran coil : 0,50 in Kebutuhan steam : 385,09 kg/jam Diameter Coil : 3,00 in
C.3 ASAM STEARAT STORAGE TANK (F-112) Fungsi : Menampung bahan baku asam lemak Bentuk : Silinder dengan tutup atas standard dished head dan tutup bawah berbentuk conical 120o Bahan Kontruksi: Carbon Steel, SA-240, grade M Sistim operasi : Continu Jumlah : 1 buah Rate Aliran Masuk = #### kg/jam r reff air (25 °C) = #### kg/m3 Komponen
Massa
Asam stearat Asam palmitat Total
5033,32 437,68 5471,00
Vol. larutan m campuran
= =
ρ campuran Banyak tangki V larutan (VL) Volume tangki
= = = =
Fraksi r (m3/kg)volume (m3) Massa 0,92 5,71 881,70 0,08 0,50 881,60 1,00 881,69 6,21
3 6,21 m /jam 10,58 cp = 38,09 kg/m.jam 3 881,69 kg/m 1,0 buah 0,75 Volume tangki 6,21 0,75
= 8,27
m3
Menentukan Dimensi Tangki Tangki berupa silinder tegak dengan tutup atas dan bawah standart dished head Dimensi tinggi silinder / diameter bejana (Ls / Di) = 1,50 2 Vol. silinder (Vs) = 1 π x Di x Ls 4 2 = 1 π x Di x 1,5Di 4 3 = 0,25 x 1.5 x 3,14 x Di 3 = 1,18 x Di
Volume total
3
0,08 x Di π x Di3 24tg 0.5 α = π x Di3 24 tg 0.5 (120) = 0,08 x Di3 = Volume silinder (Vs) + Volume dished head + Volume conical
Vol. t.atas (Vdish) = Vol. t.bawah (Vcon) =
8,27
m3
8,27 m Di3 Di
3
3 = 1,18 x Di + 3 = 1,67 x Di
= =
4,95 1,70
m =
Tinggi silinder (Ls) = 1,50 = 1,50 = 2,56 VL VL dlm silinder = =
6,21
= =
6,21 5,83
0,08
x Di3 + 0,41 x Di3
67,10 in
x Di x 1,70 m = 100,65 in - Vcon - π x Di3 24tg 0.5 α - 0,37 m3
Volume larutan dalam silinder (VL ) Tinggi larutan dalam silinder = (LL) π/4 x Di2 = 2,56 m = 100,67 in Menentukan Tekanan Desain (Pd) Tekanan operasi tangki sama dengan tekanan atmosfir ditambah dengan tekanan parsial bahan P Operasi = 101,33 kPa = 14,70 psi P hidrostatic = ρ bahan x g x LL = 881,69 x 9,80 x 2,56 2 = 22094,50 N/m = 3,21 psig P Total = P hidrostatic + P Operasi = 3,21 + 14,70 = 17,91 psig Pdesain 10% lebih besar dibanding Ptotal (Coulson, 1983 : 10) Pdesain = 1,10 x P Total = 1,10 x 17,91 = 19,01 psi Menentukan Ketebalan Silinder Dipergunakan bahan yang terbuat dari Carbon Steel, SA-240, grade M dengan spesifikasi : Carbon Steel, SA-240, grade M f = 18750,00 psi (Appendiks D, Brownell & Young hal : 342) E = 0,80 (Tabel 2.1, Kusnarjo, hal 14) C = 0,13 in (Timmerhaus, 1981 : 542) Pd x Di (Brownell,1959 : 254) + C 2 x (f E +0.4 Pd) dimana : ts = Tebal minimum silinder, in ts =
Pd f Di E C ts = = = = = OD OD OD
= = = = =
Tekanan Design, psi Allowable stress maksimum, psi Diameter dalam silinder, in Effisiensi sambungan las Tebal korosi, in
Pd x Di + C 2 x (f E - 0.4 Pd) 0,04 in + 0,13 in 0,17 in 0,19 in (standarisasi) 0,00 meter = ID + 2 t silinder = 67,10 in + 2,00 x 0,19 = 67,48 in = 72,00 in (standarisasi) = 1,83 meter
(Brownell,Table 5.7,p 90)
in (Brownell,Table 5.7,p 91)
Menentukan Dimensi Tutup (dished head) OD = 72,00 in rc = 72,00 in (Brownell, Tabel 5.7,p 91) icr = 4,38 in (Brownell,Table 5.7,p 91) OD OA
b
icr
A
B
sf
t
ID a
r
C Gambar 2. Dimensi dari dished head
tha tha
= 0,885 x Pd x rc f.E - 0,1Pd = 0,08 in
tha
=
0,19
in (standarisasi)
tha
=
0,00
m
ha
= 0.169 x Do = 12,17 in 0,37 m
ha
(Brownell,Pers13.12,p258)
(Brownell,Table 5.7,p 90)
Menentukan Dimensi Tutup Bawah (Conical 120o) thb Pd = 2cos0.5 α (fE -0.6 Pd) thb = 0,00 in
thb
=
0,19
in (standarisasi)
thb
=
0,00
in
hh
=
Do 2tan 0.5 α = 20,78 in = 0,53 m + bawah Tinggi total = Tinggi tutup atas + tinggi tutup Tinggi silinder LT = 3,45 m = 135,81 in Tingi Liquid di tangki = Tinggi tutup bawah + tinggi liquid di silinder LLtotal = 0,53 m + 2,56 m LLtotal = 3,08 m LLtotal
=
121,46 in
SPESIFIKASI ALAT : Kode : ASME Fungsi : Menampung bahan baku asam lemak Bentuk : Silinder dengan tutup atas standard dished head dan tutup bawah berbentuk conical 120o Pengelasan : Double welded butt joint Bahan : Carbon Steel, SA-240, grade S Jumlah : : 1 buah Pdesign : 19,01 psig 1,70 m Diameter dalam tangkiDi : 67,10 in = 1,83 m Diameter luar tangki Do : 72,00 in = 2,56 in = 0,06 m Tinggi liq dlm silinderLL : 3,08 m Tinggi liq dlm tangkiLLtotal : 121,46 in = Ls 2,56 in = 0,06 m Tinggi silinder : Tinggi tutup atas
Lha
:
Tinggi tutup bawah
Lhb
:
Tinggi tangki Tebal silinder Tebal tutup atas
LT ts tha
: : :
Tebal tutup bawah
thb
:
C.4
12,17 in = 20,78 in = 135,81 in = 0,19 in = 0,19 in = 0,19 in =
PREHEATER (E-114) 1. Heat Balance Aliran bahan dingin,
W
Aliran bahan panas,
Q
= = =
0,31
m
0,53
m
3,45 0,00 0,00
m m m
0,00
m
8363,00 18437,24 4532746,00
kg/jam lb/jam kJ/jam
W 2. LMTD T1 = 300,00 °C
=
572,00 °F
T2 =
300,00 °C
=
572,00 °F
t1 =
71,14 °C
=
160,05 °F
t2 =
248,90 °C
=
480,02 °F
( 572,00 LMTD
=
LMTD
=
R =
T1
ln 213,41 -
= = =
4296136,66 3226,15 7112,43
Btu/jam kg/jam lb/jam
480,02 ) - ( 572,00 ( 572,00 - 480,02 ) ( 572,00 - 160,05 )
160,05 )
°F
T2
t2 - t 1 R = 0,00 = 0,00 319,97
S =
t2
-
t1
T1 - t1 S = 319,97 = 0,78 411,95
Dari Fig. 18 Kern didapatkan FT = 1 , maka ∆T = LMTD 213,41 °F ΔT = Penentuan number of shell passes berdasarkan temperatur ratio = ( T1 - T2 ) + ( t2 - t1 ) ( T1 - t1 ) = 319,97 411,95 = 0,78 Berdasarkan Rules of Thumb in Engineering Practice by Donald R. Woods, untuk ratio 0,8 - 1,1 number of shell passes adalah 1 atau 2 sehingga dipilih 1. 3. Menentukan koefisien perpindahan panas keseluruhan 2 o UD = 50,00 Btu / (jam)(ft )( F) (Kern Tabel 8) 4. Memilih ukuran tube Dari Tabel 10 hal 843 Kern, dipilih pipa dengan kriteria : OD = 1,00 in BWG = 14,00 (McKetta volume 50 page 85) L = 12,00 ft ID = 0,83 in 2 a" = 0,26 ft /ft 2 at' = 0,55 in
5. Menghitung luas perpindahan panas (A) Q 4296136,66 A = = = 402,62 213,41 UD.ΔT 50,00 x # Menghitung jumlah pipa dan diameter shell A 402,62 Nt = = = 128,16 L.a" 12,00 x 0,26
ft2
Dari tabel 9 hal 841-842 Kern dipilih heat exchanger dengan ketentuan : Shell ID B Pass
: : :
17,25 8,63 in 1,00
Tube No. of Tube OD, BWG Pitch Pass
in
: : : :
131,00 1,00 in 14 BWG 1,25 in triangular 2,00
7. Mengkoreksi harga UD Menghitung harga A terkoreksi A terkoreksi = Nt x L x a" 2 411,55 ft
=
Menghitung harga UD koreksi UD koreksi
= =
Q x Δtmean
Aterkoreksi
2 o
48,92 Btu / (jam)(ft )( F)
8. Perhitungan Tc dan tc Campuran bahan baku yang masuk preheater memiliki viskositas yang cukup besar, sehingga perhitungan nilai Tc dan tc bergantung pada nilai dari oAPI zat
Properties Cold Fluid ρ s.g = ρ ref o
API
=
=
141,50 s.g
Caloric temperature ∆tc = 411,95 °F ∆th = 91,98 °F
870,00 = 1000,00 -
131,50 =
0,87
31,14
∆tc = 4,48 ∆th Dari Fig. 17 Kern didapatkan Kc = 0,70 Fc = 0,58 Tc
= T2 = t1
tc
+ Fc ( + Fc (
T1 t2
- T2 - t1
Cold fluid (shell ) : Campuran asam stearat, gliserol, NaOH 12. Flow area Menghitung C' C' = PT - OD = 1,25 1,00 = 0,25
) =
572,00 °F
) =
344,03 °F Hot fluid (tube ) : steam
12. at =
Flow area Nt x at'
144 n 131,00 x = 144,00 x =
as
=
= 13.
8,63
Mass velocity Gs = W
= = 14.
# ft2
ID
=
x C' x B 144 PT 17,25 x 0,25 x 144,00 x 1,25 ft2 0,21
0,25
0,55
Pada ta
13.
as 18437,24 0,21 2 89223,68 lb/jam.ft
= = =
344,03 °F 173,35 °C 446,35 K
Mass velocity Gt = w
= = 14.Pada Ta
at 7112,43 0,25 2 28638,27 lb/jam.ft
= = =
572,00 °F 300,00 °C 573,00 K
Dari HYSYS 9.0 didapatkan viskositas µ = 14,50 cP = 35,09 lb/ ft.jam
Dari Fig.15 Kern didapatkan µ = 0,02 cP = 0,05 lb/ ft.jam
Dari Fig.28 Kern didapatkan De = 0,72 12,00
Dari Tabel 10 Kern didapatkan D = 0,83 12,00
= Res = =
0,06
ft
DeGs μ 0,06
=
ft
DGt μ 0,07 x ####### = 0,05 = 41123,14
Ret = x 89223,68 35,09
152,56
=
0,07
15. Dari Fig.28 Kern didapatkan jH = 7,00 16. Pada Ta
= = =
344,03 °F 173,35 °C 446,35 K
Dari HYSYS 9.0 didapatkan specific heat c = 2,88 kJ/kg C Btu/lb.oF = 0,69 Dari HYSYS 9.0 didapatkan thermal conductivity k = 0,11 W/m K Btu/(jam)(ft2)(oF/ft) = 0,07
( 17.
c.µ k
ho = jH ho øs ho øs
)
0,33
k De
=
(
= # x =
54,87
c.µ k 0,07 0,06
7,16
) x
0,33
øs
17.
Condensation of steam 2o hio = #### Btu/jam.ft . F
7,16
Btu/jam.ft2.oF
18. Tube-wall temperature ho tw = tc + (Tc - tc ) hio + ho 54,87 = 344,03 + 227,97 1554,87 352,08 °F =
(
)
Pada tw = 352,08 °F Dari HYSYS didapatkan viskositas µw = 2,27 cP = 5,48 øs = =
( (
µ µw
35,09 5,48 1,30
=
)
lb/ft.jam
0,14
)
0,14
Corrected coefficient ho ho = x øa øs = 54,87 x 1,30 = 71,15 Btu/jam.ft2.oF 19.
Clean overall coefficient hio x ho Uc = hio + ho 1500,00 x 71,15 = 1500,00 + 71,15 = 67,93 Btu/jam.ft2.oF
20. Design overall coefficient Diketahui external surface /ft, a" A = Nt x L x a" 0,26 = 131,00 x 12 x 2 = 411,55 ft UD = = =
Q A x ∆t 4296136,66 411,55 x 213,41 2o 48,92 Btu/jam.ft . F
21. Dirt factor Uc - UD Rd = Uc x UD 67,93 - 48,92 = 67,93 x 48,92 jam.ft2.oF/Btu = 0,01
=
0,26
2
ft /ft
Ringkasan h outside 1500,00 = 67,93
71,15 Uc UD Rd calc
= =
48,92 0,01
Rd req
=
0,00
Pressure Drop 1. Res = 152,56 Dari Fig.29 Kern, didapatkan ft2/in2 f = 0,01
Dari HYSYS didapatkan specific gravity ρ 870 s = = = ρ ref 1000
41123,14 1. Ret = Dari Fig.26 Kern, didapatkan ft2/in2 f = 0,00
Specific volume of steam (Tabel 7, Kern) 3 v = 6,20 ft /lb
0,87
s =
0,16 62,50 (densitas air) 0,00
= ∆Pt 2. No. of crosses N + 1 = 12 N+
1=
N+
1=
Ds 3.
=
∆Ps = ∆Ps = =
2.
