![Potassium Hydroxide (KOH) [PDF]](https://pdfs.asia/img/200x200/potassium-hydroxide-koh.jpg)
7 0 10 MB
PERANCANGAN PABRIK KALIUM HIDROKSIDA DARI KALIUM KLORIDA MENGGUNAKAN PROSES ELEKTROLISIS DENGAN KAPASITAS 30.000 TON/TAHUN
TUGAS AKHIR PERANCANGAN PABRIK KIMIA
Oleh:
Siti Sofia Mahrun Delima 13644010 Nur Endah Septiana
13644029
KEMENTRIAN RISET TEKNOLOGI DAN PENDIDIKAN TINGGI POLITEKNIK NEGERI SAMARINDA JURUSAN TEKNIK KIMIA PROGRAM STUDI TEKNOLOGI KIMIA INDUSTRI SAMARINDA 2017
PERANCANGAN PABRIK KALIUM HIDROKSIDA DARI KALIUM KLORIDA MENGGUNAKAN PROSES ELEKTROLISIS DENGAN KAPASITAS 30.000 TON/TAHUN
Diajukan sebagai persyaratan untuk memenuhi derajat Sarjana Sains Terapan pada Program Studi Teknologi Kimia Industri Jurusan Teknik Kimia Politeknik Negeri Samarinda
Oleh:
Siti Sofia Mahrun Delima 13644010 Nur Endah Septiana
13644029
KEMENTRIAN RISET TEKNOLOGI DAN PENDIDIKAN TINGGI POLITEKNIK NEGERI SAMARINDA JURUSAN TEKNIK KIMIA PROGRAM STUDI TEKNOLOGI KIMIA INDUSTRI SAMARINDA 2017
RINGKASAN
Pabrik kalium hidroksida dari kalium klorida dengan kapasitas 400.000 ton/tahun akan didirikan di Kota Gresik, Jawa Timur. Hal ini dikarenakan lokasinya yang dekat dengan laut dan juga memiliki sarana berupa jalan tol sehingga mempermudah untuk sarana transportasi bahan baku yang mengharuskan mengimport dari luar negeri dan juga mempermudah dalam pendistribusian kalium hidroksida untuk dalam dan luar negeri. Proses pembuatan kalium hidroksida dilakukan dengan menggunakan proses elektrolisis. Proses elektrolisis berlangsung dalam reaktor sel elektrolisis pada tekanan 1 atm, temperatur 90oC dan konversi yang terjadi sebesar 95,7%. Reaksi terjadi secara endodermis sehingga membutuhkan panas untuk menjaga suhu operasi, panas diperoleh dari jaket pemanas yang berada diluar reaktor. Produk yang dihasilkan sel elektrolisis adalah kalium hidroksida yang merupakan produk utama, gas klorin dan gas hidrogen yang merupakan produk samping. Kalium hidroksida yang keluar dari reaktor dengan konsentrasi 58,7% selanjutnya dilakukan proses pemurnian dengan beberapa tahap, pertama dengan menguapkan sebagian kandungan air dari larutan kalium hidroksida menggunakan evaporator sehingga didapatkan larutan kalium hidroksida dengan konsentrasi 64%, selanjutnya larutan kalium hidroksida di alirkan menuju crystallizer untuk membentuk kristal basah, kemudian dialirkan ke sentrifuge untuk memisahkan kristal dengan sebagian larutannya (mother liquor). Mother liquor dibawa kembali ke evaporator untuk dimurnikan kembali, sedangkan kristal kalium hidroksida dialirkan ke rotary dryer untuk menguapkan kembali kandungan airnya sehingga didapat produk kalium hidroksida dengan kemurnian minimal 90%. Pabrik direncanakan akan didirikan pada tahun 2017 diatas tanah seluas 231.979,75 2 m . Jumlah karyawan yang dibutuhkan sebanyak 228 orang. Pabrik bekerja secara kontinyu selama 24 jam perhari selama 300 hari dalam satu tahun. Setelah dilakukan analisa ekonomi, pabrik kalium hidroksida yang akan didirikan dapat dinyatakan layak secara ekonomi. Hal ini dapat dilihat dari berbagai parameter, yaitu Break Even Point (BEP) sebesar 50,84 %, Return On Investment (ROI) sebesar 22,43 %, Pay Out Time (POT) sebesar 3,08 tahun, Shut Down Point (SDP) sebesar 26,07 %, Discounted Cash Flow (DCF) sebesar 20,43 %.
vi
KATA PENGANTAR Puji syukur penulis panjatkan memberikan
rahmat,
menyelesaikan
hidayah,
kepada Allah SWT yang telah
serta
kekuatan hingga penulis
dapat
penulisan Tugas Akhir Perancangan Pabrik Kimia yang
berjudul “Perancangan Pabrik Kalium Hidroksida dari Kalium Klorida Menggunakan
Proses
Elektrolisis
dengan
Kapasitas
400.000
Ton/Tahun” dengan baik dan tepat pada waktunya. Tugas Akhir Perancangan Pabrik Kimia ini disusun untuk memenuhi persyaratan dalam menyelesaikan jenjang pendidikan program S-1 Terapan pada Jurusan Teknik Kimia Politeknik Negeri Samarinda. Dalam kesempatan ini, tidak lupa penulis
menyampaikan
rasa terima kasih yang sebesar –
besarnya kepada : 1.
Bapak Ir. H. Ibayasid, M. Sc, selaku Direktur Politeknik Negeri Samarinda.
2.
Bapak Dedy Irawan, ST., MT, selaku Ketua Jurusan Teknik Kimia.
3.
Ibu Irmawati Syahrir, ST.,MT selaku Ketua Program Studi Teknologi Kimia Industri Jurusan Teknik Kimia.
4.
Bapak Zainal Arifin, ST., M.Eng, selaku Dosen Pembimbing I yang telah sangat sabar dan penuh dedikasi hingga laporan ini dapat diselesaikan dengan baik.
5.
Bapak Sirajuddin, S.T.,M.Si, selaku Dosen Pembimbing II yang telah vii
sangat sabar dan penuh dedikasi hingga laporan ini dapat diselesaikan dengan baik. 6.
Bapak dan Ibu Dosen, Staf Teknisi/Analis serta Administrasi Jurusan Teknik Kimia.
7.
Kedua orang tua yang telah memberikan dukungan moril maupun materil.
8.
Teman – teman Teknik Kimia Angkatan 2013 yang senantiasa saling membantu dan memberikan semangat selama proses penyusunan Tugas Akhir Perancangan Pabrik Kimia ini.
Penulis menyadari bahwa dalam penulisan Tugas Akhir Perancangan Pabrik Kimia ini masih banyak kekurangan, oleh karena itu penulisa mengharapkan kritik dan saran yang membangun, sehingga dalam penulisan Tugas Akhir Perancangan Pabrik Kimia ini dapat menjadi lebih baik. Besar harapan penulis Tugas Akhir Perancangan Pabrik Kimia ini dapat bermanfaat bagi semua pihak yang menggunakannya.
Samarinda, 4 Agustus 2017
Penulis
viii
DAFTAR ISI
HALAMAN JUDUL .....................................................................................
i
HALAMAN PERNYATAAN ORISINALITAS ..........................................
ii
HALAMAN PENGESAHAN PEMBIMBING............................................
iv
HALAMAN PERSETUJUAN PENGUJI.....................................................
v
RINGKASAN..........................................................................................................
vi
KATA PENGANTAR......................................................................................
vii
DAFTAR ISI...................................................................................................
ix
DAFTAR GAMBAR ......................................................................................
xi
DAFTAR TABEL ..........................................................................................
xii
BAB I PENDAHULUAN ..............................................................................
1
1.1 Latar Belakang .........................................................................................
1
1.2 Kapasitas Produksi ...................................................................................
2
1.3 Pemilihan Lokasi ......................................................................................
3
1.4 Informasi Umum Proses............................................................................
5
BAB II URAIAN PROSES ..........................................................................
7
2.1 Bahan Baku dan Produk .............................................................................
7
2.2 Uraian Proses..............................................................................................
10
2.2.1 Pengolahan Awal (Pretreatment) ............................................................
10
2.2.2 Proses Inti atau Utama….......................................................................
11
2.2.3 Pemurnian Produk..................................................................................
13
BAB III NERACA MASSA & NERACA ENERGI ..................................
15
ix
3.1 Neraca Massa.............................................................................................
15
3.2 Neraca Energi.............................................................................................
18
BAB IV SPESIFIKASI ALAT.......................................................................
24
BAB V TATA LETAK PABRIK .................................................................
34
5.1 Tata Letak Pabrik (plant lay out).................................................................
38
BAB VI ANALISA EKONOMI ..................................................................
42
6.1 Data Dasar Perhitungan...............................................................................
42
6.2 Perhitungan Biaya ......................................................................................
42
6.3 Analisa Kelayakan Ekonomi.....................................................................
43
BAB VII KESIMPULAN ...............................................................................
47
DAFTAR RUJUKAN .....................................................................................
49
LAMPIRAN ...................................................................................................
x
DAFTAR GAMBAR
Gambar 5.1
Lay Out Tata Letak Pabrik Kalium Hidroksida.……………....
Gambar 6.3.6 Grafik Break Event Point (BEP)……………………………..
xi
38 46
DAFTAR TABEL
Tabel 1.1
Tabel Data Untuk Menghitung Peluang Pasar Kalium Hidroksida di Indonesia.................................................
1
Tabel 1.2
Metode Scoring Pemilihan Lokasi……………………………..
3
Tabel 2.1
Spesifikasi Bahan Baku…................................................
7
Tabel 2.2
Spesifikasi Produk Utama dan Produk Samping………….
8
Tabel 2.3
Standar Pabrik Kalim Hidroksida..........................................
9
Tabel 2.4
Standar Gas Klorin............................................................
10
Tabel 4.1
Spesifikasi Tangki Penyimpanan.....................................
26
Tabel 4.2
Spesifikasi Gudang Penyimpanan……...............................
26
Tabel 4.3
Spesifikasi Peralatan Penukar Panas......................................
27
Tabel 4.4
Spesifikasi Reaktor…….…................................................
28
Tabel 4.5
Spesifikasi Pompa…………..............................................
29
Tabel 4.6
Spesifikasi Mixer.............................................................
30
Tabel 4.7
Spesifikasi Evaporator….................................................
31
Tabel 4.8
Spesifikasi Crystallizer.......................................................
31
Tabel 4.9
Spesifikasi Sentrifuge…….….............................................
32
xii
Tabel 4.10
Spesifikasi Rotary Dryer….............................................
32
Tabel 4.11
Spesifikasi Belt Conveyor....................................................
33
Tabel 4.12
Spesifikasi Bucket Elevator..............................................
34
Tabel 4.13
Spesifikasi Screw Conveyor.............................................
34
Tabel 7.1
Analisa Kelayakan..........................................................
xiii
47
BAB I PENDAHULUAN
1.1
Latar Belakang Perindustrian di Indonesia semakin pesat sehingga kebutuhan akan bahan
kimia semakin besar salah satunya adalah kalium hidroksida, namun untuk memenuhi kebutuhan akan kalium hidroksida, Indonesia masih harus mengimport disebabkan belum adanya pabrik yang memproduksi kalium hidroksida di Indonesia. Berikut ini merupakan tabel yang menunjukkan kebutuhan kalium hidroksida pada tahun 2015. Tabel 1.1Data Untuk Menghitung Market Share Kalium Hidroksida di Indonesia Tahun 2015. Ekspor
Konsumsi
Produksi
Impor
(ton/tahun)
(ton/tahun)
(ton/tahun)
(ton/tahun)
0
36.026,541(2)
0
16.008,628(3)
Tahun
2015 Sumber :
(3)
= (BPS, 2015) ,
(2)
= dari hasil proyeksi data import 2009-2014
Dapat dilihat pada tabel diatas bahwa data konsumsi merupakan hasil proyeksi data import pada tahun 2009 – 2014 yang dihitung dengan rumus dibawah ini : m = P (1 + i)n keterangan : m = Jumlah konsumsi produk (Kg/tahun) P = Data besarnya import pada tahun terakhir (Kg) i = Rata – rata kenaikkan import tap tahun (%) n = Selisih tahun
...................(Pers 1.1)
2
Dari data tersebut diperoleh market share sebesar 1.683.992 ton/tahun diperoleh dari perhitungan berikut ini : Market Share = (Eksport + Konsumsi) – (Import + Produksi) = (0 +36.026,541) – (16.008,628 + 0) = 20.017,913 ton/tahun Berdasarkan data tersebut peluang untuk mendirikan pabrik kalium hidroksida sangat besar. Kalium hidroksida dalam
industri kimia digunakan
sebagai bahan baku pembuatan kalium karbonat dan kalium permanganat, pestisida, pupuk, dan produk lainnya seperti sabun, deterjen, scrub, dan sebagai pembersih, pewarna dan bahan pencelup di industri karet (Kirk and Othmer, 1987). 1.2
Kapasitas Produksi Penentuan kapasitas produksi pabrik harus memperhatikan beberapa hal
antara lain : 1.