x L B 12 x 12,00 8,63 16,70
ID 12
∆Pt
=
f Gt2L n
5.22 x 1010 D s øt 3543051,33 = 9362322,58 = 0,38 psi
= 1,44 ft f Gs2Ds (N+1)
5.22 x 1010 De s øs 993515967,54 3533427132,21 0,28 psi
SPESIFIKASI ALAT : Fungsi
:
Memanaskan campuran asam stearat, gliserol dan
Jenis Jumlah Bahan Konstruksi
: : :
Luas area Temperatur T1
:
NaOH Shell and tube (1-2 HE) 1,00 Carbon Steel SA-283 Grade C 2 411,55 ft = 38,23
:
300,00
°C
T2
:
300,00
°C
t1
:
71,14
°C
t2
:
248,90
°C
Tube OD, BWG ID Length Jumlah tube Pitch ∆P tube Shell ∆P shell ID shell
: : : : : : : :
Fouling factor
:
1,00 0,83 12,00 131,00 1,25 0,38
m2
in 14,00 BWG in = 0,02 m ft = 3,66 m in triangular psi
0,28 psi 17,25 in = 0,44 m 2 2o jam.ft . F/Btu 0,01
C.5 POMPA (L-115) Fungsi : Menaikkan tekanan Campuran Feed sebelum masuk ke reaktor R-110 Tipe :1 Centrifugal Pump tipe centrifugal radial Kondisi Operasi : Temperatur = 71,14 ᵒC = 160,05 ᵒF Suction Condition Mass rate = 8363,36 kg/jam = 18437,86 lb/jam Viskositas = 0,09 cp = 0,0001 lb.s/ft 3 Densitas = 719,70 kg/m = 44,93 lb/ft3 Flow rate = 11,62 m3/jam = 410,36 ft3/jam = 0,11 ft3/s Tekanan operasi = 101,30 kPa = 14,69 psi Tekanan desain = 1,10 x P total = 16,16 psi Discharge Condition Mass rate = Viskositas = Densitas Flow rate
= =
Tekanan operasi Tekanan desain
=
8363,36 1,00 720,00 11,62
kg/jam cp kg/m3 m3/jam
892,60 kPa = 1,10 x P total
= =
18437,86 lb/jam 0,00 lb.s/ft
= = = = =
44,95 lb/ft3 410,19 ft3/jam 0,11 ft3/s 129,43 psi 142,37 psi
Penentuan Dimensi Schedule number =
Ps x 1000 Ss (vilbrant, hal.344) Ps = Internal working pressure Ss = Allowable stress Pemilihan schedule number pipe yang akan digunakan : 18 Cr-20 Ni Commercial steel pipe asumsi aliran = turbulen Ps = 420,00 (Perry hal 10-108) Ss = 16000,00 ( Brownell hal 337) Sch = 26,25 ~ 40 Di Optimum= 3.9 w0.45 . ρ0,13 (Timmerhaus, hal 496) = 2,41 ~ 2,50 in Diambil schedule number pipa distandardkan, yaitu 2 in schedule 40 dari ASME/ANSI B36 Dipakai pipa standar 2ASME/ANSI in sch 40 B36 OD = 2,88 in = 0,24 ft ID = 2,47 in = 0,21 ft = 0,06 m 2 2 Flow area A = 4,78 in = 0,03 ft = 0,00 m Wall Thicknes = 0,20 in Nre = v1 = v2 =
1863418,22 3,43 ft/s 3,43 ft/s
maka termasuk aliran turbulen
. . Tinggi tangki penampung = 31,00 in = 2,58 ft H liquida dari pipa pencampuran= 0,00 in = 0,00 ft Tinggi tangki reaktor = 48,02 in = 4,00 ft Total panjang pipa yang digunakan = 288,12 in = 24,00 ft asumsi yang digunakan: - Pipa inlet berada pada bagian bawah tangki penampung - Pipa outlet berada pada bagian atas tangki fermentor dan starter - Diameter pipa yang digunakan sama besar - Diameter tangki penampung dianggap besar - Liquida tidak mengalami perubahan densitas - titik 1 adalah titik dalam liquida tangki 1 - titik 2 adalah titik keluaran pipa outlet
Perhitungan v1 = flow rate = flow area A 0,18 ft/s (v2)2 = 2.gc
3,43
ft/s
Untuk aliran turbulen: P1 P2 0,00 ft.lbf/lbm = P P v2
=
3,43
ft/s
(v2)2 ft/s = 0,18 2.gc z1 sebagai acuan (datum) =0 ft z2 = tinggi reaktor-tinggi liquida pada mixer = 4,00 ft z2.g = 4,00 ft gc
1
2
Perhitungan Friksi A. Friksi di bagian suction 1. friksi yang terjadi karena kontraksi Liquid masuk pompa dari storge mixer 2 hc = Kc x v ( Geankoplis, pers 2.10-16, hal 93 ) 2 x gc
dimana : Kc = 0,55 x hc = 0,00 x
A2 = 0,00 ) A1 0,18 = 0,00
A2 = A1
( # -
ft lbf/ lbm
2. Friksi Karena pipa lurus Panjang pipa lurus dari mixer ke bagian suction diperkirakan 10 ft Nre = r D v Turbulen = 1863418,22 m nilai ƹ (roughnessfor commercial pipe) = 0,00 m = 0,00 ft ƹ/D = 0,00 fanning friction factor = 0,00 (Geankoplis fig 2.10-3) = 4f v2 L 2 gcD ft.lbf/lbm = 4x 0,00 x 0,18 2x 0,21 3. Friksi di bagian suction Fs = hc + Fps = 0,00 + 0,07 = 0,07 ft.lbf/lbm Fps
x
10
=
B. Friksi di bagian discharge 1. Friksi Karena pipa lurus panjang pipa lurus bagian discharge di perkirakan 10,00 ft horizontal, keluar pompa - 4,00 ft vertikal, keatas sehingga total pipa lurus di bagian discharge = Fpd
0,07
ft.lbf/lbm
:
14,00 ft
2
= 4f v L 2 gcD = 4x 0,00 x 11,76 x 2 x 32,17 x 0,21 = 0,21 ft lbf/lbm
2. Friksi Karena Fitting (Elbow) jenis elbow = 90 ᵒ jumlah = 1,00 kf = 0,75
14,00
(Tabel 2.10-1 Geankoplis)
hf = 2 x Kf x =
1x
v2 2gc 0,75 x
11,76 2 x 32,17
=
0,14
ft lbf/lbm
3. Friksi karena sudden enlargement saat masuk reaktor
A2 A1
Kex = ( 1 hex
A1 2 ) A2
Karena A2 sangat besar, A1 = # maka nilai A2
= 1,00 2 = Kex x v 1x = 2
4. Friksi bagian discharge Fd = Fpd + hf = 0,21 = 6,23 Friksi Total = Fs + Fd = 0,07 = 6,30
11,76 2,00
+ hex + 0,14 ft lbf/lbm
=
5,88
+
ft lbf/lbm
5,88
+ 6,23 ft lbf/lbm
Digunakan Mechancal Energy Balance P
P
- Ws
= =
4,00 + 12,85
-0,01 ft lbf/lbm
Menghitung Horse Power pompa (hp) Ƞ = 0,85 hp = Wp x Mass rate fluida 550,00 Wp = - Ws 15,11 =
+
2,55
+
6,30
(Timmerhaus, ed 5 fig 12.17 hal 516) hp ft.lbf/jam ft lbf/lbm
=
Ƞ hp pompa = head pompa = Ws
4,24 x gc g
hp =
77,89
ft
Berdasarkan spesifikasi pompa dari merk Grundfos Industry akan dipilih pompa dengan spesifikasi sebagai berikut : SPE Fungsi = Menaikkan tekanan Campuran Feed sebelum masuk ke reaktor R-110 Tipe = Centrifugal Pump tipe centrifugal radial 3 Kapasitas = 11,62 m /jam Tekanan masuk = 14,69 psi Tekanan keluar = 892,60 psi Bahan pipa = Commercial Steel Ukuran pipa = IPS 2 1/2 in sch 40 Head pompa = 23,74 m Power pompa = 3,14 kW C.6 REAKTOR (R-210) Fungsi : Mereaksikan gliserol dan asam oleat untuk membentuk gliserol monooleat Bentuk : Silinder dengan tutup atas dan bawah berbentuk standart dished head Bahan Kontruksi: Stainless steel, type 316 Sistim operasi : Continu Jumlah : 5 buah Rate Aliran Masuk = 8363,00 kg/jam r reff air (25 °C) = 997,05 kg/m3 Komponen
Massa
Total
8363,00
r (kg/m3) volume (m3)
720,00
3 = 11,62 m /jam = 1,00 cp = 3,60 kg/m.jam 3 ρ campuran = 720,00 kg/m = 11,62 m3/mixing cycle time Vol. larutan Banyak tangki = 5 buah 3 VL = 11,62 m
Vol. larutan m campuran
V larutan (VL) = 0,50 Volume total Volume tangki = 11,62 0,50 23,23 m 3 Volume per tanki= 4,65 m =
3
11,62
VL per tanki
3 = 2,32 m
Menentukan Dimensi Tangki Tangki berupa silinder tegak dengan tutup atas dan bawah standart dished head Dimensi tinggi silinder / diameter = 1,50 bejana (Ls / Di) 2 Vol. silinder (Vs)= 1 π x Di x Ls 4 2 = 1 π x Di x 1,5Di 4 3 = 0,25 x 1.5 x 3,14 x Di 3 = 1,18 x Di 3 Vol. t.atas (Vdish) = 0,08 x Di Volume total = Volume silinder (Vs) + 2 x Volume dished head (Vdish) 3 3 3 m 4,65 = 1,18 x Di + # x 0,08 x Di 3 m3 4,65 = 1,35 x Di
Di3 Di
= 3,45 = 1,51 m = 59,49 in = 4,96 ft = # ft (standarisasi)
karena H = D, maka: (Tabel 4-27, Ulrich) H tanki = Di = 1,51 m = 5,00 ft (standarisasi) VL dlm silinder
= = = =
- Vdish 3 11,62 - 0,08 x Do 11,62 - 0,29 3 11,32 m
VL
Tinggi larutan dalam silinder (LL=) Volume larutan dalam silinder (VL ) =
π/4 x Doi2 6,32 m
Menentukan Tekanan Desain (Pd) Tekanan operasi tangki sama dengan tekanan atmosfir ditambah dengan tekanan parsial bahan P Operasi = 101,30 kPa = 0,01 psi P hidrostatic = ρ bahan x g x LL = 720,00 x 9,80 x 6,32 2 = 44581,19 N/m = 6,48 psig P Total = P hidrostatic + P Operasi = 6,48 + 0,01 = 6,50 psig
Pdesain 10% lebih besar dibanding Ptotal Pdesain
(Coulson, 1983 : 10)
= 1,10 x P Total = 1,10 x 6,50 = 7,60 psi
Menentukan Ketebalan Silinder Dipergunakan bahan yang terbuat dari Stainless steel, type 316 dengan spesifikasi : Stainless steel, type 316 f = 18750,00 psi (Appendiks D, Brownell & Young hal : 342) E = 0,80 (Tabel 2.1, Kusnarjo, hal 14) C = 0,06 in (Timmerhaus, 1981 : 542) ts = dimana : ts Pd f Di E C ts = = = = = OD = OD = OD = = =
Pd x Di f E - 0,6 Pd = = = = = =
(Brownell,1959 : 254)
+ C
Tebal minimum silinder, in Tekanan Design, psi Allowable stress maksimum, psi Diameter dalam silinder, in Effisiensi sambungan las Tebal korosi, in
Pd x Di + C 2 x (f E - 0,6 Pd) 0,02 in + 0,06 in 0,08 in 0,19 in (standarisasi) 0,00 meter ID - 2 t silinder 1,51 in - # x 0,19 in 1,14 in 12,00 in (standarisasi) 0,30 meter
(Brownell,Table 5.7,p 90)
(Brownell,Table 5.7,p 91)
Menentukan Dimensi Tutup (dished head) OD = 12 in rc = 90 in icr = 5,50 in
(Brownell, Tabel 5.7,p 91) (Brownell,Table 5.7,p 91) OD
OA
b
icr sf
A
B t
ID a
r
C Gambar 2. Dimensi dari dished head
t
ID a
r
C Gambar 2. Dimensi dari dished head
t head
= 0,885 x Pd x rc + C 2 (f.E - 0,1Pd) = 0,02 in + 0,06 in
t head t head t head
= 0,08 in = 5/16 in (standarisasi)
t head
=
Tinggi total LT Lh b
0,01 = = = =
m
(2xTinggi tutup) +Tinggi silinder (2 x Lh) + Ls b + sf + th r - (BC2 - AB2)0,5
untuk, Do= 12 in thead = 5/16 in sf = 3,00 in (Brownel, p.90) BC = r - icr = AB = (Di/2 - icr) = b
= =
85 in 24,24 in
90 80,95 9,05 in
Lh
= b + sf + th = 9,05 + 3,00 + 5/16 = 12,86 in = 0,33 m
LT
= (2 x Lh) = 25,73 = 2367,71 = 60,14
+ Ls in + 2341,98 in in m
Perhitungan tinggi liquid dalam tangki (LLtotal) LLtotal = LL + b + sf = 2367,71 + 9,05 + 3,50 = 2380,27 in = 60,46 m Perhitungan Diameter Nozzle Inlet dan outlet Nozzle sama Asumsi aliran turbulen 0.45 0.13 Di, opt = 3,9 x Qf x ρ Dimana, Di,opt = diameter optimum dalam pipa, in
(Brownell,Pers13.12,p258)
(Brownell,Table 5.7,p 90)
ρ Qf
= densitas campuran, lbm/ft3 = flowrate liquid, ft3/s
3 3 = 720,00 kg/m = 44,95 lbm/ft 3 3 Qf = 11,62 m /jam= 0,11 ft /s
ρ
Di, opt
= = = =
3,9 x Qf0.45 x ρ0.13 3,90 x 0,38 x 1,64 2,41 in 0,06 m
Dari Geankoplis App A.5.1 ditentukan : Nominal size : # in sch 40 Didapat :OD = 1,32 in = 0,03 m ID = 1,05 in = 0,03 m m2 A = 0,00 Cek jenis aliran : Kecepatan aliran (v) = Q = 11,62 A 0,00 = 20838,32 m/jam Nre = ρ D v m = 720,00 x
0,03 x 20838,32 3,60 = 111045,72 (memenuhi) Nre < 2100, maka asumsi awal bahwa aliran turbulen tidak benar sehingga ukuran pipa keluar pompa dipilih 3 in sch 40 Pengaduk Digunakan pengaduk berjenisflat six blade turbine with disk Jumlah baffle 4 buah (Geankoplis 4th ed, 158) Da/Dt = 0,30 Da = 0,45 m W/Da = 0,20 W = 0,09 m L/Da = 0,25 L = 0,11 m C/Dt = 0,33 C = 0,50 m Dt/J = 12 J = 0,13 m N = 90 rpm = 1,50 rps dimana, Da : diameter agitator Dt : diameter tangki W : lebar pengaduk L : panjang daun pengaduk
C : jarak pengaduk dari dasar tangki J : lebar baffle N : kecepatan putar Da2 N r Nre = = 61640,56
m
Np = P
6,00 (Figure 3.4-5 Geankoplis 4th edition) 3 5 = Npr r N Da = 279,01 J/s = 0,28 kW = 0,37 hp
Daya motor (Pi) : h motor = 0,75 0,37 P Pi = = 0,75 h = 0,50 hp
(Timmerhauss, p.516)
Desain tebal jacket : Diambil spasi jacket = 0,63 in = Diameter dalam jacket = Dij = OD + = 1,32 = 2,57
0,05 ft 2 x spasi jaket in + 2 x 0,63 in = 0,21 ft
3 3 Volume alas jacket = 0,13 Dij - 0,13 DO = 0,0013 0,00017 3 = 0,0011 ft 2 2 Volume shell jacket= 3,14 x ( Dij - OD ) x hj 4,00 2 2 = 0,79 x ( Dij - OD ) x hj
Ditetapkan hj sama dengan tinggi mixer dalam shell : hj = C - T. dished head bawah = 0,50 - 0,33 = 0,18 m = 0,58 ft Volume shell jacket= 0,79 = Volume jacket
x ( 0,21 - 0,11 ) x 3 0,05 ft
0,58
= Volume alas jacket + Volume shell jacket = 0,00 + 0,05 3 = 0,05 ft
Menentukan Tekanan Desain Jacket (Pdj) Tekanan operasi tangki sama dengan
P Operasi P bahan
P Total Pdesain
= 0,01 psi = ρbahan x g x Hb = 720,00 x 9,80 x 0,18 2 = 1248,09 N/m = 0,18 psig = P bahan + P Operasi = 0,18 + 0,01 = 0,20 psig = 1,10 x P Total = 1,10 x 0,20 = 1,30 psig
Menentukan Ketebalan Silinder Jacket Dipergunakan bahan yang terbuat dari stainless steel dengan spesifikasi : type 316, grade M (SA-240) (Appendiks D, Brownell & Young hal : 342) f = ####### psi (Appendiks D, Brownell & Young hal : 342) E = 0,80 (Tabel 2.1, Kusnarjo, hal 14) C = 0,25 t silinder = Pi x Dij + C 2 (f.E + 0,6 Pi) 1.290 x 2.57 = + 0,25 2 (17500 x 0.8 + 0.6 x 1.290) = 0,25 in ODj = Dij + 2 x t silinder ODj = 2,57 + # x 0,25 ODj = 3,07 in = 0,08 m Menentukan Ketebalan alas Jacket : t bottom = 0,885 x Pd x rc + C 2 (f.E - 0,1Pd) = 0.885 x 1.29 x (3.25) + C 2(17500 x 0.8 - 0.1 x 1.29) 0,00 in + 0,25 in = 0,25 in = = 0,31 in Spesifikasi Reaktor (R-120) : Kode : ASME Fungsi : Mereaksikan gliserol dan asam oleat untuk membentuk Pengelasan : Double welded butt joint Bahan : Stainless steel, type 316 Jumlah : # buah Pdesign 7,60 psig : 1,51 m Diameter dalam tangkiDi : 0,30 m Diameter luar tangki Do :
6,32 m Tinggi liq dlm silinderLL : Tinggi liq dlm tangkiLLtotal : 60,46 m 1,51 m Tinggi silinder Ls : 0,23 m Tinggi tutup atas Lha : 0,23 m Tinggi tutup bawah Lhb : LT Tinggi tangki : 60,14 m 0,00 m Tebal silinder ts : 0,01 m Tebal tutup atas tha : 0,01 m Tebal tutup bawah thb : 0,01 m Tebal Jacket silinder tjs : 0,01 m Tebal Jacket bag.bawah tjb : Pengaduk Type : flat six blade turbine with disk Jumlah : # Buah 0,37 hp Power : 0,45 m = 1,49 ft Diameter pengadukDa : 0,11 m = 0,37 ft Panjang pengaduk La : 0,09 m = 0,30 ft Lebar pengaduk W : 0,50 m = 1,65 ft Jarak dari dasar C : Kecepatan putaran N : 90,00 rpm C.7. Cooler (E-211) 1. Heat balance Aliran bahan panas, W = 8363,00 = 18437,24 Aliran bahan dingin, Q = 995197,00 = 943247,72 W = 16586,62 = 36567,19 2. LMTD T1 = T2 =
150,00
°C =
302,00
°F
100,00
°C =
212,00
°F
t1
=
30,00
°C =
86,00
°F
t2
=
45,00
°C =
113,00
°F
kg/jam lb/jam kJ/jam Btu/jam kg/jam lb/jam
( 302 - 113 ) - ( 212 86 ) ln ( 302,00 - 113,00 ) ( 212,00 86,00 ) LMTD 155,38 °F = 3. Temperatur rata-rata Campuran bahan baku yang masuk cooler memiliki viskositas yang sehingga perhitungan nilai Tc dan tc bergantung pada nilai dari oAPI zat Properties Cold Fluid LMTD
=
s.g
ρ 865,70 = 0,87 = ρ ref 1000,00 141,50 = - 131,50 = 31,95 s.g
=
o
API
Caloric temperature ∆tc = 126,00 °F ∆th = 189,00 °F ∆tc = 0,67 ∆th Dari Fig. 17 Kern didapatkan Kc = 0,27 Fc
=
Tc
= T2 = t1
tc
0,45 + Fc ( T1 + Fc ( t2
- T2 - t1
) =
252,50 °F
) =
98,15 °F
4. Memilih ukuran pipa Dari Tabel 6.1 hal 103 dan Tabel 11 Kern, dipilih pipa dengan kriteria : Outer pipe , IPS = 3,00 Inner pipe , IPS = 2,00 0,20 ID = 2,38 in = ft 0,16 OD = 1,93 in = ft L = 16,00 ft Dari Tabel 6.2 hal 110 Kern didapatkan data flow area dan annulus in2 ft2 aa = 2,93 = 0,02 =
3,25
in2
=
0,02
ft2
De =
1,57
in
=
0,13
ft (annulus )
De' = ID =
0,69 2,38
in in
= =
0,06 0,20
ft ft Tabel 11 hal 844 Kern
ap
Cold fluid (inner pipe ) : air 5. Mass velocity Gp = w 1,00 x ap 36567,19 = 0,02 2 2 lb/jam.ft = 1620207,99 lb/jam.ft
Hot fluid (annulus ) : produk reaktor 5. Mass velocity Ga = W aa =
18437,24 0,02
=
906130,42
V =
Gp 3600,00 x ρ = 1620207,99 3600,00 x 62,50 = 7,20 fps
6. Pada Tc
= 252,50 °F 6. Pada tc = 98,15 °F = 122,50 °C = 36,75 °C = 395,50 K = 309,75 K Dari HYSYS 9.0 didapatkan viskositas Dari Fig.14 Kern didapatkan µ = 50,63 cP µ = 0,75 cP = 122,52 lb/ ft.jam = 1,82 lb/ ft.jam Rea
DeGa μ 0,13
=
Rep
x 906130,42 122,52 967,58
= =
DGp μ = 0,20 x =
=
1620207,99 1,82 177047,52
7. Dari Fig. 24 Kern didapatkan jH
L = D jH
80,67 = 4,00
8. Pada Tc = = =
252,50 122,50 395,50
°F °C K
Dari HYSYS didapatkan specific heat c = 2,90 kJ/kg C Btu/lb.oF c = 0,69 Dari perhitungan thermal conductivity k = 0,18 W/m K 2 o = 0,10 Btu/(jam)(ft )( F/ft) ( 9.
ho
c.µ k = jH
0,33
) k De (
= c.µ k
9,36 0,33
)
øa
9. Dari Fig.25 Kern Correction factor
ho øa
ho øa
0,18
= 4 x
=
0,13
x 9,36
hi = 1600,00 x
2o = 1248,00 Btu/jam.ft . F
Btu/jam.ft2.oF
51,07
hio 10. hio
tw = tc +
hio + ho
(Tc - tc )
= 253 + 1538,98 ( 154,35 ) 51,07 = 4904,00 °F Pada T = 4904,00 °F Dari HYSYS didapatkan viskositas µw = 0,05 cP = 0,12 lb/ft.jam øa
= ( = =
(
µ µw
)
122,52 0,12 2,63
0,14
)
Corrected coefficient ho ho = x øa øa 51,07 x 2,63 = 134,13 Btu/jam.ft2.oF = 11.
12.
Clean overall coefficient hio x ho Uc = hio + ho 1538,98 x 134,13 = 1538,98 + 134,13 2o = 123,38 Btu/jam.ft . F Design overall coefficient
0,78
= hi x
ID OD
= 1248 x
0,20
0,16 2o = 1538,98 Btu/jam.ft . F
1,00 = UD
1,00 Rd + Uc Dari Tabel 10-13 Ludwig vol 3 Rd = 0.001 Rd
=
0,00
=
0,00
+ 0,00 2o jam.ft . F/Btu
sehingga UD = 98,96 Btu/jam.ft2.oF Ringkasan
1538,98 hio= 123,38
ho = 13.
134,13 Uc = UD =
Surface A =
Q
98,96
x ∆t 943247,72 155,38 98,96 x ft2 61,35
UD
A = A =
Dari Tabel 11 Kern didapatkan external surface/ lin ft, a" Required length
= =
0,92
ft
61,35 0,92 67,00
lin ft
A a"
= =
maka jumlah hairpin yang dibutuhkan sebanyak 67,00 = = 3,00 hairpin 32,00 14. Fouling factor Actual surface = 96,00 x 0,92 2 ft = 88,03 Actual design coefficient Q UD = A x ∆t 943247,72 = 155,38 88,03 x =
68,96
Btu/jam.ft2.oF
Rd
Uc
=
-
UD
UD Uc x 123,38 68,96 123,38 x 68,96 jam.ft2.oF/Btu 0,01
= =
Dari Tabel 10-13 Ludwig diketahui Rd 0.002, Rd perhitungan > Rd dapat disimpulkan bahwa Rd yang didapatkan dari perhitungan kriteria perancangan
Pressure Drop SHELL TUBE 177047,52 1. Rep = De' Ga = μ 0,06 x 906130,42 0,26 = f = # + 0,42 Rep 122,52 = 425,24 0,26 = 0,00 + 160,03 0,01 =
1. Rea'
f =
0,00
+
=
0,00
+
0,26 0,42 Rea' 0,26 12,71
0,02
=
Dari HYSYS 9.0 didapatkan specific gravity s = ρ = = 2. ∆Fa
1,97 1,97 62,50 x 3 122,86 lb/ft = 4f Ga2L
∆Fa = = 3.
V
= = =
2gρ2De' 7654252196313,14 725552147946,48 10,55 ft Ga 3600,00 x ρ 906130,42 3600,00 x 122,86 2,05 fps
Karena digunakan air dengan 30oC = 86oF , maka dari Tabel 6 Kern didapatkan specific gravity sebesar s = # ρ = 1,00 x = 62,50 lb/ft3
2. ∆Fp
=
62,50
4f Gp2L
2gρ2D 5191048440268,25 ∆Fp = 647682291666,67 = 8,01 ft ∆Pp = ∆Fp x ρ 144,00 8,01 x 62,50 = 144,00 = 3,48 psi
V2 ( 2g' ) 4,20 = 3,00 ( 64,40 ) = 0,13 ft
∆Fl = 3,00
∆Pa
(∆Fa + ∆Fl) x ρ 144,00 1312,09 = 144,00 9,11 = psi =
Karena ∆Pa < 10 psi, maka desain telah memenuhi SPESIFIKASI ALAT : = Menurunkan suhu umpan ke evaporator Fungsi = DPHE Jenis Jumlah = 1,00 = Carbon Steel SA-283 Grade C Bahan Konstruksi ft2 Luas Area = 88,03 : Temperatur o F = T1 302,00 T2 t1 t2 Outer pipe Inner pipe Length Jumlah hairpin Fouling factor ∆P annulus ∆P inner pipe
= = = = = = = = = =
212,00 86,00 113,00 3,00 2,00 16,00 3,00 0,01 9,11 3,48
o
F
o
F
o
F
ft = 4,88 m jam.ft2.oF/Btu psi psi
8. EVAPORATOR (V-210) Fungsi : Menguapkan gliserol dan sisa bahan baku yang tidak bereaksi Tipe : Agitated thin film evaporator
Bahan Kontruksi: SS 304 dengan komposisi Cr : 18% dan Ni : 8% Sistim operasi : Kontinyu Jumlah : 1 buah Rate Feed Temperatur feed
= 8363,00 kg/jam o = 100,00 C
o = 272,00 C = 2,23 kJ/kg C 3 ρ feed = 895,00 kg/m = μ feed = 94,79 cP 3 Rate volume feed = 9,34 m /jam Waktu tinggal = 10,00 menit
Titik didih feed Cp feed
3 55,85 lb/ft
Rate Rate r (kg/m3) massa volume 8363,00 895,00 9,34 1. Heat Balance Aliran bahan dingin, W= = Aliran bahan panas,Q = = W= = 2. LMTD T1 = 300,00 °C =
8363,00 18437,24 5232000,00 4958889,60 3723,84 8209,65
kg/jam lb/jam kJ/jam Btu/jam kg/jam lb/jam
572,00 °F
T2 =
300,00 °C
=
572,00 °F
t1 =
100,00 °C
=
212,00 °F
t2 =
272,10 °C
=
521,78 °F
( 572 LMTD = LMTD =
522 ) - ( 572 - 212 ) ( 572,00 - 521,78 ) ln ( 572,00 - 212,00 ) 157,27 °F
Dari Geankoplis Edisi 3 Table 8.3-1 hal 496, didapatkan 2 U = 315,50 Btu/jam/ft F Luas permukaan A, dihitung dengan persamaan Q 4958889,60 A = = 157,27 UD.ΔT 315,50 x
=
99,94 ft2
Dari neraca massa didapatkan Feed rate = 8363,00 kg/jam Liquid rate = 1094,00 kg/jam Vapor rate = 7269,00 kg/jam Massa feed =
18437,24
= =
3072,87 1393,86
Volume liquida = m ρ Volume liquida Volume total tangki
=
lb x jam lb kg
1 jam x 60 menit
3 55,02 ft
=
1,56
10 menit
m3
= 0,75 x Volume total tangki 3 = 73,36 ft
Menentukan Dimensi Evaporator Tangki evaporator berupa silinder tegak dengan tutup atas dan bawah standard dished head Volume total tangki= Vtutup bawah + Vsilinder + Vtutup atas 73,36 73,36 73,36 d3 d ID ID
Tinggi silinder, H
VL dlm silinder
= 0,0487𝑑^3+𝜋/4 𝑑^2 𝐻+0,0487𝑑^3 3 3 = 0,05 d + 1,18 d + 0,05 3 = 1,27 d = = = = =
57,54 3,86 4,00 48,00 1,22
ft ft in m
d3
(distandarkan)
= 1,50 x ID = 6,00 ft = 72,00 in = Vtotal - Vdish 3 = 1,56 - 0,05 x Di = 1,56 - 0,09 3 = 1,47 m
Tinggi larutan dalam silinder (LL=)Volume larutan dalam silinder (VL ) =
1,26
π/4 x Di2 m
Menentukan Tekanan Desain (Pd) Tekanan operasi tangki sama dengan tekanan atmosfir ditambah dengan tekanan parsial bahan P Operasi = 101,30 kPa = 14,70 psi P hidrostatic = ρ bahan x g x LL = 895,00 x 9,80 x 1,26 2 = 11043,01 N/m = 1,60 psig P Total = P hidrostatic + P Operasi = 1,60 + 14,70 = 16,30 psig Pdesain 10% lebih besar dibanding Ptotal (Coulson, 1983 : 10) Pdesain = 1,10 x P Total = 1,10 x 16,30 = 17,40 psi Menentukan Ketebalan Silinder Dipergunakan bahan yang terbuat dari stainless steel 340 grade M dengan spesifikasi : Type 316, Grade S (SA-240) f = 18750,00 psi (Appendiks D, Brownell & Young hal : 342) E = 0,80 (Tabel 2.1, Kusnarjo, hal 14) C = 0,13 in (Timmerhaus, 1981 : 542) ts =
# dimana : ts Pd f Di E C ts = = = = =
Pd x Di f E - 0,6 Pd = = = = = =
+ C
(Brownell,1959 : 254)
Tebal minimum silinder, in Tekanan Design, psi Allowable stress maksimum, psi Diameter dalam silinder, in Effisiensi sambungan las Tebal korosi, in
Pd x Di + C 2 x (f E - 0,6 Pd) 0,03 in + 0,13 in 0,15 in 3,00 in (standarisasi) 16,00 0,00 meter
OD = ID + 2 t silinder
(Brownell,Table 5.7,p 90)
OD = 48,00 in + # x 0,15 OD = 48,31 in = 48,00 in (standarisasi) = 1,22 meter
in (Brownell,Table 5.7,p 91)
Menentukan Dimensi Tutup (dished head) OD = 48,00 in r = 48,00 in icr = 3,00 in
(Brownell, Tabel 5.7,p 91) (Brownell,Table 5.7,p 91)
OD OA
b
icr
A
B
sf
t
ID a
r
C Gambar 2. Dimensi dari dished head
t head
= 0,885 x Pd x rc + C 2 (f.E - 0,1Pd) = 0,02 in + 0,13 in = 0,15 in
t head t head t head
= 2,39 16 = 3,00 in (standarisasi) 16 0,00 m =
t head t head
Tinggi total LT Lh b
= = = =
BC = r - icr = AB = (Di/2 - icr) = = =
(Brownell,Table 5.7,p 90)
(2xTinggi tutup) +Tinggi silinder (2 x Lh) + Ls b + sf + th r - (BC2 - AB2)0,5
untuk, Do= #### in thead = 0,19 in sf = 2,00 in (Brownel, p.93)
b
(Brownell,Pers13.12,p258)
45,00 in 21,00 in
48 39,80 8,20 in
Lh
= b + sf + th = 8,20 + 2,00 + 0,19 = 10,39 in = 0,26 m
LT
= (2 x Lh) = 20,78 = 92,78 = 2,36
+ Ls in + 72,00 in in m
Perhitungan tinggi liquid dalam tangki (LLtotal) LLtotal = LL + b + sf = 49,57 + 8,20 + 2,00 = 59,77 in = 1,52 m Perhitungan Diameter Nozzle Inlet dan outlet Nozzle sama Asumsi aliran viskos Di, opt Dimana, Di,opt μ Qf ρ μ Qf
= 3,0 x Qf0.36 x μ0.18 = diameter optimum dalam pipa, in = viskositas campuran, cP = flowrate liquid, ft3/s
3 = 895,00 kg/m = 94,79 cP 3 = 9,34 m /jam
= =
3 55,85 lbm/ft
0,02
ft3/s
= 3,0 x Qf0.36 x μ0.18 = 3,00 x 0,22 x 2,27 = 1,51 in = 0,04 m Dari Geankoplis App A.5.1 ditentukan : Nominal size 1,50 : in sch 40 Didapat :OD = 1,90 in = 0,05 m ID = 1,61 in = 0,04 m m2 A = 0,0013 Cek jenis aliran : Kecepatan aliran (v) = Q = 9,34 A 0,00 = 7116,63 m/jam μ = 94,79 cP = 341,24 kg/m jam Di, opt
Nre
= ρDv m
= 895,00 x 0,04 x 7116,63 341,24 = 763,29 (memenuhi) Nre < 2100, maka asumsi awal bahwa aliran viskos tbenar sehingga ukuran pipa keluar pompa dipilih 1,50 in sch 40 Pengaduk Digunakan pengaduk berjenisflat six blade turbine with disk Jumlah baffle 4 buah Da/Dt = 0,30 Da = 0,37 m W/Da = 0,20 W = 0,07 m L/Da = 0,25 L = 0,09 m C/Dt = 0,33 C = 0,41 m Dt/J = 12 J = 0,10 m N = 60 rpm = 1,00 rps dimana, Da : diameter agitator Dt : diameter tangki W : lebar pengaduk L : panjang daun pengaduk C : jarak pengaduk dari dasar tangki J : lebar baffle N : kecepatan putar Da2 N r Nre = = 1263,14
m
Dari Fig. 3.4-4 curve 1 , Geankoplis hal 145, didapatkan Da/W = 8,00 Np = 4,00 5 3 P = Np x ρ x N x Da = 4,00 x 895,00 x 1,00 x 0,01 = 23,43 J/s = 0,02 kW = 0,03 HP
Daya motor (Pi) : h motor = 0,80 0,03 P Pi = = 0,80 h = 0,04 hp
(Timmerhauss, p.516)
Desain tebal jacket : Diambil spasi jacket = 0,63 in = 0,05 ft Diameter dalam jacket = Dij = OD + 2 x spasi jaket = 1,90 in + 2 x 0,63
= 3,15 in = 0,26 ft
3 3 Volume alas jacket = 0,13 Dij - 0,13 DO = 0,00 0,00 3 = 0,00 ft 2 2 Volume shell jacket= 3,14 x ( Dij - OD ) x hj 4,00 2 2 = 0,79 x ( Dij - OD ) x hj
Ditetapkan hj sama dengan tinggi mixer dalam shell : hj = C - T. dished head bawah = 0,41 - 0,26 = 0,14 m = 0,47 ft Volume shell jacket= 0,79 = Volume jacket
0,04
x
( 0,26 - 0,16 ) x ft
0,47
3
= Volume alas jacket + Volume shell jacket = 0,00 + 0,04 3 = 0,04 ft
Menentukan Tekanan Desain Jacket (Pdj) P Operasi = 14,70 psi P bahan = ρbahan x g x Hb = 895,00 x 9,80 x 0,14 2 = 1250,26 N/m = 0,18 psig P Total = P bahan + P Operasi = 0,18 + 14,70 = 14,88 psig Pdesain = 1,10 x P Total = 1,10 x 14,88 = 15,98 psig Menentukan Ketebalan Silinder Jacket Dipergunakan bahan yang terbuat dari stainless steel dengan spesifikasi : type 316, grade M (SA-240) (Appendiks D, Brownell & Young hal : 342) f = 18750 psi (Appendiks D, Brownell & Young hal : 342) E = 0,80 (Tabel 2.1, Kusnarjo, hal 14) C = 0,25 t silinder = Pi x Dij + C 2 (f.E + 0,6 Pi)