Market Share untuk kalium hidroksida didalam negeri sebesar 20.017,913 ton/tahun, pada tahun 2015 konsumsi kalium hidroksida di dalam negeri mencapai 36.026,54 ton/tahun sedangkan untuk memenuhi kebutuhan tersebut Indonesia sampai saat ini masih impor sejumlah 16.008,628 ton/tahun.
2. Kapasitas produksi industri serupa. Industri serupa yang memproduksi kalium hidroksida menggunakan proses elektrolisis adalah Belaruskali., di
3
Rusia dengan kapasitas sebesar 10.000 ton/tahun dan Gujarat Alkali and Chemicals., di India dengan kapasitas produksi sebesar 45.000. Berdasarkan 2 pertimbangan diatas maka kapasitas perancangan pabrik kalium hidroksida yang akan didirikan sebesar 30.000 ton/tahun dengan pertimbangan dapat memenuhi kebutuhan dalam negeri.
1.3
Pemilihan Lokasi Pemilihan lokasi untuk perancang pabrik kalium hidroksida dipilih 3 lokasi
alternatif yaitu : Bontang (Kalimantan Timur), Gresik (Jawa Timur), Cilegon (Banten). Pemilihan 3 lokasi alternatif tersebut berdasarkan letak geografisnya dan kemudian dilakukan metode scorring dengan 4 kategori pokok denan nilai 1 – 5 dan kemudian dikali dengan bobot masing–masing (Kusnarjo, 2010). Metode tersebut dapat dilihat pada tabel dibawah ini. Tabel 1.2 Motede scorring pemilihan lokasi Faktor-Faktor yang Diperhatikan
Alternatif
Jumlah Lokasi
(1)
(2)
(3)
(4)
Bontang
3×40 = 120
3×30 = 90
5×20 = 100
5×10 = 50
360
Gresik
3×40 = 120
5×30 = 150
5×20 = 100
5×10 = 50
420
Cilegon
3×40 = 120
4×30 = 120
5×20 = 100
5×10 = 50
390
Keterangan : (1) Bahan Baku. (2) Tenaga Kerja, (3) Transportasi, (4) Utilitas Berdasarkan hasil penilaian menggunakan metode scorring yang ditampilkan pada tabel 1.2 Metode scorring pemilihan lokasi maka dipilih kota
4
Gresik, Jawa Timur sebagai tempat pendirian pabrik dengan pertimbangan sebagai berikut : 1. Bahan Baku. Bahan baku berupa kalium klorida belum ada di produksi di Indonesia sehingga harus di import dari luar negeri seperti di Cina dan Arab. 2. Tenaga Kerja. Faktor tenaga kerja dilihat dari 2 garis besar yaitu tingkat kelulusan dan lokasi pabrik yang akan didirikan. Tingkat kelulusan SMA/SMK di provinsi sebanyak 85,87% jiwa (Kemendikbud, 2016). Daerah Gersik merupakan wilayah industri sehingga tenaga kerja akan lebih banyak yang siap didaerah tersebut baik dari dalam daerah maupun luar daerah. 3. Transportasi. Transportasi darat menuju Gersik cukup mudah karena adanya fasilitas jalan tol, sedangkan untuk jalur laut Gersik juga dilengkapi dengan pelabuhan sehingga arus transportasi akan lancar. Selain itu, letak Gersik dengan industri – industri yang mengkonsumsi kalium hidroksida sebagian besar terletak di provinsi Jawa Timur sehingga akan mempermudah proses pemasaran produk. 4. Utilitas. Utilitas yang dibutuhkan adalah keperluan tenaga listrik, air, dan bahan bakar. Air yang dibutuhkan diperoleh dari Air laut yang lokasinya tidak jauh dari pabrik untuk proses, sarana utilitas, dan kebutuhan domestik. Untuk kebutuhan daya listrik, disuplai dari PT PLN Persero distribusi Jawa Timur sedangkan untuk kebutuhan bahan bakar dapat dipenuhi dari PT Pertamina di Gresik.
5
1.4
Informasi Umum Proses Alternatif proses pembuatan kalium hidroksida dapat berupa proses boiling
maupun proses elektrolisis. Proses boiling menggunakan bahan baku berupa kalsium hidroksida (Ca(OH)2) dan kalium karbonat (K2CO3). Reaksi utama dari proses
boiling ini adalah reaksi pendidihan atau penguapan kadar air yang berlangsung dalam tangki boiling pada suhu 105oC dan tekanan 1 atm. Reaksi yang terjadi : Ca(OH)2(aq) + K2CO3(aq)
CaCO3(s) + 2 KOH(aq)
Konversi dari reaksi diatas sebesar = 45% - 50%.
Sumber: Wikipedia.org Metode boiling ini merupakan metode pertama kali digunakan untuk pembuatan kalium hidroksida, dan pada akhir abad ke-19, metode ini sudah tidak digunakan karena alasan ekonomis, dikarenakan bahan baku yang dipergunakan relatif banyak dan tidak efisien.
Proses elektrolisis menggunakan bahan baku berupa kalium klorida (KCl). Reaksi utama dari proses elektrolisis ini adalah reaksi elektrolisis yang berlangsung dalam sel membran pada suhu 80oC - 90oC dan tekanan 1 atm (U.S Patent 4.233.122, 1980). Berikut ini adalah reaksi elektrolisis: 2KCl(aq) + 2H2O(l)
2KOH(aq) + H2(g) +Cl2(g)
6
Konversi dari reaksi diatas sebesar = 95,70%.
∆Hreaksi = +595.801,6 Joule/mol ∆Greaksi = +843159,68 Joule/mol Sumber: Patnaik, 2003
Reaksi
elektrolisis
dipilih
karena
memiliki
beberapa
keunggulan
dibandingkan dengan proses boiling seperti bahan baku mudah didapat dan ekonomis, menggunakan suhu operasi yang lebih rendah sehingga lebih hemat energi, selain itu konversi kalium klorida yang dihasilkan lebih besar dibandingkan proses boiling.
BAB II URAIAN PROSES
2.1
Bahan Baku dan Produk
2.1.1 Spesifikasi Bahan Baku Bahan baku dalam pembuatan kalium hidroksida dengan proses elektrolisis adalah kalium klorida. Proses elektroisis menghasilkan produk samping berupa gas hidrogen dan gas klorin. Adapun sifat fisik dari bahan baku dan produk utama dapat dilihat pada tabel di bawah ini. Tabel 2.1 Spesifikasi Bahan Baku Komponen Bahan Baku Indikator Kalium Klorida Rumus Kimia
KCl(1)
Berat Molekul
74,55(2)
Fasa Pada Suhu Ruang
Padatan
Titik Didih Normal (oC)
1500(1)
Densitas 25oC (g/cm3)
1,988(1)
Kelarutan 25oC 35,325gram/100gram H2O(1) (gram/100g H2O) ∆Hof (Kcal/mol)
-104,4(3)
∆Gof (Kcal/mol)
-97,8(3)
Sifat Bahan : Sumber
Korosif dan toksisitas(2)
: (1)Perry, 1999, (2) MSDS, 2017, (3) Patnaik, 2003
8
Tabel 2.2 Spesifikasi Produk Utama dan Produk Samping Komponen Produk Utama dan Samping Indikator
Kalium Klorida
Hidrogen
Hidroksida Rumus Kimia
KOH
Cl2
H2
Berat Molekul
56,1100(2)
70,9000(2)
2,0200(2)
Fasa Pada Suhu
Padatan Gas
Gas
1320(1)
-34,1(1)
-253(2)
2.044(1)
0,0029(1)
0,000083(2)
119,1gram
0,712gram/
7,07 gram
/100gram H2O(1)
100gram H2O(1)
/100gram H2O(1)
∆Hof (Kcal/mol)
-101,52(3)
0(3)
0(3)
∆Gof (Kcal/mol)
-90,61(3)
25,17(3)
48,59(3)
Ruang
Higroskopis
Titik Didih Normal o
( C) Densitas 25oC (g/cm3) Kelarutan 25oC (gram/100gram H2O)
Korosif, mudah terbakar, berbahaya Korosif, terhadap higroskopis, Sifat Bahan
Korosif dan lingkungan, iritasi toksisitas(2)
mudah terbakar, pada organ vital dan toksisitas
(2)
manusia toksisitas(2) Sumber : (1) Perry, 1999, (2) MSDS, 2017, (3) Patnaik, 2003
9
2.1.2 Spesifikasi Produk Produk utama dari pabrik ini berupa kalium hidroksida dengan bahan baku berupa kalium klorida, sedangkan hasil samping yang diperoleh dari proses pembuatannya berupa gas klorin dan gas hidrogen. Produk yang dijual bukan hanya produk utama, namun juga produk samping berupa gas klorin karena memiliki nilai ekonomi yang tinggi. Kualitas produk yang diperoleh dikatakan memenuhi standar apabila telah sesuai dengan standar (IS 6831 : 1992) yang dapat dilihat pada tabel di bawah ini : Tabel 2.3 Standar Pabrik Kalium Hidroksida Indikator Total kemurnian Alkalinity (KOH)
Kadar Min 87,0 %
Pengotor : 1. Kalium klorida (KCl)
0,03%
2. Besi (Fe)
0,0025%
3. Timbal (Pb)
0,001%
4. Silika (SiO2)
0,02%
5. Nikel (Ni)
0,002%
Sumber:(Indian Standard, 1996)
10
Tabel 2.4 Standar Gas Klorin Indikator Total kemurnian Gas Klorin
Kadar 99,99 %
Pengotor : 1. Carbon Dioxide
0,0005%
2. Carbon Monoxide
0,0005%
3. Methane
0,0001%
4. Nitrogen
0,005%
5. Oxygen
0,005%
Sumber: Guaranteed Spesification Matheson , 2017
2.2
Uraian Proses
2.2.1 Pengolahan Awal (Pre Treatment) Proses pengolahan kalium hidroksida ini menggunakan proses elektrolisis dengan bahan baku berupa kalium klorida dan air. Kalium klorida diperoleh dari luar negeri seperti cina dan arab dengan kemurnian bahan baku sebesar 99.9 % dangan kadar pengotor berupa air 0,1%, sedangkan air diperoleh dari utilitas. Bahan baku tersebut tidak membutuhkan pre-treatment terhadap pengotornya karena jumlah pengotornya yang kecil, tidak korosif dan juga tidak beracun, namun perlu pre-treatment berupa pengubah fasa karena kalium klorida yang diperoleh masih dalam fasa padat, sedangkan diperlukan kalium klorida dalam fasa cair agar reaksi dalam reaktor dapat berlangsung. Kalium klorida yang berfasa padat dari Gudang penyimpanan (G-01) dengan temperatur 81,230C dan tekanan 1 atm kemudian dibawa oleh Bucket
11
Elevator (BE-01) menuju ke Mixing Tank (MT-01). Pada alat Mixing Tank (MT01) ini menggunakan pengaduk tipe marine propeller 3 blade dimana padatan kalium klorida dicampurkan dengan air sehingga menjadi larutan yang homogen dengan konsentrasi 28%, larutan kalium klorida yang terbentuk selanjutnya dialirkan kedalam Reaktor Elektrolisis (RE-01).