1.290 x 2.57 = + 0,25 2 (17500 x 0.8 + 0.6 x 1.290) = 0,25 in ODj = Dij + 2 x t silinder ODj = 3,15 + # x 0,25 ODj = 3,65 in = 0,09 m Menentukan Ketebalan alas Jacket : t bottom = 0,885 x Pd x rc + C 2 (f.E - 0,1Pd) 0,02 in + 0,25 in = = 0,27 in = 4,36 in 16,00
Resume Spesifikasi Evaporator Keterangan Spesifikasi = V-210 Kode Alat = Menguapkan gliserol dan sisa bahan baku Fungsi yang tidak bereaksi = Agitated thin film evaporator Jenis Jumlah = 1,00 = Stainless Steel 304 Bahan Konstruksi 3 Kapasitas = 1,56 m = 2,36 m Tinggi bejana 1,23 m Diameter bejana,OD = ID = 1,22 m Tebal silinder bejana = 0,0048 m Tutup atas dan bawah = Standard dished head Tebal, th = 0,00 m Tinggi, ha Pengaduk Power Nozzle Jaket pemanas Media pemanas A Tebal jaket
= 0,26 m = flat six blade turbine with disk = 0,04 HP = 1,50 in sch 40
= steam = =
2 99,94 ft 0,09 in
C.9. KONDENSOR (E-212) Hot Vapour
Cooling water
m = 1094 kg/jam T1 = 272 ºC t2 =
45 ºC
m = 27070 kg/jam T2 = 109 ºC t1 = 30 ºC Fungsi : Mengubah fase uap yang akan di recycle menjadi liquid Tipe : Counterflow Shell and Tube Heat Exchanger Bahan : Carbon steel SA-129 A Kondisi Operasi : Tekanan total = Tekanan operasi = 101,30 kPa = 14,69 psi Tekanan desain = 1,10 x Tekanan total = 16,16 psi Hot Fluid - Shell Side : T1 = 272,00 ºC = 521,60 ºF T2 = 109,00 ºC = 228,20 ºF ΔPT
=
10,00
psi
(allowable)
Cooling water - Tube Side : t1 = 30,00 ºC = 86,00 ºF t2 = 45,00 ºC = 113,00 ºF ΔPS = 10,00 psi (allowable) *) huruf besar untuk hot stream , huruf kecil untuk cold stream Menetapkan desain pada bagian Tube : Tube Side Length = BWG = Outside diameter= Inside diameter = Equiv. diameter =
16,00 16,00 0,75 0,62 0,95
a"
0,20
a' Clearance (C') Pitch (square) Passes
= = = = =
0,30 0,25 1,00 2,00
ft =
4,88
m
in = in = in = ft2/ft
0,02 0,02 0,02
m m m
(Table 10 D.Q. Kern, 1965)
2
in in = in =
(Table 10 D.Q. Kern, 1965) (Figure 28 D.Q. Kern, 1965) (Table 10 D.Q. Kern, 1965)
0,01 0,03
m m
(Table 9 D.Q. Kern, 1965) (HYSYS)
Kapasitas : Hot Fluid = 1094,00 kg/jam = 2411,85 lb/jam Cooling Water = 27070,00 kg/jam= 59679,06 lb/jam Penentuan ΔTLMTD : (T1−t2)−(T2−t1) ∆TLMTD = = 252,39 ºF ln ((T1−t2)−(T2−t1)) T1−T2 R = = 10,87 t2−t1 S =
t2−t1 T1−t1
=
0,06
ΔT factor (FT) = 0,95 (Figure 18 D.Q. Kern, 1965) ΔT =∆T LMTD x FT= 239,77 ºF Caloric Temperature : Karena fluida merupakan non viscous , perhitungan caloric temperature dapat menggunakan T average TC = T ave = 374,90 ºF tC = t ave = 99,50 ºF Overall Heat Transfer Coefficient : RD = 0,00 Trial UD Heat (Q)
(Tabel 12 D.Q. Kern, 1965) 2
= 100,00 Btu/jam.ft .ºF (Tabel 8 D.Q. Kern, 1965) = 6772000 kJ = 6418711,53 Btu (HYSYS)
Q = 267,70 ft2 = 38548,87 in2 UD.∆T A Nt = = 85,23 a".L Standarisasi = 90,00 (Tabel 9 D.Q. Kern, 1965) A =
Menghitung A dan UD koreksi : A = Nt x a" x L = 90 x 0,20 x 16 2 = 282,67 ft Q UD = = 94,70 Btu/jam.ft2.ºF A.∆T Dari hasil perhitungan sementara didapatkan spesifikasi pada bagian Shell : Shell Side Inside diameter (IDs) = 13,25 in = 0,34 m (Tabel 9 D.Q. Kern, 1965) Baffle space (B) = 6,63 in = 0,17 m Passes (n) = 1,00 (HYSYS)
Evaluasi Perpindahan Panas : Hot vapour : Shell Side Cooling water : Tube Side IDs x C' x B Nt x a' as = at = n x Pt x 144 n x 144 2 = 0,15 ft = 0,09 ft2 M m Gs = Gt = as at 2 = 15826,02 lb/hr.ft = 632360,94 lb/hr.ft2 Viskositas (μ) = 0,01 cp
(HYSYS)
Gs x De μ x 2.42 = 35803,91
Nres = 𝜌 k = = μ =
0,02 0,08 0,01
Viskositas (μ) = 0,80 cp
(HYSYS)
Gt x Di μ x 2.42 = 16935,30
Nret =
Gt Btu/hr.ft.ºF (HYSYS) 𝜌 air = 1 g/cm3 = 62.5 lb/ft2 v = lb/ft3 (HYSYS) 3600 x 𝜌 cp (HYSYS) = 2,81 ft/s
M L x Nt^2/3 = 7,51 lb/hr.ft
G" =
Berdasarkan Figure 25 D.Q. Kern, 1965 : hi = 800,00 Btu/ft2.hr.°F
hi x Di hio = Berdasarkan Figure 12.9 D.Q. Kern, 1965 : Do ho = 150,00 Btu/ft2.hr.°F = 661,33 Btu/ft2.hr.°F Tahanan panas pipa bersih : ho x hio Uc = ho + hio = 122,27 Btu/hr.ft2.ºF Dirt factor : Uc − Ud Rd = Uc x Ud = 0,00 hr.ft2.ºF/Btu
Evaluasi Pressure Drop :
(Nilai RD memenuhi standar desain Rdmin 0.001)
NRe
Hot vapour : Shell Side = 35803,91
NRe
Cooling water : Tube Side = 16935,30
Berdasarkan Figure 29 D.Q. Kern, 1965 Berdasarkan : Figure 26 D.Q. Kern, 1965 : 2 2 2 2 f = 0,0017 ft /in f = 0,00023 ft /in 144 x p x BM 1545 x (460 + T) x 62.5 = 0,00124
s
s =
Nilai μ dibawah 1 cp, maka : Φs = 1 Number of crosses, (N+1) = ∆P
= 1
(Figure 6 D.Q. Kern, 1965)
Nilai μ dibawah 1 cp, maka : Φt = 1 f x Gt^2 x L x n ∆𝑃 (L) = 5.22 x 10^10 x Di x s x Φt 29 psi = 1,09 𝜌
f x Gs^2 x IDs x (N+1) 4xn v^2 1 x ∆P (n) = x x 5.22 x 10^10 x De x s x Φs s 2xg 144 2 = 1,33 psi (memenuhi) = 0,43 psi =
∆P
SPESIFIKASI ALAT Fungsi : Tipe : Jumlah : Bahan : Tekanan desain : Suhu Keluar Cold Fluid : Hot Fluid : Kapasitas : Shell Inside diameter Baffle space Passes Bahan ∆P Tube Side Number of tubes Length BWG Outside diameter
: : : : : : : : : :
= ∆P (L) + ∆P (n) = 1,52 psi (memenuhi)
Mengubah fase uap yang akan di recycle menjadi liquid Counterflow Shell and Tube Heat Exchanger 1 buah Carbon steel SA-129 A 16,16 psi 45 ºC 109 ºC 27070 kg/jam
13,25 in = 0,34 m 6,63 in = 0,17 m 1,00 Carbon steel SA-129 A 1,33 psi 90,00 16 ft 16 0,75 in = 0,02 m
Clearance Pitch Passes Bahan ∆P
: : : : :
0,25 in = 0,01 m 1,00 in (square pitch) = 0,03 m 2,00 Carbon steel SA-129 A 1,52 psi
C. 10. POMPA L-213 Fungsi : Memompa stream recycle dari evaporator Tipe : Centrifugal Pump tipe multi-stage radial flow pump Kondisi Operasi : Temperatur = 109,00 ºC = 228,20 ºF (HYSYS) Suction Pressure (P1) : Tekanan total = Tekanan operasi = 101,30 kPa = 14,69 psi (HYSYS) Tekanan desain = 1,10 x Tekanan total = 16,16 psi = 2327,27 psf Discharge Pressure (P2) : Tekanan total = Tekanan operasi = 101,30 kPa = 1469,23 psi (HYSYS) Tekanan desain = 1,10 x Tekanan total = 1616,16 psi = 232726,40 psf Penentuan Dimensi : Mass rate = 1094,00 kg/jam = 2412,27 lb/jam (HYSYS) Viskositas = 15,63 cp = 0,01 lb/ft.s (HYSYS) 3 3 lb/ft Densitas = 821,70 kg/m = 51,30 (HYSYS) Flow rate
=
3
47,03 ft /jam
=
3
ft /s
0,01
3 = 5,86 gpm = 1,33 m /jam Diameter optimum = 3 x 𝑄^0.36 x 𝜇^0.18 (Coulson, 1983 : 221)
= 1,03 in Diameter standar = IPS 1 in sch 40 Outside diameter = 1,32 in = Inside diameter = 1,05 in = 2 Flow area = 0,01 ft Kecepatan fluida
=
2,18
ft/s
0,11 0,09
ft (Table A.5-1 Geankoplis, 2003) ft (Table A.5-1 Geankoplis, 2003) (Table A.5-1 Geankoplis, 2003)
=
0,66
m/s
#### ft
#### ft Z
# ft
#### ft
# ft
# ft # ft # ft
Z
Gambar C.6 Ilustrasi Skema Aliran Pompa
Bilangan Reynold : ρ.Dv 51,30 x NRe = = rho = 929,52
0,09 0,01
x
2,18
Perhitungan Friksi : ● Friksi karena kontraksi kondensor menuju pipa Perbandingan A2/A1≈ ## (Luas kondensor sangat besar dibandingkan pipa, A1 >>> A2) Aliran transisi (α) = 0,75 Friction loss
=
=
● Friksi karena pipa lurus Panjang pipa = 72,00 ft Reynold number= 929,52 Fanning factor = 0,02 Friction loss
=
0,05
ft.lbf /lbm
(Figure 2.10-3 Geankoplis, 2003) =
4,37
ft.lbf /lbm
● Friksi karena fitting dan valve Jenis fitting dan valve Kf Jumlah Elbow 90º standar 0,75 5,00 Globe valve (wide open) 6,00 1,00 Check valve (swing) 2,00 1,00
Elbow (hf)
=
=
0,28
ft.lbf /lbm
Globe valve (hf)
=
=
0,44
ft.lbf /lbm
Check valve (hf)
=
=
0,15
ft.lbf /lbm
Friksi total pompa =
Perhitungan Daya Pompa : Diambil titik 1 dan titik 2 : z1 = reference = 0,00 z2 = 7,00 ft ρ1
=
ρ2
v1
≈
0,00
=
ft.lbf /lbm
5,29
ft
3 51,30 lb/ft
ft/s
Mechanical Energy Balance :
- Ws = 0,07 + - Ws = 4503,84 Ws =
7,00
+ 4491,48 +
5,29
-4503,84 ft.lbf /lbm
Efisiensi pompa, η = 75% Wp = Wp =
-Ws η -4503,84 = 6005,12 ft.lbf /lbm 0,75
Daya Pompa, P =
Wp x Q x ρ 6005,12 x 0,00037 x = 550 550,00 = 0,21 hp
51,30
Spesifikasi : Fungsi Tipe
= Memompa stream recycle dari evaporator = Centrifugal Pump tipe multi-stage radial flow pump 3 Kapasitas = 1,33 m /jam Tekanan masuk = 16,16 psi Tekanan keluar = 1616,16 psi Bahan pipa = Commercial Steel Ukuran pipa = IPS 1 in sch 40 Power pompa = 0,15 kW
C.11. POMPA L-231 Fungsi : Mengalirkan liquid masuk ke reaktor R-230
Tipe : Centrifugal Pump tipe centrifugal radial Kondisi Operasi : Temperatur = 272,10 ᵒC = 521,78 ᵒF Suction Condition Mass rate = 7269,00 kg/jam = 16025,24 lb/jam Viskositas = 5,14 cp = 0,0035 lb.s/ft 3 kg/m Densitas = 8,15 = 0,51 lb/ft3 Flow rate = 891,79 m3/jam = 31492,76 ft3/jam = 8,75 ft3/s Tekanan operasi = 101,30 kPa = 14,69 psi Tekanan desain = 1,10 x P total = 16,16 psi = 2326,66 psf Discharge Condition Mass rate = 7269,00 kg/jam = 16025,24 lb/jam Viskositas = 5,14 cp = 0,00345 lb.s/ft 3 kg/m Densitas = 8,15 = 0,51 lb/ft3 Flow rate = 891,79 m3/jam = 31492,00 ft3/jam = 8,75 ft3/s Tekanan operasi = 101,30 kPa = 14,69 psi Tekanan desain = 1,10 x P total = 16,16 psi = 2326,66 psf Penentuan Dimensi Schedule number = Ps x 1000 Ss (vilbrant, hal.344) Ps = Internal working pressure Ss = Allowable stress Pemilihan schedule number pipe yang akan digunakan : 18 Cr-20 Ni Commercial steel pipeasumsi aliran = turbulen (Perry hal 10-108) Ps = 482,00 Ss = 16000 ( Brownell hal 337) Sch = 30,13 ~ 40 0,36 0,18 Di Optimum= 3. Q . m (Timmerhaus, hal 496) = 2,36 ~ 2,50 in Diambil schedule number pipa distandardkan, yaitu 2 in schedule 40 dari ASME/ANSI B36 Dipakai pipa standar ASME/ANSI 2 in sch 40 B36 OD = 2,88 in = 0,24 ft (Tabel 10.18 Perry) ID = 2,47 in = 0,21 ft = 0,06 m 2 2 Flow area A = 4,78 in = 0,55 ft = 0,00 m Wall Thicknes = 0,20 in Nre = v1 =
28730,93 15,98 ft/s
maka termasuk aliran turbulen
.