2.2.2 Proses Inti / Utama Reaksi pembuatan kalium hidroksida berlangsung dalam reaktor elektrolisis membran (RE-01). Reaktor ini beroperasi secara isotermal pada suhu 90oC dan tekanan 1 atm pada fasa cair (U.S Patent 4.233.122, 1980). Kalium klorida yang telah melalui proses pretreatment dialirkan kedalam reaktor pada bagian anoda dan air dalam reaktor pada bagian katoda yang kemudian dikontakkan dengan listrik. Sel membran yang digunakan dalam reaktor ini adalah membran semi permeabel yang berfungsi untuk memisahkan reaksi yang terjadi di anoda dan di katoda. Membran ini hanya mengizinkan ion K+ untuk melewatinya. Pemakaian ini dimaksudkan untuk mencegah ion Cl- untuk ikut menyebrang ke katoda, ataupun OH- menyebrang ke anoda. Dengan demikian di katoda dihasilkan larutan KOH dengan kemurnian tinggi, sedangkan ion Cl2 keluar sebagai gas Cl2. Reaksi yang terjadi pada bagian anoda: KCl
K+ + Cl-
2Cl-
Cl2 + 2e-
Reaksi yang terjadi pada bagian katoda:
12
H+ + OH-
H2O 2H2O + 2e-
H2 + 2OH-
K++ OH-
KOH
Reaksi yang terjadi pada pembentukkan kalium hidroksida sebagai berikut: 2KCl(aq)
+
(Kalium klorida)
2H2O(l) (Air)
2KOH(l) + Cl2(l) +
H2(l)
(Kalium hidroksida) (Klorin) (Hidrogen)
∆Hreaksi = +595.801,6 Joule/mol ∆Greaksi = +843159,68 Joule/mol Sumber: Patnaik, 2003
Reaksi diatas menggunakan perbandingan rasio mol antara kalium klorida dengan air adalah 1 : 3 dengan konversi terhadap kalium klorida sebesar 95,70% (U.S Patent 4.233.122, 1980). Reaksi yang terjadi dalam reaktor berlangsung secara endotermis sehingga untuk menjaga suhu operasi diperlukan pemanas. Jenis pemanas yang digunakan yaitu berupa jaket pemanas yang berada di luar reaktor elektrolisis (RE-01). Panas pada jaket diperoleh dari steam yang dialirkan kedalam jaket pemanas, karena reaktor dilengkapi dengan jaket pemanas maka kondisi tekanan dan temperatur hasil keluaran reaktor akan sama dengan kondisi operasi yakni temperatur sebesar 90oC dan tekanan 1 atm (U.S Patent 4.233.122, 1980). Adapun produk–produk yang keluar dari reaktor adalah larutan kalium hidroksida, gas klorin dan gas hidrogen. Produk utama berupa kalium hidroksida keluar dari reaktor dengan kemurnian sebesar 58,7% (U.S Patent 4.233.122, 1980) yang selanjutnya dialirkan ke proses pemurnian produk untuk menghilangkan impuritis dan meningkatkan kemurnian produk dari kalium hidroksida agar
13
memenuhi standar yang telah ditentukan. Produk samping yang berupa gas klorin yang keluar pada temperatur 90oC dan tekanan 1 (U.S Patent 4.233.122, 1980) kemudian dibawa menuju penyimpanan untuk kemudian dijual karena memiliki nilai ekonomi yang tinggi. Sedangkan produk samping yang berupa gas hidrogen yang keluar pada temperatur 90oC dan tekanan 1 atm (U.S Patent 4.233.122, 1980) dibawa menuju utilitas untuk digunakan sebagai bahan bakar. Karena konversi reaksi hanya 95,70%, masih ada sisa kalium klorida 4,30% (U.S Patent 4.233.122, 1980), larutan klorida yang keluar dari reaktor kemudian di alirkan dengan pompa (P-03) untuk di kembalikan ke alat Mixing Tank (MT-01). 2.2.3 Pemurnian Produk Kalium hidroksida yang keluar dari reaktor elektrolisis masih belum memenuhi spesifikasi produk kalium hidroksida yang sesuai standar (IS 6831 : 1992) tentang kemurnian kalium hidroksida minimal 87% sehingga diperlukan proses pemurnian terhadap produk tersebut. Kalium hidroksida yang keluar dari reaktor dengan tekanan 1 atm dan temperatur 900C dibawa oleh Pompa (P-04) menuju Evaporator (E-01) yang berfungsi untuk menguapkan kandungan airnya sehingga kemurnian kalium hidroksida mencapai 64%. Tipe evaporator yang digunakan adalah evaporator shell and tube, yang mana kalium hidroksida masuk pada bagian tube dengan temperatur 900C dipanaskan dengan steam yang masuk pada bagian shell dengan temperatur 1000C dan tekanan 1 atm. Kalium hidroksida yang telah berkonsentrasi 64% selanjutnya dialirkan menggunakan pompa (P-05) menuju crystallizer (CR01) untuk pembentukan kristal kalium hidroksida. Crystallizer beroperasi pada
14
suhu 27oC dan tekanan 1 atm. Larutan kalium hidroksida keluar crystallizer yang berbentuk slurry selanjutnya dialirkan menggunakan pompa (P-06) menuju solid bowl centrifuge (CF-01) hingga terjadi pemisahan kristal dengan cairan dengan suhu operasi 30oC dan tekanan 1 atm. Cairan hasil pemisahan pada centrifuge dikembalikan sebesar 36% ke evaporator menggunakan pompa (P-07). Tahap terakhir pada pemurnian produk adalah pengeringan yang dilakukan dalam rotary dryer (RD-01) dimana produk kalium hidroksida dikeringkan menggunakan udara kering pada suhu 350oC hingga diperoleh kristal kalium hidroksida dengan kadar air maksimal 10%. Produk yang keluar dari rotary drier selanjutnya dikirim menuju screw conveyor (SC-01) yang telah diberi jaket pendingin yang berfungsi untuk menurunkan suhu dari produk kalium hidroksida hingga mencapai suhu ruang atau 30oC. Selanjutnya kalium hidroksida tersebut dibawa menuju hoper kalium hidroksida (HO-01) untuk selanjutnya dilakukan pengemasan, setelah dikemas selanjutnya produk kalium hidroksida dibawa menuju Gudang produk (G-02) untuk disimpan.
BAB III NERACA MASSA DAN ENERGI
3.1
Neraca Massa
A. Neraca Massa Mixer Tank (MT-01) Komponen
Massa (Kg/jam)
Komponen
Massa (Kg/jam)
KCl
5536,0007
H2O
14895,7384
TOTAL
5536,0007
KCl (l)
(4)
(16)
248,7440
TOTAL
15144,4824
MT-01
(6)
Aliran 4 + 16 = 275739,7748 Kg/jam
Komponen
Massa (Kg/jam)
H2O
14895,7384
KCL (l)
5784,7447
TOTAL
275739,7748
B. Neraca Massa Reaktor Elektrolisis (RE-01) Komponen
Massa (Kg/jam)
Cl2
2632,4779
TOTAL
2632,4779
Komponen
Massa (Kg/jam)
H2O
14895,7384
KCL (l)
5784,7447
TOTAL
24950,0891
(8)
(13)
Komponen
Massa (Kg/jam)
H2
75,0015
TOTAL
75,0015
(14)
Komponen
Massa (Kg/jam)
H2O
4269,6060
TOTAL
4269,6060
(11)
RE-01
(12)
(15)
Komponen
Massa (Kg/jam)
Komponen
Massa (Kg/jam)
H2O
4269,6060
H2O
2931,4607
KCL (l)
236,9371
KOH (l)
4166,6667
TOTAL
15144,4824
TOTAL
7098,1273
16
C. Neraca Massa Evaporator (E-01)
(19)
Komponen
Massa (Kg/jam)
H2O
2648,4452
TOTAL
2648,4452
(20)
E-01
H2O
(18) Komponen
Massa (Kg/jam)
H2O
7747,9335
KOH (l)
10235,4225
TOTAL
17983,3560
Komponen
Massa (Kg/jam) 5516,1549
KOH (l)
9818,7558
TOTAL
15334,9170
Aliran 19 + 20 = 17983,3560 Kg/jam
D. Neraca Massa Crystalizer (CR-01)
(21)
(22) CR-01
Komponen H2O
Massa (Kg/Jam) 5516,1549
Komponen
Massa (Kg/Jam)
H2O
5516,1549
KOH (l)
9818,7558
KOH (l)
6068,7558
TOTAL
15334,9107
KOH (c)
3750,0000
TOTAL
15334,9107
17
E. Neraca Massa Centrifuge (CF-01) Komponen
Massa (Kg/Jam)
H2O
699,6821
KOH (c)
3750,0000
TOTAL
4449,6821
(24) CF-01(25) (25) Komponen (23) Komponen H2O
Massa (Kg/Jam)
Massa (Kg/Jam)
H2O
4816,4728
KOH (l)
6068,7558
TOTAL
10885,2286
(23) 5516,1549
KOH (l)
6068,7558
KOH (c)
3750,0000
TOTAL
15334,9107
Aliran 24 + 25 = 15334,9107 Kg/jam
F. Neraca massa Rotary Dryer (RD-01) Komponen
Massa (Kg/Jam)
H2O
283,0154
TOTAL
3773,5390
(27) Komponen H 2O
(24) Komponen H 2O KOH (c)
Massa (Kg/Jam) 699,6821
Massa (Kg/Jam) 416,6667
KOH (c)
3750,0000
TOTAL
4166,6667
(28)
3750,0000
3.2 Neraca Energi TOTAL 4449,6821
Aliran 27 + 28 = 4449,6821 Kg/jam
18
3.3
Neraca Energi
A. Neraca Energi Belt Conveyor (BC – 01) T = 30 oC P = 1 atm
T = 30 oC P = 1 atm BC - 01
(1)
(2) W = 253,7313 Watt
B. Neraca Energi Bucet Elevator (BE – 01) T = 30 oC P = 1 atm
T = 30 oC P = 1 atm BE - 01
(3)
(4) W = 746,2687 Watt
C. Neraca Energi Mixer Tank (MT – 01) T = 30 oC P = 1 atm Q4 = 18909,8744 Kj/h
(6)
(4) MT - 01 T = 90 oC (16) P = 1 atm Q16 = 4070561,4231 Kj/h
Total input = 4089471,2974 Kj/h
T = 81,2328 oC P = 1 atm Q6 = 4089471,2974 Kj/h
Total output = 4089471,2974 Kj/h
19
D. Neraca Energi Pompa (P – 01) (7) P - 01
(6)
T = 81,23oC P = 1 atm Q7 = 4095429245 Kj/h
o
T = 81,23 C P = 1 atm Q6 = 4095429245 Kj/h
E. Neraca Energi Heater (H – 01)
(7)
(8) H - 01 T = 90 oC P = 1 atm Q8= 4724426,9377 Kj/h
o
T = 81,2328 C P = 1 atm Q7 = 4089270,4160 Kj/h Qh = -635156,5217 Kj/h
Total input = 4089270,4160 Kj/h
Total output = 4089270,4160 Kj/h
F. Neraca Energi Pompa (P – 02) (10) P - 02
(9) T = 30 oC P = 1 atm Q9= 4724426,9377 Kj/h
T = 30 oC P = 1 atm Q10= 4724426,9377 Kj/h
20
G. Neraca Energi Heater (H – 02)
(11)
(10) HH- -0202
T = 90 oC P = 1 atm Q11= 1158334,9666Kj/h
T = 30 oC P = 1 atm Q10 = 89440,5164 Kj/h Qh = -1068894,4502 Kj/h
Total input = 89440,5164 Kj/h
Total output = 89440,5164 Kj/h
H. Neraca Energi Reaktor Elektrolisis (RE – 01) T = 90 oC P = 1 atm ∆H2 = 69746,74562 Kj/h
T = 90 oC P = 1 atm ∆H2 = 82453,7817 Kj/h
T = 90 oC P = 1 atm ∆H1 = -4724426,9377 Kj/h
(12)
(8)
T = 90 oC P = 1 atm ∆H2 = 4070563,1686 Kj/h
(13)
(14)
T = 90 oC P = 1 atm ∆H1 = -1158334,9666 Kj/h
RE-01
(11)
(15)
T = 90 oC P = 1 atm ∆H2 = 1185023,5200 Kj/h
∆H0R = 894813,7588 Kj/h
21
I.
Neraca Energi Pompa (P – 03)
(16)
P - 03
T = 90 oC P = 1 atm Q16= 15657815485,9248 Kj/h
(12) T = 90 oC P = 1 atm Q12= 15657815485,9248 Kj/h
J.
Neraca Energi Pompa (P – 04)
(15)
(17)
P - 04
T = 90 oC P = 1 atm Q17= 4653467509,4128 Kj/h
T = 90 oC P = 1 atm Q15= 4653467509,4128 Kj/h
K. Neraca Energi Evaporator (E – 01) Qc = 7851182,9797 Kj/h
T = 30 oC P = 1 atm Q18 = 976325,5783 Kj/h
(19)
(18)
T = 90 oC P = 1 atm Q19 = 373194,2650 Kj/h Qlaten = 5666231,8069 Kj/h
(20) E - 01 T = 81,233 oC P = 1 atm Q20 = 37174433,1479 Kj/h
Total input = 8827508,5580 Kj/h
Total output = 8827508,5580 Kj/h
22
L. Neraca Energi Pompa (P – 05) (20)
(21) P - 05 T = 100 oC P = 1 atm Q21= 90642379,3895 Kj/h
T = 100 oC P = 1 atm Q20= 90642379,3895 Kj/h
M. Neraca Energi Crystalizer (CR – 01) Qc = 39137392,7241 Kj/h
T = 100 oC P = 1 atm Q21= 41844009,4415 Kj/h
T = 30 oC P = 1 atm Q22= 2706616,7174 Kj/h
(22)
(21) CR - 01
Total input = 41844009,4415 Kj/h
Total output = 41844009,4415 Kj/h
N. Neraca Energi Pompa (P – 06) (22)
(23) P - 06
o
T\ = 30 C P = 1 atm Q22= 180205,5305 Kj/h
T = 30 oC P = 1 atm Q23= 180205,5305 Kj/h
23
O. Neraca Energi Centrifuce (CF – 01) T = 90 oC P = 1 atm Q24 = 144290,2728 Kj/h
T = 30 oC P = 1 atm Q23 = 180205,5305 Kj/h
(24)
(23) CF - 01
(25) T = 81,233 oC P = 1 atm Q25 = 35915,25774 Kj/h
Total input = 180205,5305 Kj/h
Total output = 180205,5305 Kj/h
P. Neraca Energi Pompa (P – 07)
(25)
(26) P - 07
T = 30 oC P = 1 atm Q25 = 144290,2728 Kj/h
T = 30 oC P = 1 atm Q25 = 144290,2728 Kj/h
Q. Neraca Energi Rotary Dryer (RD – 01) T = 100 oC P = 1 atm Q27 = 39879,9006 Kj/h Qlaten = 620412,5186 Kj/h
Qc = 1154397,8039 Kj/h T = 30 oC P = 1 atm Q24 = 41470,9828 Kj/h
(27)
RD - 01
(24)
Total input = 1195868,7867 Kj/h
(28)
T = 100 oC P = 1 atm Q28= 535576,3675 Kj/h
Total output = 1195868,7867 Kj/h
24
R. Neraca Energi Screw Conveyor (SC – 01) Qc = 427183,9628 Kj/h o
T = 30 oC P = 1 atm Q29= 29986,5969 Kj/h
T = 100 C P = 1 atm Q28= 457170,5598 Kj/h
(29)
(28) SC - 01
Total input = 457170,5598 Kj/h
Total output = 457170,5598 Kj/h
S. Neraca Energi Belt Conveyor (BC – 02) T = 30 oC P = 1 atm
T = 30 oC P = 1 atm BC - 02
(30)
(31) W = 253,7313 Watt
BAB IV SPESIFIKASI ALAT
Spesifikasi untuk masing-masing alat yang digunakan disajikan pada tabel spesifikasi A hingga L. Untuk perhitungan masing-masing spesifikasi alat dapat dilihat pada lampiran. Berikut adalah daftar tabel spesifikasi yang didesain: A. Spesifikasi tangki penyimpanan B. Spesifikasi peralatan penukar panas C. Spesifikasi reaktor D. Spesifikasi pompa E. Spesifikasi mixer F.
Spesifikasi evaporator
G. Spesifikasi crystalizer H. Spesifikasi centrifuge I.
Spesifikasi rotary dryer
J.
Spesifikasi belt conveyor
K. Spesifikasi bucket elevator L. Spesifikasi screw conveyor
26
A. Spesifikasi Tangki Penyimpanan
Tabel 4.1 Spesifikasi Tangki Penyimpanan Kode Alat
Fungsi Alat
Bentuk
Bentuk
Volume
Diameter
Tinggi
Tebal
Tutup
(m3)
(m)
(m)
(m)
Jumlah
Bahan Konstruksi
Untuk HO-01
Menampung
Silinder
Produk Kalium
Alas Krucut
Stainless Steels Datar
112,8087
5,2382
8,6663
0,0059
1
SA-167 grade 11 type 316
Hidroksida
Tabel 4.2 Spesifikasi Gudang Penyimpanan Kode Alat
Fungsi
Bentuk
Bentuk
Volume
Panjang
Tinggi
Lebar
Tutup
(m3)
(m)
(m)
(m)
Jumlah
Bahan Konstruksi Dasar : Beton
GD-01
Menyimpan
Gudang Persegi
Kalium Klorida
Empat
Kerucut 100479,9129 153,5066 25,5844 51,1689
1
Tiang : Baja Atap : Asbes
27
Menyimpan GD-02
Kalium Hidroksida
Dasar : Beton Gudang Persegi Empat
Kerucut
5215,206
57,2609
9,5435
19,0870
1
Tiang : Baja Atap : Asbes
B. Spesifikasi Peralatan Penukar Panas Tabel 4.3 Spesifikasi Peralatan Penukar Panas
Kode Alat
Fungsi Alat
Menaikkan H-01
Suhu Aliran 7 Menjadi 900C Menaikkan
H-02
Suhu Aliran 10 Menjadi 900C
Bentuk
Double pipe
Double pipe
Beban Panas (Kj/h)
Kebutuhan Pemanas (Kg/h)
Jenis Pemanas
Luas Perpindahan Jumlah Panas (m2)
Bahan Konstruksi Stainless Steels
634953,8947
289,6488
Steam
11,6043
1
SA-167 grade 11 type 316 Stainless Steels
1068894,450
487,6008
Steam
7,3497
1
SA-167 grade 11 type 316
28
C. Spesifikasi Reaktor Tabel 4.4 Spesifikasi Reaktor Kode Alat
Kebutuhan Fungsi Alat
Tipe
Pemanas (kg/jam)
Volume (m3)
Waktu Tinggal (s)
GGL (V)
Panjang Diameter Tinggi Tebal (m)
(m)
(m)
(cm)
Bahan
Jumlah
Konstruksi
Tempat mereaksikan RE-01
Stainless
KCl(l) dan air Electrountuk menghasilkan KOH(l)
lysis cell
0,59
8,691
11,3349 50,1868
24,48
1,5
2
14,3
Steels SA167 grade 11 type 316
15
29
D. Spesifikasi Pompa Tabel 4.5 Spesifikasi Pompa Kode Alat P-01
P-02
Fungsi Alat Mengalirkan larutan KCl menuju ke RE – 01 Mengalirkan air dari utilitas menuju ke RE – 01
Jenis
Kapasitas (m3/h)
Head (m)
Daya (Watt)
Bahan Jumlah
Konstruksi
Centrifugal
16,4693
59,5367
4195,6476
1
Stainless Steels
Centrifugal
4,4216
60,2860
877,1181
1
Stainless Steels
Centrifugal
15,4190
59,6309
3077,3675
1
Stainless Steels
Centrifugal
4,7817
60,2742
1457,9026
1
Stainless Steels
Centrifugal
10,0537
60,0261
1236,2337
1
Stainless Steels
Mengalirkan sisa larutan P-03
kcl dari RE – 01 menuju ke MT -01 Mengalirkan larutan KOH
P-04
dari RE – 01 menuju ke E – 01 Mengalirkan larutan KOH
P-05
dari E – 01 Menuju ke CR – 01
30
Mengalirkan slurry KOH Dari CR – 01 menuju ke
P-06
Centrifugal
9,7776
60,0425
1236,5723
1
Stainless Steels
Centrifugal
7,2671
60,1745
2232,0488
1
Stainless Steels
CF – 01 P-07
Mengalirkan KOH dari CF – 01 menuju ke E – 01
E. Spesifikasi Mixer Tabel 4.6 Spesifikasi Mixer
Kode Alat
Fungsi Alat
Melarutkan M-01
Tipe
Tinggi
Diameter
Pegaduk
Tangki (m)
Tangki (m)
1,0736
1,2097
Tebal
Diameter
Daya
Tangki
Pengaduk
Pengaduk
(m)
(m)
(Watt)
0,0048
0,4032
1458,2581
Marne
Kalium Klorida
Propeller
Dengan Air
3 Blade
Bahan Konstruksi
Stainless Steel 304
31
F. Spesifikasi Evaporator Tabel 4.7 Spesifikasi Evaporator Kode Alat
E-01
Luas Fungsi
Jenis
Perpindahan
Jenis Tube
Diameter
Tinggi
Silinder
Tangki Tangki
Panas (m2) Memisahkan Sebagian
Long Tube
Besar Kandungan Air
Vertical
Dari Aliran Produk
Evaporator
(m)
(m)
Tebal
(cm) Stainless Steels
Shell: ID 10 In. Tube: 15,3190
Bahan Konstruksi
3/4 In, BWG 18,
0,7342
6,2871
0,3175
SA-167 grade 11 type 316
Triangular Pitch 15/16
G. Spesifikasi Crystallizer Tabel 4.8 Spesifikasi Crystallizer Kode
Fungsi
Alat
S-01
Bentuk Tangki
Sebagai tempat pembentukan kristal produk KOH
Bentuk Tutup
Volume (m3)
Diameter Tinggi Tangki
Tangki
(m)
(m)
Flanged standar Cylindrical
dished head
Bahan Konstruksi
Stainless Steels SA1,0054
0,9071
1,3607
167 grade 11 type 316
32
H. Spesifikasi Sentrifuge Tabel 4.9 Spesifikasi Sentrifuge Kode Alat
Fungsi
Tipe
Memisahkan Kristal S-01
KOH Basah Dan Mother Liquor Dari Kristalisator
I.
Diameter
Kecepatan
Daya
Bowl (m)
Putar (rpm)
(Hp)
Bahan Konstruksi Stainless Steels SA-
Scroll Conveyor
0,6096
3000
167 grade 11 type
125
316
Spesifikasi Rotary Dryer Tabel 4.10 Spesifikasi Rotary Dryer
Kode Alat
Fungsi
Diameter Panjang (m)
(m)
Kecepatan
Waktu
Putaran
Tinggal
(rpm)
(menit)
Daya (Hp)
Kemiringan Rotary
Bahan Konstruksi
Dryer Stainless Steels
RD-01
Mengeringkan Kristal KOH
1,1396
4,5585
6,7069
5,8656
0,6494
0,4o
SA-167 grade 11 type 316
33
J.
Spesifikasi Belt Conveyor Tabel 4.11 Spesifikasi Belt Conveyor
Kode Alat
BC-01
BC-02
Fungsi Alat
Tipe
Lebar
Luas
Panjang
Daya
Kecepatan
Belt
Area
Belt
Motor
Belt
(m)
(Hp)
(m/min)
(m) Mengangkut bahan baku KCl menuju ke
Troughed
gudang (G - 01)
Belt Width
Mengangkut produk KOH dari tempat
Troughed
pengemasan menuju ke gudang (G - 02)
Belt Width
2
(m )
Bahan Konstruksi Stainless
0,3556
0,01
10
0,34
5,2731
0,3556
0,01
10
0,34
3,9888
Steels Stainless Steels
34
K. Spesfikasi Bucket Elevator Tabel 4.12 Spesifikasi Bucket Elevator Kode Alat
BE-01
Fungsi Alat
Tipe
Mengangkut bahan
Centrifuge
baku KCl dari G -
discharge bucket
01 menuju MT - 01
on belt conveyor
Tinggi
Size Of Lumps
Daya
Bucket (m)
Handle (mm)
(Hp)
Bucket
Kecepatan
Head
Spacing
Bucket
Shaft
(m)
(m/min)
(rpm)
Bahan Konstruksi
Stainless 5
19
1
0,3048
32,5425
20,4041
Steels
L. Spesfikasi Screw Conveyor Tabel 4.13 Spesifikasi Secrew Conveyor Kode Alat
SC-01
Fungsi Alat
Tipe
Mengangkut produk
Helycold
kristal KOH dari RD -
Screw
01 menuju HO - 01
Conveyor
Kapasitas
Panjang
Diameter
(m /jam)
(m)
(m)
4,8422
10
0,1016
3
Lump
Daya
Kecepatan
20–25%
Motor
Belt
(m)
(Hp)
(m/min)
0,0013
0,4
62,4892
Bahan
Jumlah
Konstruksi
Stainless Steels
1
BAB V TATA LETAK PABRIK
5.1 Tata Letak Pabrik Tata letak pabrik adalah suatu perencanaan dari komponen-komponen produksi suatu pabrik. Tujuan dari perencanaan tata letak pabrik adalah untuk menjamin kelancaran proses produksi dengan baik dan efisien, menjaga keselamatan kerja para karyawannya dan menjaga dari pabrik itu sendiri. Hal-hal khusus yang harus diperhatikan dalam pengaturan tata letak pabrik (plant lay out) adalah: 1.