v2 =
15,98
ft/s
. . Tinggi keluaran evaporator = 28,00 in = 2,33 ft Tinggi liquida dari evaporator = 49,81 in = 4,15 ft Tinggi tangki reaktor neutralizer= 70,00 in = 5,83 ft total panjang pipa tangki digunakan = 150,00 in = 12,50 ft asumsi yang digunakan: - Pipa inlet berada pada bagian bawah tangki penampung - Pipa outlet berada pada bagian atas tangki fermentor dan starter - Diameter pipa yang digunakan sama besar - Diameter tangki penampung dianggap besar - Liquida tidak mengalami perubahan densitas - titik 1 adalah titik dalam liquida tangki 1 - titik 2 adalah titik keluaran pipa outlet Perhitungan v1 = flow rate titik 1 = 0,00 ft/s 0,00 ft/s (v2)2 = 2.gc z1.g gc
v2
=
(Karena diameter evaporator dianggap sangat besar )
49,81 ft
= flow rate = flow area A
15,98
ft/s
2
(v2) = 3,97 ft/s 2.gc z1 sebagai acuan (datum)##=ft z2
= =
z2.g = 1,68 ft gc
tinggi reaktor-tinggi liquida pada mixer 1,68 ft
2 1 4
2 3
A. Friksi di bagian suction 1. friksi yang terjadi karena kontraksi Liquid masuk pompa dari evaporator ke pipa 10'' 2 hc = Kc x v ( Geankoplis, pers 2.10-16, hal 93 ) 2 x gc dimana : Kc = 0,55 x A2 = 0,55 (A3/A1 =0 karena A1 >>>) ## A1 hc = 0,55 x 3,97 = 2,18 ft lbf/ lbm
(
)
2. Friksi Karena pipa lurus Panjang pipa lurus dari mixer ke bagian suction diperkirakan #### sepanjang ft Nre = r D v Turbulen = 28730,93 m nilai ƹ (roughnessfor commercial pipe) = 0,00 m = 0,00 ft ƹ/D = 0,00 fanning friction factor = 0,01 (Geankoplis fig 2.10-3) = 4f v2 L 2 gcD = # x 0,01 x 3,97 2,00 x 0,21 3. Friksi di Elbow 90ᵒ jenis elbow = 90 ᵒ jumlah = 1,00 kf = 0,75 Fps
hf = 1 x Kf x = # x
x
50
=
12,53 ft lbf/ lbm
(Tabel 2.10-1 Geankoplis)
2
v 2gc 0,75 x
3,97 2
4. Friksi bagian suction F = hc + Fps + hf = 2,18 + 12,53 +
=
0,74
0,74
ft lbf/lbm
=
15,46 ft lbf/ lbm
B. Friksi di bagian discharge 1. Friksi Karena pipa lurus panjang pipa lurus bagian discharge di perkirakan : 25 ft horizontal, keluar pompa 50 ft vertikal, keatas 25 ft horizontal masuk ke neutralizer sehingga total pipa lurus di bagian discharge =100,00 ft Fpd
= =
4f v2 L 2 gcD 4x 0,01
=
x 3,97 x # x 0,21 ft lbf/lbm
25,07
2. Friksi Karena Fitting (Elbow) jenis elbow = 90 ᵒ jumlah = 2,00 kf = 0,75
(Tabel 2.10-1 Geankoplis)
hf = 2 x Kf x =
2x
v2 2gc 0,75 x
100,00
3,97 #
=
2,98
ft lbf/lbm
3. Friksi karena sudden enlargement saat masuk reaktor
2 4
A2
A1
Kex = ( 1 hex
= 1 = Kex
x
A4 2 ) A2
Karena A2 sangat besar, A4 = 0 maka nilai A2
v2 1x 3,97 = 2.gc 2,00
=
1,98
ft lbf/lbm
4. Friksi bagian discharge Fd = Fpd + hf = 25,07 = 30,03
+ hex + 2,98 ft lbf/lbm
Friksi Total = Fs + Fd = 0,00 = 30,03
+
1,98
+ 30,03 ft lbf/lbm
Menghitung Daya, horse power dan head pompa Digunakan Mechancal Energy Balance P2
P
- Ws
= =
20,19 + 50,21
0,00 ft lbf/lbm
Menghitung Horse Power pompa (hp) Ƞ = 0,85 hp = Wp x Mass rate fluida 550,00
+
0,00
+
30,03
(Timmerhaus, ed 5 fig 12.17 hal 516) hp ft.lbf/jam
Wp = - Ws 59,08 ft lbf/lbm = Ƞ hp pompa = 0,87 hp head pompa = Ws x gc = 50,21 ft g
Berdasarkan spesifikasi pompa dari merk Grundfos Industry akan dipilih pompa dengan spesifikasi sebagai berikut : Spesifikasi : Fungsi = Mengalirkan liquid masuk ke reaktor R-230 Tipe = Centrifugal Pump tipe centrifugal radial 3 Kapasitas = 891,79 m /jam Tekanan masuk = 14,69 psi Tekanan keluar = 14,69 psi Bahan pipa = Commercial Steel Ukuran pipa = IPS 2 1/2 in sch 40 Head pompa = 15,31 m Power pompa = 0,65 kW
C.12. Neutralizer (R-230) Fungsi Menetralkan : produk hasil reaksi dengan menambahkan asam fosfat Bentuk Silinder : dengan tutup atas dan bawah berbentuk standard dished head Bahan Kontruksi : Stainless Steel Type 316, Double-welded butt joint Sistim operasi : Kontinyu Jumlah : 1 buah Rate Aliran Masuk = 7274,20 kg/jam r reff air (25 °C) = 997,05 kg/m3
(HYSYS)
3 Flowrate larutan= 7,69 m /jam m campuran = 1,51 cp = 5,44 kg/m.jam 3 ρ campuran = 946,30 kg/m Residence time = 2,00 jam = 15,37 m3 Vol. larutan Banyak tangki = 1 buah 3 VL = 15,37 m
(HYSYS) (HYSYS) (HYSYS) (Gilmour, 2014 : 166)
V larutan (VL) = 0,75 Volume total Volume tangki = 15,37 0,75 =
3 20,50 m
Menentukan Dimensi Tangki Tangki berupa silinder tegak dengan tutup atas dan bawah standart dished head Perbandingan tinggi silinder : diameter bejana=(Ls1,50 : Di) (Kusnarjo, 2010 : 7) 2 Vol. silinder (Vs)= 1 π x Di x Ls 4 2 = 1 π x Di x 1,5Di 4 3 = 0,25 x 1.5 x 3,14 x Di 3 = 1,18 x Di 3 Vol. t.atas (Vdish) = 0,08 x Di (Kusnarjo, 2010 : 7) Volume total = Volume silinder (Vs) + 2 x Volume dished head (Vdish) 3 3 x Di3 20,50 m = 1,18 x Di + 2 x 0,08 3 3 20,50 m = 1,35 x Di
Di3 Di
= =
15,22 2,48 m =
Tinggi silinder (Ls) = 1,50 x Di = 1,50 x 2,48 = 3,72 m
97,57 in
VL dlm silinder
= = = =
- Vdish 3 15,37 - 0,08 x Di 15,37 - 1,29 3 14,08 m
VL
Tinggi larutan dalam silinder (LL=) Volume larutan dalam silinder (VL ) =
2,92
π/4 x Di2 m
Menentukan Tekanan Desain (Pd) Tekanan operasi tangki sama dengan tekanan atmosfir ditambah dengan tekanan parsial bahan P Operasi = 101,33 kPa = 14,70 psi P hidrostatic = ρ bahan x g x LL = 946,30 x 9,80 x 2,92 2 = 27094,40 N/m = 3,94 psig P Total = P hidrostatic + P Operasi = 3,94 + 14,70 = 18,64 psig Pdesain 10% lebih besar dibanding Ptotal (Coulson, 1983 : 10) Pdesain = 1,10 x P Total = 1,10 x 18,64 = 20,51 psi Menentukan Ketebalan Silinder Dipergunakan bahan yang terbuat dari Stainless steel type 304 dengan spesifikasi : Stainless steel type 304 f = 18750 psi (Brownell, 1959 : 342) E = 0,80 (Double-welded butt joint) (Brownell, 1959 : 254) C = 0,13 in (Timmerhaus, 1981 : 542) Pd x Di (Brownell, 1959 : 275) + C 2 x (f E - 0,6 Pd) dimana : ts = Tebal minimum silinder, in Pd = Tekanan Design, psi f = Allowable stress maksimum, psi Di = Diameter dalam silinder, in E = Effisiensi sambungan las C = Tebal korosi, in ts =
ts = =
Pd x Di + C 2 x (f E - 0,6 Pd) 0,07 in + 0,13 in
= 0,19 in = 0,25 in (standarisasi) = 0,01 meter OD = ID + 2 t silinder OD = 97,57 in + # x 0,25 OD = 98,07 in = 102,00 in (standarisasi) meter = 2,59
(Brownell, 1959 : 90)
in (Brownell, 1959 : 90)
Menentukan Dimensi Tutup (dished head) OD = 102 in rc = 96 in icr = 6,13 in
(Brownell, 1959 : 90) (Brownell, 1959 : 90) OD
OA
b
icr
A
B
sf
t
ID a
r
C Gambar 2. Dimensi dari dished head
t head
= 0,885 x Pd x rc + C 2 (f.E - 0,1Pd) = 0,06 in + 0,13 in
t head t head t head
= 0,18 in = 3/16 in (standarisasi)
t head
=
Tinggi total LT Lh b
0,01 = = = =
(2xTinggi tutup) +Tinggi silinder (2 x Lh) + Ls b + sf + th r - (BC2 - AB2)0,5
BC = r - icr = AB = (Di/2 - icr) =
Lh
= =
(Brownell, 1959 : 90)
m
Untuk, Do = 102 in th = 3/16 in sf = 2,00 in
b
(Brownell, 1959 : 258)
89,88 in 42,66 in
96 79,11 16,89 in
= b + sf + th
(Brownell, 1959 : 88)
= = LT
= = = =
16,89 + 2,00 + 3/16 19,08 in = 0,48 m (2 x Lh) 38,16 184,51 4,69
+ Ls in + 146,35 in in m
Perhitungan tinggi liquid dalam tangki (LLtotal) LLtotal = LL + b + sf = 115,02 + 16,89 + 2,00 = 133,92 in = 3,40 m Pengaduk Digunakan pengaduk berjenis : flat six blade turbine with disk Jumlah baffle : 4 buah (Geankoplis, 1959 : 159) Da/Dt = 0,40 Da = 0,99 m (Geankoplis, 1959 : 158) W/Da = 0,20 W = 0,20 m (Geankoplis, 1959 : 158) L/Da = 0,25 L = 0,25 m (Geankoplis, 1959 : 158) C/Dt = 0,33 C = 0,83 m (Geankoplis, 1959 : 158) Dt/J = 12,00 J = 0,21 m (Geankoplis, 1959 : 158) N = 90,00 rpm = 1,50 rps dimana, Da : diameter agitator Dt : diameter tangki W : lebar pengaduk L : panjang daun pengaduk C : jarak pengaduk dari dasar tangki J : lebar baffle N : kecepatan putar
2 Nre = Da N r = 923071,43
m
Np = # (Figure 3.4-5 Geankoplis 4th edition) 3 5 P = Npr r N Da = 12226,79 J/s = 12,23 kW = 16,40 hp Daya motor (Pi) : h motor = 0,80 (Timmerhauss, 1981 : 516) 16,40 P Pi = = 0,80 h
= 20,50 hp = #### hp (standarisasi) Spesifikasi Neutralizer (R-230) : Kode : ASME Fungsi : Menetralkan produk hasil reaksi dengan menambahkan asam Bentuk : Silinder dengan tutup atas dan bawah berbentuk standard dished head Pengelasan : Double welded butt joint Bahan : Stainless Steel, Type 304 Jumlah : : 1 buah Pdesign : 20,51 psig 2,48 m Diameter dalam tangki Di : 97,57 in = 2,59 m Diameter luar tangki Do : 102,00 in = 2,92 m Tinggi liq dlm silinder LL : 115,02 in = 3,40 m Tinggi liq dlm tangki LLtotal : 133,92 in = 3,72 m Tinggi silinder Ls : 146,35 in = 0,48 m Tinggi tutup atas Lha : 19,08 in = 0,48 m Tinggi tutup bawah Lhb : 19,08 in = LT 4,69 m Tinggi tangki : 184,51 in = 0,25 in = 0,01 m Tebal silinder ts : 3/16 in = 0,00 m Tebal tutup atas tha : 3/16 in = 0,00 m Tebal tutup bawah thb : Pengaduk Type : flat six blade turbine with disk Jumlah: # Buah Power : #### hp 0,25 m = 0,81 ft Diameter pengadukDa : 0,21 m = 0,68 ft Panjang pengaduk La : 0,83 m = 2,71 ft Lebar pengaduk W : 4,92 ft Jarak dari dasar C : 1,50 m = Kecepatan putaran N : 90,00 rpm C.33 H3PO4 STORAGE TANK (F-232) Fungsi : Menampung bahan baku asam fosfat Bentuk : Silinder dengan tutup atas standard dished head dan bawah berbentuk conical 120o Bahan Kontruksi : Stainless steel type 304 Sistim operasi : Continu Jumlah : 1 buah Rate Aliran Masuk = 5,87 kg/jam r reff air (25 °C) = 997,05 kg/m3
Komponen Massa H3PO4
4,99
H2O Total
0,88 5,09
Vol. larutan m campuran
= =
ρ campuran Banyak tangki V larutan (VL) Volume tangki
= = = = =
Fraksi r (m3/kg) volume (m3) Massa 0,85 1880,00 0,0027 0,15 0,0009 998,00 1,00 1747,70 0,0035 3 0,0035 m /jam 1,80 cp = 6,47 kg/m.jam 3 1747,70 kg/m 1 buah 0,75 Volume tangki 0,00 0,75 0,00
m3
Menentukan Dimensi Tangki Tangki berupa silinder tegak dengan tutup atas dan bawah standart dished head 1,50 Dimensi tinggi silinder / diameter bejana = (Ls / Di) 2 Vol. silinder (Vs) = 1 π x Di x Ls 4 2 = 1 π x Di x 1,5Di 4 3 = 0,25 x 1.5 x 3,14 x Di 3 = 1,18 x Di 3
0,08 x Di π x Di3 24tg 0.5 α = π x Di3 24 tg 0.5 (120) = 0,08 x Di3 Volume total = Volume silinder (Vs) + Volume dished head + Volume conical 3 3 3 0,00 m = 1,18 x Di + 0,08 x Di + 0,41 x Di3 3 3 0,00 m = 1,67 x Di Vol. t.atas (Vdish) = Vol. t.bawah (Vcon) =
Di3 Di
= 0,00 = 0,14
m = 5,56 in
Tinggi silinder (Ls) = 1,50 = 1,50 = 0,21 VL VL dlm silinder = = 0,0035
x Di x 0,14 m - Vcon - π x Di3 24tg 0.5 α = 0,0035 - 0,0002
= 0,0033
m3
Volume dalam silinder (VL ) Tinggi larutan dalam =silinder (Llarutan L) =
π/4 x Di2 0,21 m
Menentukan Tekanan Desain (Pd) Tekanan operasi tangki sama dengan tekanan atmosfir ditambah dengan tekanan parsial bahan P Operasi = 101,33 kPa = 14,70 psi P hidrostatic = ρ bahan x g x LL = 1747,70 x 9,80 x 0,21 N/m2 = 0,53 psig = 3631,05 P Total = P hidrostatic + P Operasi = 0,53 + 14,70 = 15,23 psig Pdesain 10% lebih besar dibanding Ptotal (Coulson, 1983 : 10) Pdesain = 1,10 x P Total = 1,10 x 15,23 = 16,33 psi Menentukan Ketebalan Silinder Dipergunakan bahan yang terbuat dari stainless steel 304 dengan spesifikasi : Stainless steel type 304 f = 18750 psi (Appendiks D, Brownell & Young hal : 342) E = 0,80 (Tabel 2.1, Kusnarjo, hal 14) C = 0,13 in (Timmerhaus, 1981 : 542) Pd x Di (Brownell,1959 : 254) + C 2 x (f E +0.4 Pd) dimana : ts = Tebal minimum silinder, in Pd = Tekanan Design, psi f = Allowable stress maksimum, psi Di = Diameter dalam silinder, in E = Effisiensi sambungan las C = Tebal korosi, in ts =
Pd x Di + C 2 x (f E - 0.4 Pd) = 0,00 in + 0,13 in = 0,13 in = 0,19 in (standarisasi) = 0,00 meter
ts =
(Brownell,Table 5.7,p 90)
OD = OD = OD = = =
ID + 5,56 5,94 12 0,30
2 t silinder in + # x 0,19 in in (standarisasi) meter
in (Brownell,Table 5.7,p 91)
Menentukan Dimensi Tutup (dished head) OD = 12 in rc = 12 in (Brownell, Tabel 5.7,p 91) icr = 0,75 in (Brownell,Table 5.7,p 91)
OD OA
b
icr
A
B
sf
t
ID a
r
C Gambar 2. Dimensi dari dished head
tha tha tha tha ha ha
= 0,885 x Pd x rc f.E - 0,1Pd = 0,01 in
(Brownell,Pers13.12,p258)
= 3/16 in (standarisasi) = 1,50 m