Perluasan pabrik dam kemungkinan penambahan bangunan Perluasan pabrik harus sudah direncanakan sejak awal sehingga masalah
kebutuhan akan tempat tidak akan timbul dimasa depannya. Area yang khusus harus dipersiapkan untuk dipakai tempat perluasan pabrik, penambahan peralatan untuk menambah kapasitas, maupun pengolahan produk. 2.
Keamanan Penentuan tata letak pabrik harus memperhatikan masalah keamanan,
sehingga apabila terjadi hal-hal seperti kebakaran, ledakan, kebocoran gas/asap beracun dapat ditanggulangi secara tepat. Oleh karena itu ditempatkan alat-alat pengamanan seperti hydrant, penampungan air yang cukup, alat penahan ledakan dan alat sensor untuk gas beracun. Tangki penyimpanan bahan baku atau produk yang berbahaya diletakkan pada tempat khusus sehingga dapat dikontrol dengan baik.
36
3.
Luasan area yang tersedia Pemakaian tempat harus disesuaikan dengan area yang tersedia apabila harga
tanah cukup tinggi maka pemakaian lahan haruslah efisien. 4.
Instalasi dan utilitas Pemasangan dan distribusi yang baik dari gas, steam, dan listrik serta utilitas
lainnya akan membantu proses produksi dan perawatannya. Penempatan alat-alat diatur sedemikian rupa agar karyawan ,udah mencapainya dan menjamin kelancaran operasi serta memudahkan perawatannya. 5.
Area pengolahan limbah Pabrik harus memperhatikan aspek social dan ikut menjaga kelestarian
lingkungan, yaitu dengan memperhatikan masalah pembuangan limbah hasil produksinya. Batas maksimal kandungan komponen berbahaya pada limbah harus diperhatikan dengan baik. Untuk itu penambahan fasilitas pengolahan limbah sangat diperlukan, sehingga buangan limbah tersebut tidak berbahaya bagi komunitas yang disekitarnya. 6.
Jarak yang tersedia dan jarak yang dibutuhkan Alat-alat proses perlu diletakkan pada jarak yang teratur dan nyaman sesuai
dengan karakteristik alat dan bahan sehingga kemungkinan bahaya kecelakaan dapat dihindarkan. Sebagian besar gerakan bahan cairan dan gas di plant menggunakan pipping dan harus mermperhatikan regulasi yang tepat dalam desain. Letak alat proses diusahakan tidak terlalu dekat atau terlalu untuk mempermudah pengangkutan dan perbaikan.
37
7.
Plant Service Plant service adalah ruangan penunjang seperti kantor, bengkel, poliklinik,
laboratorium, kantin, pengendalian kebakaran (fire safety), pos keamanan, dan lain-lain. Pengaturan ruangan tersebut harus efektif dengan mempertimbangkan fungsi dan biaya. Secara garis besar tata letak pabrik dibagi menjadi beberapa bagian utama, yaitu: Daerah administrasi/perkantoran, laboratorium, dan ruang kontrol Daerah administrasi/perkantoran, laboratorium, dan ruang kontrol merupakan pusat kegiatan administrasi pabrik yang mengatur kelancaran operasi. Laboratorium dan ruang kontrol sebagai pusat pengendali proses, kualitas dan kuantitas bahan yang akan diproses serta produk yang dijual. Daerah proses Daerah proses merupakan daerah dimana alat proses diletakan dan proses berlangsung. Daerah penyimpanan bahan baku dan produk Daerah penyimpanan bahan baku dan produk merupakan daerah untuk bahan baku dan produk. Daerah bengkel Daerah bengkel merupakan daerah untuk menampung bahan-bahan yang diperlukan oleh pabrik dan untuk keperluan proses. Daerah utilitas Daerah utilitas merupakan daerah dimana kegiatan penyediaan bahan pendukung proses berlangsung dipusatkan.
38
Adapun layout perancangan pabrik kalium hidroksida (KOH) dapat dilihat pada gambar di bawah ini :
N Skala 1 : 100.000
19
16
11
18
17 14
4 15 15
9 12
13
11
4
4
3
20 5
5
8
7
10
6 2
1
2
39
Keterangan gambar : 1. Pos keamanan 2. Taman 3. Perpustkaan 4. Toilet 5. Parkiran karyawan 6. Gedung serbaguna 7. Kantor 8. Poliklinik 9. Area Produk 10. Musholla 11. Laboratorium 12. Area Proses 13. Ruang kontrol 14. Pemadam 15. Area bahan baku 16. Pengolahan limbah 17. Perumahan karyawan 18. Utilitas 19. Area perluasan pabrik 20. Kantin
40
5.2 Perkiraan Area Lingkungan Pabrik direncanakan didirikan diatas tanah seluas 231.979,75 m2 dengan rincian pada tabel dibawah ini : Tabel 5.1 Perncan Luas Area Pabrik Kalium Hidroksida Total luas NO
Jenis Bangunan
Jumlah
Luas tanah yang
tanah yang
digunakan (m2)
digunakan (m2)
1
Pos keamanan
1
3,2860
3,2860
2
Taman
2
6,0102
12,0204
3
Perpustkaan
1
6,0273
6,0273
4
Toilet
3
3,0876
9,2628
5
Parkiran karyawan
2
9,0624
18,1248
6
Gedung serbaguna
1
4,0586
4,0586
7
Kantor
1
3,0227
3,0227
8
Poliklinik
1
3,0951
3,0951
9
Area Produk
1
10,6794
10,6794
10
Musholla
1
3,4752
3,4752
11
Laboratorium
1
3,4752
3,4752
12
Area Proses
1
54,6468
44,9748
13
Ruang kontrol
1
3,1132
3,1132
41
14
Pemadam
1
3,9042
3,9042
15
Area bahan baku
1
8,2320
8,2320
16
Pengolahan limbah
1
12,780
12,780
17
Perumahan karyawan
1
24,863
24,863
18
Utilitas
1
28,623
28,623
19
Area perluasan pabrik
1
170.341,98
231.705,60
20
Kantin
1
61,456
61,456
TOTAL
231.979,75 m2
BAB VI ANALISA EKONOMI
6.1
Data Dasar Perhitungan a. Kapasitas Pabrik
: 30.000 Ton/tahun
b. Hari Pabrik Beroperasi
: 300 hari
c. Kurs Dollar
: Rp 13.374,- (5 Juli 2017)
d. Umur Alat
: 10 tahun
e. Harga Produk
6.2
Kalium Hidroksida
: Rp 17.386,-
Khlorin
:Rp 25.441,-
f. Cost index Chemical Plant
: 713,263
g. Tahun Evaluasi
: 2017
Perhitungan Biaya Tabel 6.1 Perhitungan Biaya Komponen
Jumlah (Rp)
A. Capital Investment Fixed Capital Investment (Modal Tetap) Working Capital (Modal Kerja)
512.413.748.943,51 102.482.749.789
B. Manufacturing Cost Direct Cost (Biaya Produksi Langsung)
333.154.660.439
43
Indirect Cost (Biaya Produksi Tak Langsung) FIxed Cost (Biaya Produksi Tetap)
168.983.280.000
99.920.661.044
C. General Expenses General Expenses (Pengeluaran Umum)
6.3
Analisa Kelayakan Ekonomi
6.3.1
Perhitungan Percent Return on Investment (ROI) 𝑅𝑂𝐼 =
𝐿𝑎𝑏𝑎 × 100% 𝐹𝐶𝐼
Sebelum pajak: ROI
= (Laba kotor / FCI) x 100% 172.373.566.124
= 768.588.295.061 x 100% = 22,4280%
(resiko rendah)
Sesudah pajak: ROI
= (Laba bersih / FCI) x 100% =
120.661.496.286,94 768.588.295.061
= 15,6996%
6.3.2
x 100%
(resiko rendah)
Perhitungan Pay Out Time (POT) 𝑃𝑂𝑇 =
𝐹𝐶𝐼 𝑑𝑒𝑝𝑟𝑒𝑠𝑖𝑎𝑠𝑖 + 𝐿𝑎𝑏𝑎
228.782.276.163
44
Sebelum pajak: POT
= FCI / (depresiasi + laba kotor) 768.588.295.061
= 76.858.829.506 + 172.373.566.124 = 3,08 Tahun
(resiko rendah)
Sesudah pajak: POT
= FCI / (depresiasi + laba bersih) 768.588.295.061
= 76.858.829.506 + 120.661.496.286,94 = 3,89 Tahun
6.3.3
(resiko rendah)
Perhitungan Break-even Point (BEP) 𝐵𝐸𝑃 =
dimana :
𝐹𝑎 + 0,3. 𝑅𝑎 × 100% 𝑆 − 0,7. 𝑅𝑎 − 𝑉𝑎 S = Total Harga Penjualan Fa = Biaya Variabel Tetap Ra = Biaya Variabel Reguler Va = Biaya Variabel Berubah
Jadi, 𝐵𝐸𝑃 =
𝐵𝐸𝑃 =
𝐹𝑎 + 0,3. 𝑅𝑎 × 100% 𝑆 − 0,7. 𝑅𝑎 − 𝑉𝑎
99.920.681.044 + (0,3 x 5.164.953.119.964) × 100% 1.003.214.463.770 − (0,7 x 5.164.953.119.964) − 354.429.524.617
𝐵𝐸𝑃 = 50,84%
45
6.3.4
Perhitungan Shut Down Point (SDP) 𝑆𝐷𝑃 =
dimana :
0,3. 𝑅𝑎 × 100% 𝑆 − 0,7. 𝑅𝑎 − 𝑉𝑎 S = Total Harga Penjualan Ra = Biaya Variabel Reguler Va = Biaya Variabel Berubah
Jadi, 𝑆𝐷𝑃 =
𝑆𝐷𝑃 =
0,3. 𝑅𝑎 × 100% 𝑆 − 0,7. 𝑅𝑎 − 𝑉𝑎 (0,3𝑥 5.164.953.119.964)
1.003.214.463.770 − (0,7𝑥 5.164.953.119.964) − 354.429.524.617
× 100%
𝑆𝐷𝑃 = 47,43 %
6.3.5
Perhitungan Discounted Cash Flow
Future Value Analysis : (𝐹𝐶𝐼 + 𝑊𝐶)(1 + 𝑖)𝑛 = 𝑊𝐶 + 𝑆𝑉 + 𝐶{(1 + 𝑖)𝑛−1 + (1 + 𝑖)𝑛−2 + ⋯ + (1 + 𝑖) + 1}
dimana :
FC
= Fixed Cost
WC
= Working Cost
FCI
= Fixed Cost Investment
SV
= Salvage Value
C
= Annual Cost
n
= Umur Pabrik
(Peter & Timmerhaus, 2003)
46
(𝐹𝐶𝐼 + 𝑊𝐶)(1 + 𝑖)𝑛 = 𝑊𝐶 + 𝑆𝑉 + 𝐶{(1 + 𝑖)𝑛−1 + (1 + 𝑖)𝑛−2 + ⋯ + (1 + 𝑖) + 1} (𝐹𝐶𝐼 + 𝑊𝐶) =
𝑊𝐶 + 𝑆𝑉 + 𝐶{(1 + 𝑖)𝑛−1 + (1 + 𝑖)𝑛−2 + ⋯ + (1 + 𝑖) + 1} (1 + 𝑖)𝑛
Dimana, FCI = Rp 76.858.829.506,WC = Rp 115.288.244.259,SV
=0
C
= Laba setelah pajak + Depresiasi + Keuangan = Rp 209.565.473.963,70,-
n
= 10 tahun
883.876.539.321 =
i
115.288.244.259 + 0 + 209.565.473.963,70{(1 + 𝑖)10−1 + (1 + 𝑖)10−2 + ⋯ + (1 + 𝑖) + 1} (1 + 𝑖)10
= 0,2043 = 20,43%
1.200.000.000.000 1.000.000.000.000 800.000.000.000 600.000.000.000 400.000.000.000 200.000.000.000 0 0 Fa
20 Va
6.3.6
40 Ra
60 S
80
100 BEP
Grafik Analisa Break-even Point
SDP
BAB VII KESIMPULAN
Pabrik kalium hidroksida (KOH) ini merupakan industri dengan resiko yang tinggi. Dari analisa ekonomi yang dilakukan diperoleh hasil sebagai berikut : Tabel 7.1 Analisa Kelayakan Keterangan
Nilai
Standard
Percent Return On Investment (ROI) ROI sebelum pajak
22,43%
ROI setelah pajak
15,70%
Low Risk min. 11% High Risk min. 44% (Aries & Newton, 1995)
Pay Out Time (POT) POT sebelum pajak
3,08 tahun
Low Risk maks. 5 tahun High Risk maks. 2 tahun
POT setelah pajak
3,98 tahun (Aries & Newton, 1995)
Break-even Point (BEP)
50,84%
Shutdown Point (SDP)
26,07%
40% - 60% (Timmerhaus, 2012)
Diatas 11,90% (suku bunga bank Discount Cash Flow (DCF)
20,43%
rata-rata) (Bank Indonesia, 2017)
48
Dari hasil analisa yang dilakukan diatas dapat disimpulkan bahwa Pabrik kalium hidroksida (KOH) dengan kapasitas 30.000 ton/tahun layak untuk didirikan dengan tingkat resiko rendah.
49
DAFTAR RUJUKAN
Airgas.
(2017). Safety Data Sheet Chlorine. https://www.airgas.com/msds/001015.pdf
23
Februari
2017.
Airgas.
(2017). Safety Data Sheet Hydrogen. https://www.airgas.com/msds/001026.pdf
23
Februari
2017.
Alibaba. (2017). Manufacture, Supplier, Eksporter, & Importer From The World Larges Online. 17 Juli 2017. https://www.alibaba.com/trade/search? Aries, R.S., & Newton, R.D. (1995). Chemical Engineering Cost Estimation. Mc. Graw Hill Book Company : New York. Ashta. (2016). Safety Data Sheet Potassium Hydroxide Solid. 20 Juli 2017. http://www.ashtachemicals.com/Products/SDS/SDS_PotassiumHydroxid e90_Feb04-15.010.pdf Badan Pusat Statistik Indonesia. (2016). Data Import, Ekspor, Konsumsi, Produksi Kalium Hiroksida di Indonesia. 5 Februari 2017. https://www. bps.go.id/all_newtemplate.php Brown, G.G. (1959). Unit Operation. CBS Publisher. New Delhi. Brownell, L.E., & Young, E.H. (1959). Process Equipment Design Vessel Design. John Wiley & Sonc Inc : New York. Fia.T.I & Nuravifah, 2015. Perancangan Pabrik Kalium Hidroksida Dari Kalium Klorida Secara Elektrolisis Kapasitas 25.000 Ton/Tahun. Jurusan Teknik Kimia Fakultas Teknik Universitas Gadjah Mada Yogyakarta Diakses pada tanggal 8 Januari 2017 Pukul 16 : 05 WITA. https://www.google.co.id/url?sa=t&rct=j&q=&esrc=s&source=web&cd= 2&cad=rja&uact=8&ved=0ahUKEwiDx6a_qcXVAhXKp5QKHTKuCac QFggzMAE&url=http%3A%2F%2Fetd.repository.ugm.ac.id%2Findex.p hp%3Fact%3Dview%26buku_id%3D92771%26mod%3Dpenelitian_deta il%26sub%3DPenelitianDetail%26typ%3Dhtml&usg=AFQjCNFSejVG HCav17jgU4VX1kei_DIhkw Geankolpis, C.J. (1993). Transport Process and Unit Operation, 3rd Edition. Prientice-Hall International Inc : Tokyo. Guaranteed Spesification Matheson , 2017.Spesifikasi Gas Cl2 yang dipasarkan Diakses pada tanggal 4 Agustus 2017 Pukul 15:25 WITA. https://www.google.com/url?sa=t&rct=j&q=&esrc=s&source=web&cd= 5&cad=rja&uact=8&ved=0ahUKEwiew8eQqsXVAhUCjZQKHXczCZ8
50
QFghCMAQ&url=http%3A%2F%2Fwww.mathesongas.com%2Fpdfs% 2Fproducts%2Fchlorine-PureGas.pdf&usg=AFQjCNHaM3JpNVAQXfvGT-jQ-gilbn089w ICIS Chemical Business (3 Juni 2006) “Chemical Profile – Caustic Potash” Diakses pada 10 Februari 2017 Pukul 10 : 21 dari www.icis.com Indian Standard Caustik Potash Spesification. (1996). Diakses pada tanggal 12 Februari 2017 Pukul 10:50 http://www.questin.org/is-code/is-6831-1992-caustic-potash
WITA.
Kemdikbud. 2017. Jumlah Data Satuan Pendidikan (Sekolah) Per Provinsi: Berdasarkan Seluruh Jenis Pendidikan. Referensi.data.kemdikbud.go.id/index11.php Diakses pada tanggal 9 Februari 2017 Pukul 12:50 WITA. Kern. D.Q. (1965). Process Heat Transfer. Mc Graw-Hill International Book Company Inc : New York. Kirk, R.E and Othmer. V.R. (1987). Encyclopedia of Chemical Technology, 4th Edition. Jhon Wiley & Son Inc : New York. Lynch, et al. (1980). United States Patent 4,233,122 Electrolytic Process for Potassium Hydroxide. United States: Olin Corporation, New Haven, Conn. Matches. (2014). Manufacture of Chemical, Energy, Material and Metallurgical Things That Involving Mathematchical and Chemistry. 20 Juli 2017. http://www.matche.com/equipcost/Equipment Index.html Muzhzhavlev, et al.(1977). United States Patent 4,058,448 Diaphragmless Electrolyzer for Product Magnesium and Chlorine. 20 Juli 2017. https://www.google.com/patents/US4058448 Patnaik, P. 2003. Handbook of Inorganic Chemicals. New York: McGraw-Hill Companies Inc. Perry. R.H & Green, D. (1999). Perry’s Chemical Engineering Handbook, 7th Edition. Mc. Graw Hill Companies Inc :USA. Peter, M.S., Timmerhaus, K.D & West, R.E. (1991). Plant Design and Economic for Chemical Engineering. 4rd Edition. Mc. Graw-Hill : New York. Science Lab. (2013). Material Safety Data Sheet Potassium Chloride MSDS. 23 Februari 2017. http://www.sciencelab.com/msds.php?msdsId=9927402
51
Science Lab. (2013). Material Safety Data Sheet Potassium Hydroxide MSDS. 23 Februari 2017. http://www.sciencelab.com/msds.php?msdsId=9927230 Walas, S.M. 1990. Chemical Process Equipment: Design and Selection. USA: Butterworth Publishers, Stoneham, MA Yaws, C.L. (1999). Chemical Process Handbook. Mc Graw-Hill Companies Inc: USA.
LAMPIRAN 1A NERACA MASSA ton 1 tahun 1 hari × × tahun 24 jam 300 hari 1000 kg × 1 ton 4166,667 kg/jam = Kemurnian Produk = 90% Massa KOH = 90% × 4166,6667 kg/jam 3750,0000 kg/jam = Massa KOH 3750,0000 kg/jam Mol KOH = = BM KOH 56,1100 kg/kgmol = 66,83300659 kgmol/jam Kemurnian Bahan Baku = 99,90% (KCl 99,9% dan impurities berupa H2O 0,1%) Larutan KCl = 20680,48312 kg/jam (KCl 28% dan H2O 72%) Konversi KCl = 95,70% Perbandingan rasio KCl : H2O = 1 : 3 Massa KCl(s) dalam larutan = 28% × 20680,48312 5790,535 kg/jam = Kapasitas Produksi =
30000
(bahan baku yang digunakan) Massa KCl(s) 5790,535272 kg/jam Mol KCl(s) dalam larutan = = BM KCl(s) 74,55 kg/kgmol 77,6732 kgmol/jam = Massa H2O dalam larutan = 72% × 20680,48312 kg/jam 14889,95 kg/jam = Massa H2O 14889,94784 kg/jam Mol H2O dalam larutan = = BM H2O 18,02 kg/kgmol 826,3012 kgmol/jam = Massa KCl murni = 99,90% × 5790,535272 kg/jam = 5784,744737 kg/jam Massa KCl 5784,744737 kg/jam Mol KCl murni = = BM KCl 74,55 kg/kgmol
Massa impurities (H2O)
= = =
Mol impurities (H2O)
= =
77,5955 kgmol/jam 0,1% × 5784,744737 kg/jam 5,7847 kg/jam Massa H2O 5,784744737 kg/jam = BM H2O 18,02 kg/kgmol 0,3210 kgmol/jam
1) Neraca Massa Mixer (MT-01) 4
16
MT-01
6
# Neraca Massa Total Massa Input = Massa Output Aliran 4 + Aliran 16 = Aliran 6 ( 5536,000713 + 15144,4824 ) kg/jam = 20680,48312 kg/jam =
20680,48312 kg/jam 20680,48312 kg/jam
# Neraca Massa Komponen (Kalium Klorida) (x.Feed Aliran 4 + x.Feed Aliran 16) = x.Feed Aliran 6 (( 1,00 × 5536,000713 )+( 0,02 × 15144,4824 )) kg/jam 20680,48312 kg/jam = 0,28 × ( 5536,000713 + 248,7440237 ) kg/jam =
5784,744737 kg/jam 5784,7447 kg/jam
=
5784,7447
kg/jam
# Neraca Massa Komponen H2O (x.Feed Aliran 4 + x.Feed Aliran 16) = x.Feed Aliran 6 0 ( × 5536,001 )+( 0,98 × 15144,48 ) kg/jam = 0,72 × 20680,48 kg/jam ( 0 + 14895,7384 ) kg/jam = 14895,7384 kg/jam 14895,7384 14895,7384 kg/jam = kg/jam Neraca Massa di Mixer (MT-01) Input Komponen
Output
Aliran 4
Aliran 16
Aliran 6
Kg/jam
Kgmol/jam
Kg/jam
Kgmol/jam
Kg/jam
Kgmol/jam
H2 O
0
0
14895,7384
826,6229
14895,7384
826,6226
KCl
5536,0007
74,2589
248,7440
3,3366
5784,7447
77,5955
Total
5536,0007
74,2589
15144,4824
829,9595
20680,4831
904,2181
2) Neraca Massa Reaktor
13
8
12
14
RE-01
11
15
# Neraca Massa Total Massa Input = Massa Output Aliran 8 + Aliran 11 = Aliran 15 + Aliran 14 + Aliran 13 + Aliran 12 ( 20680,4831 + 4269,605964 ) kg/jam = ( 7098,1273 + 75,0015 + 2632,4779 + 15144,4824 )kg/jam 24950,08908 kg/jam = 24950,08908 kg/jam
Diketahui: Konversi reaksi
=
95,70%
Massa KCl
= komposisi KCl x massa total larutan KCl 5790,5353 kg/jam = 28% × 20680,4831 kg/jam = Massa KCl murni = Kemurnian KCl × Massa KCl 99,9% × 5790,5353 kg/jam = 5784,7447 = kg/jam Massa KCl 5784,744737 kg/jam Mol KCl mula = = BM KCl 74,55 kg/kgmol = 77,5955 kgmol/jam Mol KCl bereaksi
Mol KCl sisa
= Mol KCl mula-mula x Konversi = 77,59550284 kgmol/jam × 95,70% 74,2589 kgmol/jam = Mol KCl mula - Mol KCl bereaksi 77,59550284 kgmol/jam - 74,25889622 kgmol/jam 3,336606622 kgmol/jam Mol KCl sisa x BM KCl 3,336606622 kgmol/jam × 74,55 kg/kgmol 248,7440 kg/jam
= = = Massa KCl sisa = = = Massa H2O = komposisi H2O x massa total larutan KCl 72% (dalam larutan) = × 20680,4831 kg/jam = 14889,9478 kg/jam Mol H2O mula = Mol KCl × Rasio mol H2O = 77,5955 kgmol/jam × 3 = 236,9371 kgmol/jam koef. H2O Mol H2O bereaksi = × mol KCl bereaksi koef. KCl 2 = × 74,2589 kgmol/jam = 74,2589 kgmol/jam 2 Mol H2O sisa = Mol H2O mula - Mol H2O bereaksi 236,9371 kgmol/jam - 74,2589 kgmol/jam = 162,6782 kgmol/jam = koef. H2 Mol H2 bereaksi = × mol KCl bereaksi koef. KCl 1 = × 74,2589 kgmol/jam = 37,1294 kgmol/jam 2