(Brownell,Table 5.7,p 90)
= 0.169 x Do = 2,03 in 0,06 m
Menentukan Dimensi Tutup Bawah (Conical 120o) thb Pd = 2cos0.5 α (fE -0.6 Pd) thb = 0,00 in thb = 0,19 in (standarisasi) thb = 0,00 m hh Do = 2tan 0.5 α = 3,46 in = 0,09 m
+ bawah Tinggi total = Tinggi tutup atas + tinggi tutup Tinggi silinder LT = 0,36 m = 14,20 in Tinggi Liquid di tangki= Tinggi tutup bawah + tinggi liquid di silinder LLtotal = 0,09 m + 0,21 m LLtotal = 0,30 m LLtotal = 11,81 in Mendesain coil pemanas Coil yang digunakan 1/2 in turns Suhu steam : Suhu mixer t1 = 30
(Kern, 1983, p. 723)
T1 = 300 oC = 572 oF T2 = 300 oC = 572 oF
C = 86 oF t2 = 95 oC = 203 oF Dari data neraca panas diperoleh data Wsteam = 162,25 kg/jam = 357,70 lb/jam Q = 20281,90 Btu/jam = 21417,00 kJ/jam ΔT LMTD =
o
(T1-t2) - (T2-t1) ln
(T1-t2)
(T2-t1) -116,64 ΔT LMTD = = 369,36 ln 486,00 = 425,02 oF
-116,64 -0,27
Tc = 1/2 (T1+T2) tc
= 572,00 = 1/2 (t1+t2)
o
=
o
144,32
F F
Menghitung ukuran coil Wsteam Volumetricsteam = ρsteam 162,25 kg/jam = 3 7,13 kg/m = 22,75 m3/jam 3 3 = 0,38 m /menit = 0,23 ft /s Dari Peter and Timmerhaus menentukan diameter optimum (untuk aliran turbulen) 0.45 0.13 di = 3.9*Q ρ
di = 1,80 in = 0,15 ft digunakan pipa dengan diameter 2 in sch 40 a'' =
0,05
(Geankoplis, App A-5-1) ft2/ft
OD = 2,38 in a' = Data yang dibutuhkan : 2 o k = 0,10 Btu/ (hr)(ft )( F/ft)
0,02
ft2
ID
= 2,07 in
o cp = 0,48 Btu/ (lb)( F) Menghitung hi dan hio Bagian bejana (Larutan H3PO4) 1. NRe,b = Da x V x ρ μ = 22,32 2. jH = 5,00 (Fig. 28, Kern) 1/3 0.14 ho = jH (k/D)(cp μ/k) (μ/μw) (k/D) = 0,58 1/3 (cp μ/k) = 5,68 0.14 (μ/μw) = 1,00
ho =
2 o 16,48 Btu/(hr)(ft )( F)
Coil (steam) 3. untuk steam (Kern, hal 723 ), 2o hio = 1500 btu/j ft F Btu/(hr)(ft2)(oF) Uc = ho x hio = 16,30 ho + hio 2 o Rd = 0,01 (hr)(ft )( F)/Btu (Kern, p. 719) hd = 1,00 = 200,00 Rd 2 o Ud= Uc x hd = 15,07 Btu/(hr)(ft )( F) Uc + hd 2 A = Q = 3,17 ft Ud x LMTD 2 External surface= 0,05 ft /ft 2 per turns = π x 0,8 x L = 0,12 ft turns = A/Turns = 25,73 SPESIFIKASI ALAT : Kode : ASME Fungsi : Menampung bahan baku asam fosfat Bentuk : Silinder dengan tutup atas standard dished head dan bawah berbentuk conical 120o
Pengelasan : Double welded butt joint Bahan : Stainless steel type 304 Jumlah : 1 buah Pdesign : 16,33 psig 5,56 Diameter dalam tangkiDi : Diameter luar tangki Do : 12,00 0,21 Tinggi liq dlm silinderLL : Tinggi liq dlm tangkiLLtotal : 11,81
in = in = in =
0,14 0,30 0,01
m m m
in =
0,30
m
Tinggi silinder
Ls
:
0,01
in =
0,21
m
Tinggi tutup atas
Lha
:
2,03
in =
0,06
m
Tinggi tutup bawah
Lhb
:
3,46
in =
0,09
m
Tinggi tangki Tebal silinder Tebal tutup atas
LT ts tha
: : :
14,20 in = 0,19 in = 3/16 in = 3/16 in =
0,36 0,00 0,00
m m m
0,00
m
thb Tebal tutup bawah Coil Jumlah lilitan Coil Jarak setiap lingkaran coil Kebutuhan steam Diameter Coil
: : : : :
25,73 0,50 162,25 2,00
buah inch kg/jam inch
C.14. Crystallizer (X-230) Fungsi : Membentuk kristal gliserol monostearat dan gliserol menurunkan temperatur Tipe : Bejana berbentuk silinder tegak dengan tutup atas berbentuk head dan tutup bawah berbentuk conical dilengkapi impeller jaket pendingin Menentukan bahan konstruksi, Bahan konstruksi yang dipilih adalah Carbon steel, SA-212 grade A dengan a. Bahan baku berwujud cairan non korosif b. Cocok untuk bejana dengan ketebalan < 1.25 in c. Harga relatif lebih murah d. Maximum allowable stress cukup besar : 16250,0 psi Menentukan dimensi bejana Diketahui - Volume liquida dalam bejana 75% dari volume bejana o - Sudut puncak 120 - Tinggi silinder = 1,5 diameter bejana - Waktu tinggal liquida dalam bejana selama 30 menit o - Kondisi operasi bejana T = 58 C P = 101,30 kPa = 14,70 psi
Desain diameter bejana Laju massa umpan liquida Massa liquida
=
7271,99
kg/jam
=
16031,97
=
8015,99
lb x jam lb
Densitas umpan liquida=
904,50
kg/m3
Volume liquida
m ρ
Volume liquida
=
=
=
16031,97 lb/jam
1 jam x 60 menit
=
30 menit
56,44
lb/ft3
3 142,02 ft
Volume total bejana
= 0,75 x Volume total bejana 3 = 189,37 ft
Volume total bejana
= Vtutup bawah
+ Vsilinder
+ Vtutup atas
189,37
= (𝜋𝑑^3)/(24 𝑡𝑔 1/2 𝛼)+𝜋/4 𝑑^2 𝐻+0,0487𝑑 ^3
189,37
= (𝜋𝑑^3)/(24 𝑡𝑔 〖60〗^𝑜 )+𝜋/4 𝑑^2 1,5 𝑑 +0,0487𝑑^3 3 3 3 = 0,41 d + 1,10 d + 0,05 d
189,37 189,37 d3 d do OD
=
1,56
d3
= 121,66 = 4,96 ft = 5,00 ft = 60,00 in
(distandarkan)
Tinggi silinder, H
= 1,50 x OD = 7,50 ft = 90,00 in
VL dlm silinder
= Vtotal - Vconical = 142,02 - (𝜋𝑑^3)/(24 𝑡𝑔 〖60〗^𝑜 ) = 142,02 - 51,10 3 = 90,92 ft
Tinggi larutan dalam silinder (LL=) Volume larutan dalam silinder (VL ) =
4,63
π/4 x Do2 ft
Menentukan P desain Ptotal = P hidrostatik + P dalam bejana g = ρ x x H + 14,70 gc 7,50 = 56,44 x 1,00 x + 14,70 144,00 = 17,64 psi
P desain
= 1,20 x P total = 21,17 psi
Desain tebal bejana Bahan yang digunakan Carbon steel, SA-212 grade A. Untuk pengelasan, digunakan double-welded butt joint , dengan spesifikasi sebagai berikut : f = 16250,00 psi E = 0,80 (Brownell & Young, page 254) C = 0,13
a. Tebal bagian silinder Pdesain x OD ts = # x (f E +0,4 Pdesain) dimana :
ts = ts = ts = ts = ts =
+
C
ts
= Tebal minimum silinder
Pdesain f OD E C
= = = = =
Tekanan Design, psi Allowable stress, psi Diameter luar silinder, in Effisiensi sambungan las Tebal untuk korosi, ditetapkan2/16 in
21,17 x 60,00 2 x ( 16250 x 0,80 + 0,40 x 0 3 16 3 16 0,19
in in in in
Diameter dalam bejana di = do - 2 ts = 60,00 0,38 = 59,63 in
21,17 )
+
0,13
=
4,97
ft
b. Tebal tutup bagian atas Bentuk tutup bagian atas berupa standard dished head , sehingga besar sama dengan diameter bejana. Dari Table 5.7 Brownell and Young page 90 didapatkan r = 60,00 in th = th = th = th = th =
0,89
pi r
+ C 2(f .E - 0,1pi) 0,89 x 21,17 x 60,00 1 2 x ( 16250 x 0 x 21,2 ) 0 in 3 in 16 3 in 16
+
0,13
Dari Table 5.7 Brownell and Young page 90 didapatkan icr = 3,63 in sf = 1,50 - 2,25 in Tinggi tutup
ha
= = =
OD 0,17 0,17 x 60,00 10,14 in
c. Tebal tutup bagian bawah Tutup bejana bagian bawah berbentuk conical dengan sudut puncak 120o pi do th = + C 4(f .E - 0,6pi) cos α 21,17 x 60,00 th = o + 0,13 4 x ( 16250 x 0,80 -0,60 x 21,17 cos (1/2. 120 ) th = 0 in 2 th = in 16
th =
3,00 in 16
th = 0,19 Tinggi tutup
in hh
=
do = 2 tg (1/2) α
60,00 = 2 x tg 60
93,74
in
Menentukan Sistem Pengaduk Ditentukan jenis pengaduk : flat six-blade open turbin Dari Table 3.4-1 Geankoplis 3rd Ed hal 144 Da/Dt = 0,30 Da : diameter agitator H/Dt = 1,00 Dt : diameter tangki C/Dt = 0,33 W : lebar pengaduk W/Da = 0,20 L : panjang daun pengaduk Dd/Da = 0,67 C : jarak pengaduk dari dasar tangki L/Da = 0,25 J : lebar baffle J/Dt = 0,08
Da = H = C = W= Dd= L = J =
0,30 1,00 0,33 0,20 0,67 0,25 0,08
Dt = Dt = Dt = Da = Da = Da = Dt =
Power Pengaduk kecepatan putaran μ
0,30 1,00 0,33 0,20 0,67 0,25 0,08
x x x x x x x
59,63 59,63 59,63 17,89 17,89 17,89 59,63
= = = = = = =
17,89 59,63 19,88 3,58 11,93 4,47 4,97
= 200 rpm = 3,33 = 88,68 cP = 0,09 kg/m.s = 0,06 lb/ft s
in in in in in in in
rps
= = = = = = =
0,45 1,51 0,50 0,09 0,30 0,11 0,13
m m m m m m m
= = = = = = =
1,48 4,95 1,65 0,30 0,99 0,37 0,41
ft ft ft ft ft ft ft
2 = Da N ρ = μ
Nre
0,21
x
3,33 0,09
x ####
= #### turbulen
Dari Fig. 3.4-4 curve 2 , Geankoplis hal 145, didapatkan Da/W Np 5 3 P = Np x ρ x N x Da = 2,00 x 904,50 x 37,04 x 0,02 = 1297,15 J/s = 1,30 kW = 1,74 HP Ditentukan efisiensi motor , η Power motor = 1,74 0,80 = 2,17 HP
= 0,80
Perhitungan Diameter Nozzle Inlet dan outlet Nozzle sama Asumsi aliran viskos Di, opt Dimana, Di,opt μ Qf ρ μ Qf
= 3,0 x Qf0.36 x μ0.18 = diameter optimum dalam pipa, in = viskositas campuran, cP = flowrate liquid, ft3/s
3 = 904,50 kg/m = 88,68 cP 3 = 8,04 m /jam
Di, opt
= =
3 56,44 lbm/ft
0,08
= 3,0 x Qf0.36 x μ0.18 = 3,00 x 0,40 x = 2,70 in = 0,07 m
ft3/s
2,24
Dari Geankoplis App A.5.1 ditentukan : Nominal size : 3,00 in sch 40 Didapat : OD = 3,50 in = 0,09 ID = 3,07 in = 0,08 2 A = 0,00 m Cek jenis aliran : Kecepatan aliran (v) = Q = 8,04 A 0,00 = 1685,84 m/jam
m m
= # = #
= ρDv m = 904,50 x
Nre
0,08 x 1685,84 319,25 = 372,21 (belum memenuhi) Nre < 2100, maka asumsi awal bahwa aliran viskos benar sehingga dipilih ukuran pipa 3 in sch 40 Perhitungan jaket pendingin 1. Heat balance Aliran bahan panas, W Aliran bahan dingin,
Q W
2. LMTD T1 = T2 =
= = = = = =
7271,99 16031,97 916517,41 868675,20 15275,29 33676,21
97,92
°C =
208,26
°F
40,00
°C =
104,00
°F
t1
=
30,00
°C =
86,00
°F
t2
=
45,00
°C =
113,00
°F
LMTD
=
LMTD
=
kg/jam lb/jam kJ/jam Btu/jam kg/jam lb/jam
( 208,26 - 113 ) - ( 104 ln ( 208,26 - 113,00 ) ( 104,00 86,00 ) 46,37
86,00 )
°F
3. Caloric temperature Campuran bahan baku yang masuk crystallizer memiliki viskositas sehingga perhitungan nilai Tc dan tc bergantung pada nilai dari oAPI zat
Properties Cold Fluid ρ 904,50 s.g = = 0,90 = ρ ref 1000,00 141,50 o - 131,50 = 24,94 API = s.g Caloric temperature ∆tc = 18,00 °F ∆th = 95,26 °F
∆tc ∆th
=
0,19
Dari Fig. 17 Kern didapatkan Kc = 0,35 Fc
=
Tc
= T2 = t1
tc
0,42 + Fc ( + Fc (
T1
- T2 - t1
t2
Diameter pipa : 2 in sch 40 ID = 2,07 in OD = 2,38 in 2 a' = 3,35 in = 0,02 2 a" = 0,62 ft /ft =
L = Da
N = ρ
17,89 = 12,00
1,49
) =
147,79 °F
) =
97,34 °F
ft2
ft
100,00 rpm = 6000,00 rph
3 = 904,50 kg/m
=
3 56,44 lbm/ft
μ =
88,68 cP
= 214,61 lb/ft jam
k =
0,14
W/mK
=
0,08
Btu/(jam)(ft2)(oF/ft)
c =
2,18
kJ/kg C =
0,52
Btu/lb.oF
= L2 N ρ = 3506,23 μ
Rei
Dari Fig. 20.2 Kern didapatkan j = 70,00 Btu/jam.ft2.F 59,63 in =
Di =
( (
c.µ k µ µw
)
4,97
ft
0,33
=
)
11,05
0,14
= 1,00
karena fluida air
hi = j =
k
(
c.µ
)
0,33
(
D k 12,88 Btu/jam.ft2.oF
µ µw
)
0,14
Untuk air hio = hi x
ID OD 12,88 x
=
59,63 60,00 2o 12,80 Btu/jam.ft . F
= Uc
hi x hi + 12,88 12,88
hoi
6,42
Btu/jam.ft2.oF
=
= =
hoi x 12,80 + 12,80
0,01
Rd
=
hd
= 1,00 = 200,00 Rd
UD =
Uc
x
hd
Uc
+
hd
A = π D H + π D2 = π x 4,97 x 2 = 149,81 ft Desain tebal jacket : Diambil spasi jacket Diameter dalam jacket
Volume alas jacket
=
6,22
4,63
+ π x ####
= 0,63 in = 0,05 ft = Dij = OD + # x spasi jaket = 60,00 in + # x 0,63 = 61,25 in = 5,10 ft = = =
Volume shell jacket
Btu/jam.ft2.oF
3 0,13 Dij 0,13 17,39 16,35 3 1,04 ft
DO3
2 2 = 3,14 x ( Dij - OD ) x hj 4,00 2 2 = 0,79 x ( Dij - OD ) x hj
Ditetapkan hj sama dengan tinggi liquida dalam shell : hj = 4,63 ft Volume shell jacket
= =
0,79
x
3,83
3
ft
( #### - #### ) x
4,63
Volume jacket
= Volume alas jacket + Volume shell jacket = 1,04 + 3,83 3 = 4,87 ft Menentukan Tekanan Desain Jacket (Pdj) Ptotal = P hidrostatik + P dalam bejana g = ρ x x H + 14,70 gc 4,63 = 56,44 x 1,00 x + 14,70 144,00 = 16,52 psi P desain = 1,20 x P total = 19,82 psi Menentukan Ketebalan Silinder Jacket Dipergunakan bahan yang terbuat dari stainless steel dengan spesifikasi : type 316, grade M (SA-240) (Appendiks D, Brownell & Young hal : 342) f = 17500 psi (Appendiks D, Brownell & Young hal : 342) E = 0,80 (Tabel 2.1, Kusnarjo, hal 14) C = 0,25 t silinder
Pi x Dij + C 2 (f.E + 0,6 Pi) = 0,29 in =
ODj = Dij + 2 x t silinder ODj = 61,25 + 2 x ODj = 61,84 in SPESIFIKASI ALAT : Fungsi Jenis Jumlah Bahan Konstruksi Kapasitas Tinggi bejana OD Diameter bejana, ID
0,29
= Membentuk kristal GMS dan GMP = Scraped Surface Crystallizer = 1,00 = Carbon Steel SA-283 Grade C 3 = 189,37 ft = 5,4 m3 = 7,50 ft = 0,19 m = 5,00 ft = 0,13 m = 4,97 ft = 0,13 m
Tebal silinder bejana Tutup atas Tebal, th
= 0,19 in = 0,00 = Standard dished head
m
=
in =
0,00
m
Tinggi, ha Tutup bawah Tebal, th
= 10,14 in = = Conical
0,26
m
=
0,00
m
Tinggi, hh Pengaduk Power Nozzle Jaket pendingin Media pendingin A Tebal jaket
= 93,74 in = 2,38 m = flat six-blade open turbin = 2,17 HP = 3,00 in sch 40
0,19
0,19
in =
= air = =
2 149,81 ft = 61,84 in =
13,92 1,57
m2 m
C.15. Centrifuge (H-231) Fungsi : Memisahkan kristal GMS dan liquor Tipe : Disc bowl
Dari neraca massa Aliran presipitat Aliran liquor ρ presipitat ρ liquor