Mol H2 sisa
= Mol H2 mula-mula + Mol H2 bereaksi 0,0000 kgmol/jam + 37,1294 kgmol/jam = 37,1294 kgmol/jam = Mol Cl2 bereaksi koef. Cl2 = × mol KCl bereaksi koef. KCl 1 = × 74,2589 kgmol/jam 2 37,1294 = kgmol/jam Mol Cl2 sisa = Mol Cl2 mula-mula + Mol Cl2 bereaksi 0,0000 = kgmol/jam + 37,12944811 kgmol/jam 37,1294 kgmol/jam = Reaksi : 2 KCl(s) + 2 H 2O 2 KOH + H2 Cl2 + 77,596 Bereaksi : 74,2589 Sisa : 3,3366
74,2589 74,2589
236,9371
Mula:
74,2589 162,6782
37,1294 37,1294
37,1294 37,1294 Output
Input
Aliran 8
Kompo nen
Aliran 11
Aliran 13
Kg/jam
Kgmol/jam
Kg/jam
Kgmol/jam
Kg/jam
Kgmol/jam
-
-
-
-
-
-
H2 Cl2 H2 O KOH(l) KCl(l)
-
-
-
-
2632,4779
37,1294
14895,7384
826,6226
4269,6060
236,9371
-
-
-
-
-
-
-
-
5784,7447
77,5955
-
-
-
-
Total
20680,4831
904,2181
4269,6060
236,9371
2632,4779
37,1294
Output
Total
Aliran 15
Aliran 14
Kompo nen
H2 Cl2 H2 O KOH(l) KCl(l)
Recycle Aliran 12
Kg/jam
Kgmol/jam
Kg/jam
Kgmol/jam
Kg/jam
Kgmol/jam
-
-
-
-
-
-
75,0015
37,1294
-
-
-
-
-
-
2931,4607
162,6782
14895,7384
826,6229
-
-
4166,6667
74,2589
-
-
-
-
-
-
248,7440
3,3366
75,001
37,1294
7098,1273
236,9371
15144,4824
829,9595
3) Neraca Massa Evaporator
19
20 E-01 18
# Neraca Massa Total Massa Input Aliran 18 17983,3560 kg/jam 17983,3560 kg/jam
= Massa Output = Aliran 19 + Aliran 20 = 2648,4452 kg/jam + = 17983,3560 kg/jam
15334,9107 kg/jam
# Neraca Massa Komponen H2O x.Feed Aliran 18 = ( x.Feed Aliran 19 ) + ( x.Feed Aliran 20) 0,431 × 17983,3560 kg/jam = ( 1 × 2648,4452 ) kg/jam + ( 0,36 × 15334,9107 ) kg/jam 7747,9335 kg/jam = 2648,4452 kg/jam + 5516,1549 kg/jam 7747,9335 kg/jam = 7747,9335 kg/jam # Neraca Massa Komponen KOH x.Feed Aliran 18 = ( x.Feed Aliran 19 + x.Feed Aliran 20) 0,569 × 17983,3560 kg/jam = ( 0 × 2648,4452 ) kg/jam + ( 0,64 × 15334,9107 ) kg/jam 10235,4225 kg/jam = 0 kg/jam + 10235,4225 kg/jam 10235,4225 kg/jam = 10235,4225 kg/jam
416,6667
Kom ponen
Input Aliran 18 Kgmol/jam Kg/jam
H2 O
7747,9335 429,9630 KOH 10235,4225 182,4171 Total 17983,3560 612,3801
Output Aliran 19 Aliran 20 Kgmol/jam Kgmol/jam Kg/jam Kg/jam 2648,4452 146,9725 5516,1549 306,1129 9818,7558 174,9912 2648,4452 146,9725 15334,9107 481,1041
4) Neraca Masaa Crystallizer
21
22
CR-01
# Neraca Massa Total Massa Input Aliran 21 15334,91073 kg/jam
= Massa Output = Aliran 22 = 15334,91073 kg/jam
Komposisi di aliran 21 adalah kondisi jenuh KOH pada suhu 100 oC yaitu 178g/100gH2O=64% (sumber : perry, 1999) KOH di aliran di aliran 21 adalah 64% H2O di aliran 21 adalah 36% # Neraca Massa Komponen (H2O) x.Feed Aliran 21 = x.Feed Aliran 22 0,36 × 15334,91073 kg/jam = 0,36 5516,1549 kg/jam
× 15334,9107 kg/jam 5516,1549 kg/jam
# Neraca Massa Komponen (KOH) x.Feed Aliran 21 =( x1 + x2 ) x Feed Aliran 22 0,64 × 15334,9107 kg/jam 15334,9107 = ( 0,40 + 0,24 ) × 9818,755789 kg/jam =
kg/jam 9818,7558 kg/jam
* x1 = KOH liquid ,
Komponen H2 O KOH(l) KOH(s) Total
x2 = KOH kristal
Input Aliran 21 Kg/jam Kgmol/jam 5516,1549 306,1129 9818,7558 174,9912 -
Output Aliran 22 Kg/jam Kgmol/jam 5516,1549 306,1129 6068,7558 108,1582 66,8330 3750,0000
15334,9107
15334,9107
481,1041
481,1041
5) Neraca Massa Centrifuge
24 CF-01
25
23
Diketahui: S = Saturasi (kejenuhan kristal terhadap air) = Porositas = Densitas solid (kristal KOH) = Densitas air (pada kondisi suhu centrifuge 30oC) w = Fraksi berat kristal dalam cake Asumsi kristal KOH berbentuk speterical ideal dengan dan S = 100% = 1 (Perry, 1999) 1-w 1-0,26 1874,8975 kg/m3 1 = × × w 0,26 995,647 kg/m3
= 26% = 0,26
1 = 1-w w 1-w w 1-w
1-w w = = = 1 = w = =
×
2,8462
×
1,8831
1 2,8462
×
1,8831
0,1866 0,1866 w 1,1866 w 1 1,1866 0,8428 = 84,28 % KOH =
3750
kg/jam
Fraksi moisture dalam cake = 1 - 0,8428 = 0,1572 = 15,72 % = 699,6820891 kg/jam Kelarutan KOH dalam air pada kondisi operasi centrifuge 30oC adalah 126/100gH2O (sumber : perry,1999) 126 × 100% = 55,75% 126 + 100 g H2O = 100% 55,8% = 44,25% Komposisi di input centrifuge (aliran 23) sama dengan komposisi di input crystallizer (aliran 21), dimana input crystallizer merupakan aliran output evaporator. Evaporator bekerja pada suhu 100oC, dimana pada suhu 100oC kelarutan KOH dalam air sebesar 178g/100gH2O. (sumber : perry, 1999) Aliran 21 = 15334,91073 kg/jam Aliran 21 = Aliran 23 # Neraca Massa Total Massa Input Aliran 23 15334,91073 kg/jam 15334,91073 kg/jam
= Massa Output = Aliran 24 + Aliran 25 4449,6821 kg/jam + = = 15334,91073 kg/jam
10885,2286 kg/jam
# Neraca Massa Komponen H2O x.Feed Aliran 23 = ( x.Feed Aliran 24 ) + ( x.Feed Aliran 25) 0,36 × 15334,91 kg/jam = ( 0,16 × 4449,682089 ) + ( 0,442 × 10885,2286 ) kg/jam 5516,1549 kg/jam 699,6821 + 4816,4728 kg/jam = kg/jam 5516,1549 kg/jam 5516,154938 = # Neraca Massa Komponen KOH ( x1 + x2 ) x Feed Aliran 23 = ( x.Feed Aliran 24) + (x.Feed Aliran 25) ( 0,396 + 0,245 ) × 15334,91 = ( 0,843 × 4449,6821 ) + ( 0,558 × 10885,2286 ) 9818,755789 kg/jam = 3750 kg/jam + 6068,7558 kg/jam 9818,755789 kg/jam = 9818,7558 kg/jam Input Kom ponen
Output
Aliran 23
Aliran 24
Aliran 25
Kg/jam
Kgmol/jam
Kg/jam
Kgmol/jam
Kg/jam
Kgmol/jam
H2 O
5516,1549
306,1129
699,6821
38,8281
4816,4728
267,2848
KOH(l)
6068,7558
108,1582
-
-
6068,7558
108,1582
KOH(s)
3750,0000
66,8330
3750,0000
66,8330
-
-
Total
15334,9107
481,1041
4449,6821
105,6611
10885,2286
375,4430
6) Neraca Massa Rotary Dryer
27
24
RD-01 28
# Neraca Massa Total Massa Input
= Massa Output
Aliran 24 4449,6821 kg/jam 4449,6821 kg/jam
= Aliran 27 + Aliran 28 = 283,0154 kg/jam + = 4449,6821 kg/jam
4166,6667 kg/jam
# Neraca Massa Komponen H2O x.Feed Aliran 24 = ( x.Feed Aliran 27 ) + ( x.Feed Aliran 28) 0,157 × 4449,6821 kg/jam 283,0154 ) + ( 0,1 × 4166,6667 ) = ( 1 × 699,6821 kg/jam = 283,0154 kg/jam + 416,6667 kg/jam 699,6821 kg/jam = 699,6821 # Neraca Massa Komponen KOH x.Feed Aliran 24 = ( x.Feed Aliran 27 + x.Feed Aliran 28) 0,843 × 4449,682089 kg/jam _= ( ( 0 × 283,015 ) + ( 0,9 × 4166,6667 ) 3750 kg/jam = 0 kg/jam + 3750 kg/jam 3750 kg/jam = 3750 kg/jam Input Kom ponen
kg/jam kg/jam
kg/jam
Output
Aliran 24
Aliran 27
Aliran 28
Kg/jam
Kgmol/jam
Kg/jam
Kgmol/jam
Kg/jam
Kgmol/jam
699,6821
38,8281
283,0154
15,7056
416,6667
23,1225
KOH(l)
-
-
-
-
-
-
KOH(s)
3750,0000
66,8330
-
-
3750,0000
66,8330
Total
4449,6821
105,6611
283,0154
15,7056
4166,6667
89,9555
H2 O
LAMPIRAN 1 B NERACA ENERGI 1) Data yang dibutuhkan : Kapasitas panas gas masing - masing komponen Cp = A + BT + CT2 + DT3 ʃ Cp dT = ʃ (A + BT + CT2 + DT3) dT B C D = + A (T - Tref) (T2-Tref2) + (T3-Tref3) + (T4-Tref4) 2 3 4 Dimana Cp : Kapasitas panas (J/mol.k) A,B,C,D,E : Konstanta T : Suhu (K) Q : n x ʃ Cp dT
Komponen Cl2 H2 H2O O2 N2
Tabel L.B.1 Kapasitas pana komponen (gas) A B C D 27,213 3,04E-02 -3,34E-05 1,60E-08 25,399 2,02E-02 -3,85E-05 3,19E-08 33,933 -8,42E-03 2,99E-05 -1,78E-08 29,562 -8,90E-03 3,81E-08 -3,26E-08 29,342 -3,54E-03 1,01E-05 -4,31E-09
Komponen O2 21% N2 79%
Tabel L.B.1.1 Kapasitas panas komponen (udara) A B C D 6,20046 -1,87E-03 8,00E-06 -6,85E-09 23,18018 -2,80E-03 7,96E-06 -3,41E-09
B.1.2
E -2,70E-12 -8,76E-12 3,69E-12 8,86E-12 2,59E-13
E 1,86E-12 2,05E-13 (Yaws, 1999)
Kapasitas panas Cairan masing - masing komponen
Cp ʃ Cp dT
= A + BT + CT2 + DT3 = ʃ (A + BT + CT2 + DT3) dT B C D = + A (T - Tref) (T2-Tref2) + (T3-Tref3) + (T4-Tref4) 2 3 4
Dimana Cp A,B,C,D T
: Kapasitas panas (J/mol.k) : Konstanta : Suhu (K)
Komponen KCl KOH H2O
Tabel L.B.2 Kapasitas pana komponen (Cairan) A B C D 188,929 -1,90E-01 8,79E-05 -8,91E-09 71,429 4,22E-02 -4,80E-05 1,72E-08 92,053 -4,00E-02 -2,11E-04 5,35E-07 (Yaws, 1999)
B.1.3
Kapasitas panas Cairan masing - masing komponen Cp = A + BT + CT2 + DT3 ʃ Cp dT = ʃ (A + BT + CT2 + DT3) dT B C D = + A (T - Tref) (T2-Tref2) + (T3-Tref3) + (T4-Tref4) 2 3 4 Dimana Cp : Kapasitas panas (J/mol.k) A,B,C : Konstanta T : Suhu (K) Q : n x ʃ Cp dT Tabel L.B.3 Kapasitas pana komponen (Padatan) Komponen A B C KCl 46,432 1,28E-02 7,04E-06 KOH 50,276 4,42E-02 5,35E-07 (Yaws, 1999)