= =
6912,35 359,64
kg/jam kg/jam
3 936,70 kg/m = 1000,00 kg/m3
=
V presipitat = 6912,35 = 936,70
7,38 m3/jam =
260,60 cuft/jam= 32,49 gpm
=
0,36 m3/jam =
12,70 cuft/jam= 1,58 gpm
V liquor
359,64 = 1000,00
Berdasarkan table 18-12 Perry Edisi 8 Jenis : Tubular Diameter bowl : 4,13 in Kecepatan putar : 15000 rpm Maksimum centrifuge force x gravity : 13200 Tenaga motor : 2,00 hp Kapasitas : 0,1 - 10 gpm liquid
SPESIFIKASI ALAT : = Memisahkan gliserol monostearat dengan filtratnya Fungsi = Tubular Jenis Jumlah = 1,00 = 0,1 - 10 gpm Kapasitas = 2,00 hp Power motor Ball Mill Fungsi : Memperkecil ukuran produk GMS (1 mm menjadi 0,1 mm) Kapasitas : #### kg/jam = 6,91 ton/jam = 165,90 ton/hari Perhitungan Daya : ṁ = # ton/jam Wi = 13,00 Dpa = 1,00 mm Dpb = 0,10 mm P Bond Postulate = = 0.3162Wi ṁ P =
61,40
(Mc Cabe, 1993)
1,00 1,00 ( √Dpb √Dpa ) (Mc Cabe, 1993)
kW =
82,34
hp
Spesifikasi Alat : Tipe = Marcy Ball Mill No.8 Sieve (Perry, 1997) Kapasitas maksimum = 180 ton/hari Diameter bola = 25-125 mm Diamater mill = 7,00 ft Ukuran rotor = 5 x 4 ft Beban bola = 5,25 ton Kecepatan mill = 27 rpm Power motor = 82,34 hp C.15 TANGKI PEPENYIMPAN GLISEROL MONOSTEARAT (F-242) Fungsi : Menampung produk gliserol monostearat dari Bentuk : Silinder dengan tutup atas berbentuk standard dished head, tutup bawah conical dengan sudut 120o Bahan Kontruksi: Stainless steel type 304 Sistim operasi : Kontinyu Jumlah : 1 buah Rate Aliran Masuk = 7271,99 kg/jam r reff air (25 °C) = 997,05 kg/m3 Komponen
Massa
Gliserol monostearat
6344,08
Fraksi r (m3/kg)volume (m3) Massa 0,87 1030,00 6,16
Gliserol monopalmitat H2O
564,31 359,96
0,08 0,05
1010,00 998,00
0,56 0,36
Na3PO4 Total
3,64 7271,99
0,00 1,00
1620,00 1164,50
0,00 7,08
Vol. larutan m campuran
= =
ρ campuran
m3/jam cp = 4,72 kg/m.jam 3 1164,50 kg/m 3 7,08 m /mixing cycle time 1 buah 3 7,08 m 7,08 1,31
= = Vol. larutan Banyak tangki = VL = V larutan (VL) = 0,75 Volume total Volume tangki = 7,08 0,75 =
9,44
m3
Menentukan Dimensi Tangki Tangki berupa silinder tegak dengan tutup atas dan bawah standart dished head Dimensi tinggi silinder / diameter bejana (Ls /=Di)1,50 2 Vol. silinder (Vs)= 1 π x Di x Ls 4 2 = 1 π x Di x 1,5Di 4 3 = 0,25 x 1.5 x 3,14 x Di 3 = 1,18 x Di 3
Vol. t.atas (Vdish) = 0,08 x Di Volume total = Volume silinder (Vs) + Vol. t.atas (Vdish) + Vol. t.bawah (conical) 9,44
m3
9,44 m Di3 Di
3
= 1,18 x Di3 +
0,08
3 = 1,34 x Di
= =
7,06 1,92
m =
75,52 in
tinggi silinder (Ls) = 1,50 x Di = 1,50 x 1,92 = 2,88 m = 113,28 in VL dlm silinder = VL - Vdish 3 = 7,08 - 0,08 x Di = 7,08 - 0,60 3 = 6,48 m
3,14 x Di3 x Di3 + 24 tan α
Tinggi larutan dalam silinder (LL=) Volume larutan dalam silinder (VL ) π/4 x Di2 m = 88,37 in
= 2,24 Menentukan Tekanan Desain (Pd) Tekanan operasi tangki sama dengan tekanan atmosfir ditambah dengan tekanan parsial bahan P Operasi = 101,33 kPa = 14,70 psi P hidrostatic = ρ bahan x g x LL = 1164,50 x 9,80 x 2,24 2 = 25615,93 N/m = 3,73 psig P Total = P hidrostatic + P Operasi = 3,73 + 14,70 = 18,43 psig Pdesain 10% lebih besar dibanding Ptotal (Coulson, 1983 : 10) Pdesain = 1,10 x P Total = 1,10 x 18,43 = 19,53 psi Menentukan Ketebalan Silinder Dipergunakan bahan yang terbuat dari Stainless steel type 304 dengan spesifikasi : Stainless steel type 304 f = 18750 psi (Appendiks D, Brownell & Young hal : 342) E = 0,80 (Tabel 2.1, Kusnarjo, hal 14) C = 0,13 in (Timmerhaus, 1981 : 542) Pd x Di (Brownell,1959 : 254) + C 2 x (f E - 0,6 Pd) dimana : ts = Tebal minimum silinder, in Pd = Tekanan Design, psi f = Allowable stress maksimum, psi OA Di = Diameter dalam silinder, in E = Effisiensi sambungan las ID C = Tebal korosi, in ts =
b
icr
sf
OD
A
B
t
a
ts
OD OD OD
= = = = = = = = =
Pd x Di + C 2 x (f E - 0,6 Pd) 0,05 in + 0,13 in 0,17 in 0,19 in (standarisasi) 0,0048 meter ID + 2 t silinder 75,52 in + 2 x 0,19 75,89 in 78,00 in (standarisasi)
r
C Gambar 2. Dimensi dari dished head
(Brownell,Table 5.7,p 90)
in (Brownell,Table 5.7,p 91)
= 1,98 meter Menentukan Dimensi Tutup Atas (dished head ) OD = 78 in rc = 78 in icr = 4,75 in
(Brownell, Tabel 5.7,p 91) (Brownell,Table 5.7,p 91)
OD OA
b
icr
A
B
sf
t
ID a
r
C Gambar 2. Dimensi dari dished head
t head
= 0,885 x Pd x rc + C 2 (f.E - 0,1Pd) = 0,04 in + 0,13 in
t head t head t head
= 0,17 in = 3/16 in (standarisasi)
t head
=
Tinggi total LT Lh b
0,0048 = = = =
m
Tinggi tutup + Tinggi silinder Lh + Ls b + sf + th r - (BC2 - AB2)0,5
untuk, Do= 78,00 in th = 3/16 in 1 sf = 3 /2 in (Kusnarjo) BC = r - icr = AB = (Di/2 - icr) =
73,25 in 33,01 in
b
= =
78 65,39 12,61 in
Lh
= b + sf + th = 12,61 + 31/2 + 3/16 = 16,42 in = 0,42 m
LT
Lh = + Ls = 16,42 in + 113,28 in = 129,70 in
(Brownell,Pers13.12,p258)
(Brownell,Table 5.7,p 90)
= 3,29
m
Menentukan Dimensi Tutup Bawah (conical ) Pd x Di thead = + C 2 cos α x (f E - 0,6 Pd) 18,17 x 1,1208 = + 0,06 2 cos 60 x (18750 x 0,8 - 0,6 x 18,17) = 0,06 in =
0,19
in (standarisasi)
Di 2 tan α 1,12 = 2 tan 60 = 0,32 in
hconical =
Perhitungan tinggi liquid dalam tangki (LLtotal) LLtotal = LL - (b + sf + hconical) = 129,70 - 12,61 + 2,00 + 0,32 = 114,77 in = 2,92 m
SPESIFIKASI ALAT : Fungsi : Menampung produk gliserol monostearat dari Bentuk : Silinder dengan tutup atas berbentuk standard dished head, tutup bawah conical dengan sudut 120o Pengelasan : Double welded butt joint Bahan : Stainless steel type 304 Jumlah : # buah Pdesign : 19,53 psig Diameter dalam tangkiDi : 75,52 in = 1,92 m Diameter luar tangki Do : 78,00 in = 1,98 m Tinggi liq dlm silinderLL : 88,37 in = 2,24 m Tinggi liq dlm tangkiLLtotal : 114,77 in = 2,92 m Tinggi silinder Ls : 113,28 in = 2,88 m Tinggi tutup atas Lha : 16,42 in = 0,42 m Tinggi tutup bawah Lhb : 16,42 in = 0,42 m LT Tinggi tangki : 129,70 in = 3,29 m
Tebal silinder Tebal tutup atas Tebal tutup bawah
ts tha thb
: 0,19 3/16 : 3/16 :
in = 0,00 m in = 0,00 m in = 0,00 m
APPENDIX D ANALISA EKONOMI C Kapasitas produksi Lama operasi Basis Nilai tukar rupiah [1 US$] Tahun pengadaan peralatan Tahun mulai konstruksi Lama konstruksi Tahun mulai beroperasi
= = = = = = = = =
50.000 6944,4444 300 1 13.500 2019 2020 2 2022
ton/tahun kg/jam hari tahun rupiah (7 Januari 2018, 17.17)
tahun
D.1 HARGA LAHAN Diperkirakan luas tanah dan bangunan yang diperlukan untuk pendirian pabrik adalah 2000 m2. Pabrik akan didirikan di Dumai, Riau, berdasarkan berbagai macam pertimbangan meliputi ketersediaan bahan baku, sarana transportasi, ketersediaan air, listrik, dan sebagainya. Harga tanah per m2
=
Rp
1.300.000
Harga tanah total
= =
Rp Rp
1.300.000 x 2000 2.600.000.000
D.2 HARGA PERALATAN Harga peralatan yang digunakan pada perhitungan analisa ekonomi ini didapatkan dari website www.matche.com, yang memberikan harga peralatan berdasarkan FOB (Free On Board) dari Gulf Coast USA. Dengan asumsi telah dilakukan perjanjian dengan vendor dan kontraktor bahwa peralatan dibeli pada bulan Januari 2019 dengan menggunakan kurs mata uang saat kontrak ditandatangani. Instalasi peralatan pada awal tahun 2020 dan pabrik mulai beroperasi pada awal tahun 2022. Harga peralatan setiap saat berubah tergantung pada perubahan ekonomi. Apabila harga alat pada beberapa tahun lalu diketahui, maka harga alat pada masa sekarang dapat ditaksir dengan menggunakan Marshall and Swift Equipment Cost Index.
Harga alat sekarang
=
index harga tahun sekarang
/
D-1
index harga tahun ke-n
x
harga alat tahun ke-n
Tabel D.1. Marshall and Swift Equipment Cost Index Tahun Annual INDEX 2008 575,4 2009 521,9 2010 550,8 2011 585,7 2012 584,6 2013 567,3 2014 576,1 2015 556,8 2016 541,7 2017 562,1
INDEX 590,0 580,0 570,0 560,0 550,0
INDEX
540,0 530,0 520,0 510,0 0
2
4
6
8
10
12
Grafik D.1 Grafk fluktuasi Index Harga tahun 2008-2017 Tabel D.2 Penaksiran Indekx Harga untuk Mencari Harga m dan c Data x y x2 y2 xy 1 2008 575,4 4032064 331085,16 1155403,2 2 2009 521,9 4036081 272379,61 1048497,1 3 2010 550,8 4040100 303380,64 1107108 4 2011 585,7 4044121 343044,49 1177842,7 5 2012 584,6 4048144 341757,16 1176215,2 6 2013 567,3 4052169 321829,29 1141974,9 7 2014 576,1 4056196 331891,21 1160265,4 8 2015 556,8 4060225 310026,24 1121952 9 2016 541,7 4064256 293438,89 1092067,2 10 2017 562,1 4068289 315956,41 1133755,7 Total 20125 5622,4 40501645 3164789,1 11315081
D-2
Average y a b
2012,5
562,24
4050164,5
316478,91
1131508,1
= 𝑎+𝑏 (𝑥−𝑥 ̅) 562,24 = = = (∑((𝑥 ̅−𝑥)(𝑦 ̅−𝑦))/∑(𝑥 ̅−𝑥)2
∑(𝑥 ̅−𝑥)(𝑦 ̅−𝑦) = Σ
xy
-
ΣxΣy n
=
11315081,4
=
∑(𝑥 ̅−𝑥)2 =
Σ
x2
-
1,400
(∑𝑥)2 n
=
40501645
= maka nilai b = 0,0169697 y = 𝑎+𝑏 (𝑥−𝑥 ̅) y = 562,24 + 0,0169697 x (x y = 0,0169697 x + 528,0885
113150800 10
-
-
405015625 10
82,5
2012,5
)
Jadi, index harga pada tahun 2019 adalah y = 0,0169697 x 2021 + 528,0885 y = 562,3503 D.2.1 Perhitungan Harga Peralatan Proses Contoh Perhitungan Harga Peralatan : Glycerol Storage Tank Tipe = Carbon Steel Jumlah = 1 unit US$ 27.000 Harga tahun 2014 = Indeks tahun 2021 Harga tahun 2021 = Indeks tahun 2014 562,350 = x US$ 576,100 = US$ 26355,5948
D-3
x
Harga Alat Tahun 2014 27.000
No Kode 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18
F-111 F-112 F-113 F-232 F-242 E-114 L-115 R-110 E-211 V-210 E-212 L-213 L-231 R-230 X-240 H-241 G B
Tabel D.3 Perkiraan Harga Peralatan Proses Harga US$, 2014 Nama Alat n Per Unit Jumlah Glycerol tank 1 27000 27000 Stearic acid tank 1 65000 65000 Sodium hydroxide tank 1 35200 35200 7600 Phosphoric acid tank 1 7600 Glycerol monostearate tank 1 64000 64000 Preheater 1 25700 25700 Pompa umpan reaktor 1 2300 2300 Reaktor esterifikasi 1 783200 783200 2600 Cooler 1 2600 Evaporator 1 385500 385500 Kondensor 1 19500 19500 Pompa recycle 1 2000 2000 Pompa umpan neutralizer 1 2300 2300 Neutralizer 1 19100 19100 Crystallizer 1 87000 87000 Centrifuge 1 25700 25700 Generator 1 63.000 63000 Boiler 1 1.332.100 1332100 Total
18
Harga US$, 2021 26355,59 63448,65 34359,89 7418,61 62472,52 25086,62 2245,11 764507 2537,95 376299,3 19034,60 1952,27 2245,11 18644,14 84923,58 25086,62 61496,4 1300307 2878421
*n : jumlah alat Total Harga Peralatan Pabrik Harga peralatan proses total US$ 2878421,41 = Dengan kurs : US$ 1 = Rp 13500 (Bank Central Asia) Maka harga peralatan proses pada tahun 2021 adalah Rp 38.858.689.018 D.3 Gaji Karyawan Jumlah karyawan operasional didapat dari grafik 6-8 buku TimmerHaus 50.000 ton/tahun dengan kapasitas produksi= = 166,67 ton/hari pada klasifikasi Average Condition, maka didapatkan jumlah operating labor, sejumlah 16 orang jumlah karyawan = 55 x 3x 3 = 28 24
D-4
Tabel D.4 Perkiraan Gaji Karyawan No
Jabatan
Gaji/ bulan
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10
Dewan Komisaris Direktur Utama Direktur Produksi Direktur Logistik Direktur Personalian & Umum Direktur Keuangan & Pemasaran Direktur SDM Sekretaris Super Intendent Kepala Bagian a. Penjualan b. Pengelolaan Dana c. Kepegawaian Dokter Perawat Supervisor Process and Quality Control
60.000.000 115.000.000 90.000.000 90.000.001 90.000.002 90.000.003 90.000.004 5.000.000 20.000.000
2 1 1 1 1 1 1 3 3
Jumlah (Rp) 120.000.000 115.000.000 90.000.000 90.000.001 90.000.002 90.000.003 90.000.004 15.000.000 60.000.000
20.000.000 20.000.001 20.000.002 7.000.000 4.000.000
1 1 1 1 2
20.000.000 20.000.001 20.000.002 7.000.000 8.000.000
11.000.000
1
11.000.000
5.000.000 5.000.000 5.000.000 3.000.000 5.500.000 3.300.000
5 5 5 7 28 8
25.000.000 25.000.000 25.000.000 21.000.000 154.000.000 26.400.000
11 12 13
14
15 16 17
Karyawan a. Penjualan b. Pengelolaan Dana c. Kepegawaian Sopir Operating Labor Karyawan Tidak Tetap
79
Total Biaya gaji karyawan selama satu bulan Biaya gaji karyawan selama satu tahun
Jumlah
= =
D-5
Rp Rp
1.122.400.013 13.468.800.156
1.122.400.013
D.4 HARGA BAHAN BAKU DAN PENJUALAN PRODUK D.4.1 Perhitungan Biaya Bahan Baku Tabel D.5 Perhitungan Biaya Bahan Baku GMS Kebutuhan/Tahun Harga Total Harga No Bahan Baku (Ton) (Rp/Ton) (Rp) 1 Gliserol 12902,4 16200000 2,09019E+11 2 NaOH 42,726 5265000 224952390 3 Asam Stearat 39391,2 23220000 9,14664E+11 4 Asam Fosfat 19,713 8100000 159675300 TOTAL 1,12407E+12 D.4.2 Perhitungan Penjualan Produk (GMS) Tabel D.6 Perhitungan Penjualan Produk GMS Produksi/Tahun Harga Total Harga Bahan Baku No (Ton) (Rp/Ton) (Rp) 1 Gliserol Monostearat 50.000 37800000 1,89E+12 TOTAL 1,89E+12 D.4 ANALISA EKONOMI Analisis ekonomi dimaksudkan untuk mengetahui apakah pabrik yang telah direncanakan layak untuk didirikan atau tidak. Untuk itu, perlu dilakuka evaluasi atau penilaian investasi, dengan mempertimbangkan hal-hal sebagai berikut : 1 Laju pengembalian modal (Internal Rate of Return, IRR) 2 Waktu pengembalian modal minimum (Minimum Pay Out Period POT) 3 Titik impas (Break Even Point , BEP)
Sebelum melakukan analisis terhadap ketiga faktor tersebut di atas, perlu dilakukan peninjauan terhadap beberapa hal sebagai berikut : 1 Penaksiran Modal (Total Capital Investment , TCI), yang meliputi : a. Modal Tetap (Fixed Capital Investment, FCI) b. Modal Kerja (Working Capital Investment, WCI) 2 Penentuan biaya produksi (Total Production Cost , TPC), yang terdiri atas : a. Biaya Pembuatan (Manufacturing Cost ) b. Biaya Pengeluaran Umum (General Expenses ) 3 Biaya Total Untuk mengetahui besarnya titik impas (BEP) dalam analisis ekonomi ini, maka a. Biaya Tetap (Fixed Cost, FC) b. Biaya Semi Variabel (Semi Variabel Cost, SVC)
D-6
c. Biaya Variabel (Variabel Cost, VC)
D.5.1 Penentuan Investasi Total (Total Capital Investment, TCI) D.5.1.1 Modal Tetap (Fixed Capital Investment, FCI) A. Biaya Langsung (Direct Cost, DC) Tabel D.7 Perhitungan Biaya Langsung (DC) no
Komponen
Presentase
1 Harga peralatan 2 Instalasi 3 Instrumentasi dan kontrol 4 Perpipaan (terpasang) 5 Listrik (terpasang) 6 Bangunan dan perlengkapan Service fasilitas dan yard improvement 7 8 Tanah Total Biaya Langsung (DC)
E 50% 30% 75% 30% 68% 70% 7%
E E E E E E E Rp
Nilai Harga (Rp) 38.858.689.018 19.429.344.509 11.657.606.705 29.144.016.763 11.657.606.705 26.423.908.532 27.201.082.313 2.600.000.000 166.972.254.546
Tabel D.8 Perhitungan Biaya Tidak Langsung (IC) Nilai Harga no Komponen Presentase (Rp) Engineering and supervision 1 20% DC 33.394.450.909 Biaya konstruksi 2 15% DC 25.045.838.182 Biaya kontraktor 3 6% DC 10.018.335.273 Biaya tak terduga 4 2% DC 3.339.445.091 Total Biaya Tidak Langsung (IC) Rp 71.798.069.455 IC + Fixed Capital Investment = DC 166.972.254.546 + Rp 71.798.069.455 = Rp 238.770.324.001 = Rp D.5.1.2 Modal Kerja (Working Capital Investment, WCI) Dari tabel 26 buku Timmerhaus, didapatkan bahwa: WCI = 10 - 20% Total Capital Investment (TCI) TCI = FCI + WCI TCI = Rp 238.770.324.001 + 20% TCI 80% TCI = Rp 238.770.324.001 TCI = Rp 298.462.905.001 Maka WCI = 20% x Rp 298.462.905.001 = Rp 59.692.581.000 Modal investasi terbagi atas : 60% TCI Rp 1. Modal sendiri (equity) =
D-7
179.077.743.001
2.
Modal pinjaman bank
=
40% TCI
Rp
119.385.162.000
D.5.2 Penentuan Biaya Produksi (Total Production Cost , TPC) A. Biaya Produksi Langsung (Direct Production Cost , DPC) Rp 1.124.067.171.690 1. Bahan baku (1 tahun) Rp 154.000.000 2. Operating Labor(OL) 1% FCI Rp 2.387.703.240 3. Utilitas 7% FCI Rp 16.713.922.680 4. Pemeliharaan dan perbaikan 1,0% FCI Rp 2.387.703.240 5. Operating supplies 15% Rp 23.100.000 6. Supervisor langsung OL 6,0% TPC 6,0% TPC 7. Paten dan royalti 20% OL Rp 30.800.000 + 8. Laboratorium Rp 1.145.764.400.850 Total Biaya Produksi Langsung (DPC) + 0,060 TPC B. Biaya Tetap (Fixed Charges , FC) 10% FCI 1. Depresiasi 4% FCI 2. Pajak daerah 1,0% FCI 3. Asuransi Total Biaya Tetap (FC)
Rp Rp Rp Rp
23.877.032.400 9.550.812.960 2.387.703.240 + 35.815.548.600
C. Biaya Plant Overhead (Plant Overhead Cost , POC) 5% TPC POC =
Maka, Total Manufacturing Costs (MC) adalah Total biaya pembuatan (MC) = DPC + FC + POC : Direct Production Costs Keterangan : DPC : Fixed Charges FC : Plant Overhead Costs POC D. Biaya Pengeluaran Umum (General Expanses , GE) 2% TPC 1. Biaya administrasi 2. Biaya distribusi dan penjualan 2% TPC 0,5% TCI 4. Financing (interest) Biaya Pengeluaran Umum (GE)
Di mana, DPC FC POC MC GE TPC
= = = = = =
1.145.764.400.850 35.815.548.600 0,05 1.181.579.949.450 1.492.314.525 1.183.072.263.975
+
0,060
TPC 0,110 + 0,04 + 0,150 +
D-8
0,02 TPC 0,02 TPC Rp 1.492.314.525 + Rp 1.492.314.525 0,04 TPC +
TPC + TPC TPC TPC
+
TPC = Rp Sehingga, TPC = Rp GE = Rp POC = Rp MC = Rp TPC - Depresiasi
1.391.849.722.324
1.391.849.722.324 57.166.303.418 69.592.486.116 1.334.683.418.906 1.391.849.722.324 23.877.032.400 = Rp 1.367.972.689.924 = D.5.3 Perhitungan Analisa Ekonomi Analisa ekonomi dilakukan dengan metode discounted cash flow , yaitu cash flow yang nilainya diproyeksikan pada masa sekarang. Adapun asumsi yang dipakai sebagai berikut : 1. Modal 60 % Modal sendiri = » 40 % Modal pinjaman = » 10% 2. Suku bunga bank = /tahun bni.co.id 3,60% 3. Laju inflasi = /tahun bi.go.id, Januari 2018 4. Masa konstruksi pabrik selama 2 tahun » Tahun pertama menggunakan 60 % modal sendiri dan 40 % modal pinjaman » Tahun kedua menggunakan sisa modal sendiri dan pinjaman 5. Pembayaran menggunakan modal pinjaman selama masa konstruksi dilakukan secara diskrit dengan cara sebagai berikut : » Pada awal masa konstruksi (awal tahun ke (-2)) dilakukan penggunaan 30% modal pinjaman untuk keperluan pembelian tanah dan uang muka » Pada akhir tahun kedua masa konstruksi (tahun ke (-1)) digunakan sisa modal pinjaman 6. Pengembalian pinjaman dilakukan pada jangka waktu 10 tahun,sebesar 7. Umur pabrik diperkirakan selama 25 tahun, depresiasi sebesar 10 % per tahun 8. Kapasitas produksi pabrik : 60% Tahun ke - 1 = » 80% Tahun ke - 2 = » 100% Tahun ke - 3 = » 9. Pajak Penghasilan : 5% Rp. 25.000.000 - Rp. 50.000.000 = » Rp. 50.000.000 - Rp. 250.000.000 = 15% » Rp. 250.000.000 - Rp. 500.000.000 = 25% » Lebih dari Rp. 500.000.000 = 30% » Pajak Penghasilan (Pasal 17 Ayat 1, UU No.36 Tahun 2008)
D.5.3.1 Perhitungan Biaya Total Produksi Biaya produksi tanpa depresiasi = TPC - depresiasi = Rp 1.367.972.689.924 Tabel D.9 Biaya Operasi Untuk Kapasitas Produksi Sebesar 60%, 80 %, dan 100 %
D-9
Tabel D.9 Biaya Operasi Untuk Kapasitas Produksi Sebesar 60%, 80 %, dan 100 % No. Kapasitas Produksi Biaya Produksi (Rp) 1. 60% 820.783.613.954 2. 80% 1.094.378.151.939 3. 100% 1.367.972.689.924 D.5.3.2 Investasi Investasi total pabrik tergantung pada masa kons modal sendiri akan habis pada tahun pertama konst ruksi. Nilai modal sendiri tidak akan truksi. Investasi yang berasal dari terpeng aruh oleh suku bunga bank. Sehingga modal sendiri pada masa akhir masa konstruksi adalah tetap. Untuk modal pinjaman dari bank, total pinjaman pada akhir masa konstruksi adalah sebagai berikut : Tabel D.10 Modal Pinjaman Selama Masa Konstruksi Masa Modal Pinjaman % Konstruksi Biaya (Rp) Bunga Bank 10% Jumlah (Rp) -2 30% 35.815.548.600 0 35.815.548.600 -1 70% 83.569.613.400 3.492.015.989 87.061.629.389 0 0 0 8.488.508.865 8.488.508.865 Modal pinjaman pada akhir masa konstruksi pabrik 131.365.686.854 Tabel D.11 Modal Sendiri Selama Masa Konstruksi Masa Modal Sendiri % Laju Inflasi 3,6% Konstruksi Biaya (Rp) Jumlah (Rp) -2 50% 89.538.871.500 0 89.538.871.500 -1 50% 89.538.871.500 3.223.399.374 92.762.270.874 0 0 0 3.339.441.751 3.339.441.751 Modal sendiri pada akhir masa konstruksi pabrik 185.640.584.126 Total investasi pada akhir masa konstruksi pabrik
=
Modal sendiri
= Rp.
+
Modal pinjaman
317.006.270.981
D.5.4 Laju Pengembalian Modal (Internal Rate of Return , IRR) Internal Rate of Return berdasarkan discounted cash flow adalah tingkat suku bunga tertentu di mana seluruh penerimaan akan tepat menutup seluruh jumlah pengeluaran modal. Cara yang dilakukan adalah dengan trial harga i, yaitu laju bunga sehingga memenuhi
CF
1 i
n
=
total modal pada akhir masa konstruksi
D-10
CF
1 i Di mana : n CF 1
1 i n
n
=
total modal pada akhir masa konstruksi
= tahun = cash flow pada tahun ke - n = discount factor (DF)
Tabel D.12 Trial Laju Bunga (i) Discounted Factor Tahun Cash Flow (CF) DF I = 0,3240814 ke-n 0 -48.952.117.286 1,00 -48.952.117.286 1 33.035.945.963 0,76 24.950.087.657 2 55.679.693.832 0,57 31.759.049.482 3 85.735.265.573 0,43 36.933.076.327 4 88.034.165.093 0,33 28.641.289.337 5 120.875.586.806 0,25 29.700.601.100 6 120.875.586.806 0,19 22.431.099.801 7 120.875.586.806 0,14 16.940.877.276 8 120.875.586.806 0,11 12.794.438.322 9 120.875.586.806 0,08 9.662.879.277 10 120.875.586.806 0,06 7.297.798.745 Total Rp 172.159.080.039 Investasi awal = Rp 317.006.270.981 Total Present Value Rp 317.006.270.981 = Rasio = Investasi Awal Rp 172.159.080.039 1,841356674 = 32% 0,324 = Dari perhitungan pada Tabel D.10, nilai i = per tahun Harga i yang diperoleh lebih besar dari pada nilai bunga pinjaman modal. Hal ini 10% menunjukkan bahwa pabrik layak untuk didirikan dengan tingkat bunga D.5.5 Waktu Pengembalian Modal (Pay Out Time, POT) Untuk menghitung waktu pengembalian modal, maka dihitung akumulasi modal sebagai berikut : Tabel D.13 Cummulative Cash Flow Tahun Net Cash Flow Cummulative Cash Flow ke - n 0 -48.952.117.286 -48.952.117.286 1 33.035.945.963 -15.916.171.323 2 55.679.693.832 39.763.522.508 3 85.735.265.573 125.498.788.081 4 88.034.165.093 213.532.953.174 5 120.875.586.806 334.408.539.980 6 120.875.586.806 455.284.126.787
D-11
7 120.875.586.806 576.159.713.593 8 120.875.586.806 697.035.300.399 9 120.875.586.806 817.910.887.205 120.875.586.806 938.786.474.012 10 Rp 317.006.270.981 , dengan interpolasi Dari tabel di atas,maka total investasi Rp. antara tahun ke -2 dan ke -3 diperoleh waktu pengembalian modal6,98 tahun
D.5.6 Analisa Titik Impas (Break Event Point, BEP) Analisa titik impas digunakan untuk mengetahui jumlah kapasitas produksi dimana biaya produksi total sama dengan hasil penjualan. Tabel D.14 Biaya Fixed Cost, Variable Cost, Semi Variable Cost, dan Sell No. KETERANGAN JUMLAH 1. 35.815.548.600 Biaya tetap (FC) Rp. 2. Biaya variabel (VC) 1.124.067.171.690 - Bahan baku Rp. 2.387.703.240 - Utilitas Rp. Rp. 83.510.983.339 - Royalti 1.209.965.858.269 Rp. 3. Biaya semi variabel (SVC) 13.468.800.156 - Tenaga kerja Rp. 16.713.922.680 - Pemeliharaan dan perbaikan Rp. 179.077.743.001 - Operating supplies Rp. 119.385.162.000 - Laboratorium Rp. 83.510.983.339 - Paten dan royalti Rp. 69.592.486.116 - Plant overhead cost Rp. 23.100.000 - Pengawasan Rp. 481.772.197.293 Rp. 4. Total penjualan (S) Perhitungan BEP secara analitis : FC + 0,3 SVC BEP = S - 0,7 SVC - VC 180.347.207.788 = 342.793.603.626
Kapasitas Biaya tetap Pengeluaran total Penjualan total
1.890.000.000.000
Rp. x
100%
x
100%
=
Tabel D.15 Data untuk Grafik BEP 0% Rp 35.815.548.600 Rp Rp 180.347.207.788 Rp Rp - Rp
D-12
53%
100% 35.815.548.600 1.727.553.604.162 1.890.000.000.000
Rp2.000.000.000.000 Rp1.800.000.000.000 Rp1.600.000.000.000 Rp1.400.000.000.000 B Rp1.200.000.000.000 I A Rp1.000.000.000.000 Y Rp800.000.000.000 A Rp600.000.000.000
Biaya Tetap Pengeluaran Total Penjualan Total
Rp400.000.000.000 Rp200.000.000.000 Rp0%
50%
100%
150%
KAPASITAS PRODUKSI
Gambar D.2 Grafik BEP Pabrik GMS Dari Grafik dapat ditentukan BEP dengan melalui 2 garis yang saling memotong yaitu garis Pengeluaran total dan Penjualan total. BEP merupakan suatu keadaan dimana Biaya total produksi sama dengan penjualan total. Persamaan garis yang y1 = y2 =
18900000000
x
15472063964
x
18900000000 3427936036
y1 x x x
+
= y2 15472063964 = 180347207788 = = BEP 53 % =
D-13
180347207788
x +
180347207788