2)
Neraca Energi Mixer Tank (MT - 01) Q4 MT - 01
Q6
Q16
- Menghitung panas yang masuk (Q4) Tin = 303,15 K Tref Komponen KCl (s)
n (Kgmol/h) 74,2589
= 298,15 K ʃ Cp dT(Kj/Kgmol) 254,6479
- Menghitung panas yang masuk (Q16) Tin = 363,15 K Tref = 298,15 K
n. ʃ Cp dT (KJ/h) 18909,8744
Komponen KCl H2O
ʃ Cp dT (J/mol) 8805,19106 4888,78746
n (Kgmol/h) 3,336606622 826,6225515 TOTAL
- Menghitung panas yang kelur (Q6) Tin = 81,233 K Tref Komponen KCl H2O
= 298,15 K ʃ Cp dT (J/mol) 7650,436916 4229,054472
n (Kgmol/h) 77,59550284 826,6225515 TOTAL
n. ʃ Cp dT (KJ/h) 29379,4588 4041181,964 4070561,4231
n. ʃ Cp dT (KJ/h) 593639,4995 3495831,798 4089471,2974
- Neraca Panas Mixer Tank - 01 (MT - 01)
Komponen Q4 Q16 Total
Input Energi (Kj/h) 18909,8744 4070561,4231 4089471,2974
Output Komponen Energi (Kj/h) Q6 4089471,2974 Total
4089471,2974
3) Reaktor Elektrolisis - 01 (RE - 01)
Q13
Q8
Q14
RE - 01
Q11
Q12
Q15 ∆HR
- Jumlah reaktan yang bereaksii (KCl)
: :
74,25889622 74258,89622
Kgmol/h mol/h
Reaksi : 2KCl(aq) + 2H2O(l)
2KOH(aq) + Cl2(g) +
H2(g)
-
Menghitung ∆Hof reaksi
Jenis Reaktan
Produk
∆Hof (Kcal/mol) -104,4 -68,32 -101,52 0 0
Komponen KCl H2O KOH Cl2 H2
∆Hof (J/mol) -436809,6 -285850,88 -424759,68 0 0
TOTAL (J/mol) -722660,48
-424759,68
sehingga untunk menghitung ∆Hof reaksi dapat mengunakan rumus dibwah ini = ∆Hfo Produk - ∆Hfo Reaktan yang bereaksi ∆HRo reaksi = -424759,68 - -436809,6 12049,92 J/mol = 12,04992 Kj/mol = 894813,7588 = 894813758,8 J/h = Kj/h = 248559,3774 J/s = 248,5593774 Kj/s - Menghitung panas yang masuk (Q8) Tin = 363,15 K Tref Komponen KCl H2O
n (Kgmol/h) 77,59550284 826,6229086 TOTAL
= 298,15 K
ʃ Cp dT (J/mol) -8805,19106 -4888,78746
n. ʃ Cp dT (KJ/h) -683243,2279 -4041183,7098 -4724426,9377
- Menghitung panas yang masuk (Q11) Tin = 363,15 K Tref = 298,15 K Komponen H2O
n (Kgmol/h) 236,9370679
- ∆H1 Reaktan (Q8 + Q11)
= =
ʃ Cp dT(Kj/Kgmol) -4888,78746 -5882761,9043
n. ʃ Cp dT (KJ/h) -1158334,9666 Kj/h
-1634100,529 J/s
- Menghitung panas yang masuk (Q12) Tin = 298,15 K Tref = 363,15 K Komponen KCl H2O
n (Kgmol/h) 3,336606622 826,6229086 TOTAL
ʃ Cp dT (J/mol) 8805,19106 4888,78746
n. ʃ Cp dT (KJ/h) 29379,4588 4041183,7098 4070563,1686
:
- Menghitung panas yang masuk (Q13) Tin = 298,15 K Tref = 363,15 K Komponen Cl2
n (Kgmol/h) 37,12944811
ʃ Cp dT(Kj/Kgmol) 2220,711211
n. ʃ Cp dT (KJ/h) 82453,7817
- Menghitung panas yang masuk (Q14) Tin = 298,15 K Tref = 363,15 K Komponen H2
n (Kgmol/h) 37,12944811
ʃ Cp dT(Kj/Kgmol) 1878,47515
- Menghitung panas yang masuk (Q15 Tin = 298,15 K Tref
= 363,15 K
n (Kgmol/h) ʃ Cp dT(Kj/Kgmol) 74,25889622 5248,186196 162,6781717 4888,78746 TOTAL
Komponen KOH H2O
∆H2 Prouk (Q12 + Q13 + Q14 + Q15)
n. ʃ Cp dT (KJ/h) 69746,74562
n. ʃ Cp dT (KJ/h) 389724,5141 795299,0060 1185023,5200
=
5407787,216
Kj/h
=
1502163,116
J/s
- Menghitung Q yang diserap Q serap
=
ΔH2 - (ΔH reaksi + ΔH1)
= =
5407787,216 10395735,3615
894813,7588 + -5882761,904 Kj/h = 2887704,2671 J/s
- Neraca Panas Reaktor Elektrolisis - 01 (RE - 01)
Komponen ΔH1 ΔHR Qsteam Total
Input Energi (Kj/h) -5882761,9043 894813,7588 11290549,1203 -4987948,1456
Output Komponen Energi (Kj/h) ΔH2 5407787,2159 -10395735,4 panas Total
-4987948,1456
-
Menghitung λ H2O Kondisi Operasi Temperatur = 90 oC Tekanan = 1 atn Kebutuhan = Sebagai steam
lamda H2O pada suhu 100oC diperoleh sebesar λsteam - Menghitung jumlah steam yang digunakan msteam Qsteam =
39,5026 39502,5596 2192,1509
= = =
Kj/mol Kj/Kgmol Kj/Kg
:
λsteam
894813,7588 2192,1509 408,1898516
= =
Kj/h Kj/Kg Kg/h
4) Neraca Energi Heater Heater - 01 (H - 01)
Qh
Q7
H - 01
Q8
- Menghitung panas yang masuk (Q7) Tref = 298,15 K Tin = 354,38 K Komponen KCl H2O
n (Kgmol/h) 77,59550284 826,6229086 TOTAL
ʃ Cp dT(Kj/Kgmol) 7650,067206 4228,844335
- Menghitung panas yang keluar (Q8) Tref = 298,15 K Tin = 363,15 K
n. ʃ Cp dT (KJ/h) 593610,8117 3495659,604 4089270,4160
Komponen KCl H2O
Beban panas
n (Kgmol/h) 77,59550284 826,6229086 TOTAL = Q out - Q in = 4724426,9377 = 635156,5217
ʃ Cp dT(Kj/Kgmol) 8805,19106 4888,78746
n. ʃ Cp dT (KJ/h) 683243,2279 4041183,71 4724426,9377
4089270,4160 Kj/h
- Neraca Panas Heater - 01 (H - 01) Input Energi (Kj/h) 593610,8117 3495659,6043
Komponen KCl H2O Qh Total
Output Energi (Kj/h) 683243,2279 4041183,7098 -635156,5217 4089270,4160
4089270,4160
- Menghitung λ H2O Kondisi Operasi Temperatur = 100 oC Tekanan = 1 atn Kebutuhan = Sebagai steam λ H2O pada suhu 100oC diperoleh sebesar λsteam - Menghitung jumlah steam yang digunakan msteam = Qsteam λsteam 635156,5217 2192,1509 = 289,7412382 =
39,5026 39502,5596 2192,1509
= = =
Kj/mol Kj/Kgmol Kj/Kg
:
Kj/h Kj/Kg Kg/h
* untuk cara menghitung heater lainnya sama dengan cara menghitung heater-01
5) Crystalizer - 01 (CR - 01) Qc
CR - 01
Q21
Q22
- Menghitung panas yang masuk (Q21) Tin = 373,15 K Komponen KOH (l) H2O
n (Kgmol/h) 2626,297153 4594,19413 TOTAL
Tref = 298,15 K ʃ Cp dT(Kj/Kgmol) 6061,308407 5643,038081
- Menghitung panas yang keluar (Q22) Tin = 303,15 K Komponen KOH (l) H2O KOH (c)
Beban panas
sehinga Qair pendingin
Tref = 298,15 K
n (Kgmol/h) ʃ Cp dT(Kj/Kgmol) 1648,05996 401,2075903 377,4863816 377,4863816 318,0791284 318,0791284 TOTAL = Q out - Q in 2706616,7174 = = -39137392,7241 = =
39137392,72 10871497,98
H2O
ʃ Cp dT 1731,959717 96,11319185
n. ʃ Cp dT (KJ/h) 661214,1652 1734245,718 311156,8337 2706616,7174
41844009,4415 Kj/h Kj/h J/s
- Menghitung kebutuhan air pendingin Tin = 300,15 K Tout = 323,15 K Komponen
n. ʃ Cp dT (KJ/h) 15918797,01 25925212,43 41844009,4415
Satuan Kj/Kgmol Kj/Kg
Massa Air pendingin
= = = =
Q Cp dT 39137392,72 96,11319185 407201,0509 113,111403
Kj/h Kj/Kg Kg/h Kg/s
- Neraca Panas Crystalyzer - 01 (CR - 01)
Komponen Q24 Panas Total
Input Energi (Kj/h) 41844009,4415 41844009,4415
Komponen Q27 Total
Output Energi (Kj/h) 2706616,7174 39137392,7241 41844009,4415
6) Centrifuge - 01 (CF - 01) Q24 Q23
CF - 01 Q25
- Menghitung panas yang masuk (Q23) Tin = 303,15 K Komponen KOH (l) H2O KOH (c)
n (Kgmol/h) 108,1581855 306,1129266 66,83300659 TOTAL
- Menghitung panas yang keluar (Q24) Tin = 303,15 K Komponen KOH (l) H2O
n (Kgmol/h) 108,1581855 267,2848418 TOTAL
Tref = 298,15 K ʃ Cp dT(Kj/Kgmol) 401,2075903 377,4863816 318,0791284
n. ʃ Cp dT (KJ/h) 43393,88498 115553,461 21258,18448 180205,5305
Tref = 298,15 K ʃ Cp dT(Kj/Kgmol) 401,2075903 377,4863816
n. ʃ Cp dT (KJ/h) 43393,88498 100896,3878 144290,2728
- Menghitung panas yang keluar (Q25) Tin = 363,15 K Komponen KOH (c) H2O
n (Kgmol/h) 66,83300659 38,82808486 TOTAL
Tref = 298,15 K ʃ Cp dT(Kj/Kgmol) 318,0791284 377,4863816
n. ʃ Cp dT (KJ/h) 21258,18448 14657,07326 35915,25774
- Neraca Panas Centryfuge - 01 (CF - 01)
Komponen Q23 Total
Input Energi (Kj/h) 180205,5305 180205,5305
Komponen Q24 Q25 Total
Output Energi (Kj/h) 144290,2728 35915,25774 180205,5305
7) Screw Conveyor - 01 (SC - 01) Qc
Q28
Qc SC - 01
- Menghitung panas yang masuk (Q28) Tin = 373,15 K Komponen KOH (c) H2O
n (Kgmol/h) 66,8330 23,1225 TOTAL
- Menghitung panas yang masuk (Q29) Tin = 303,15 K Komponen KOH (c) H2O
Q29
Tref = 298,15 K ʃ Cp dT(Kj/Kgmol) 4888,1484 5643,0381
n. ʃ Cp dT (KJ/h) 326689,6570 130480,9027 457170,5598
Tref = 298,15 K
n (Kgmol/h) ʃ Cp dT(Kj/Kgmol) 66,8330 318,0791 23,1225 377,4864 TOTAL
n. ʃ Cp dT (KJ/h) 21258,1845 8728,4124 29986,5969
Beban panas
= Q out - Q in 29986,5969 = -427183,9628 =
sehinga Qair pendingin
457170,5598 Kj/h
427183,9628 118662,2119
= =
Kj/h J/s
- Menghitung kebutuhan air pendingin Tin
= 303,15 K
Tout
Komponen
ʃ Cp dT
H2O
4511,301079 250,3496714
Massa Air pendingin
= = = =
Q Cp dT 427183,9628 250,3496714 1706,349205 0,47398589
= 363,15 K Satuan Kj/Kgmol Kj/Kg
Kj/h Kj/Kg Kg/h Kg/s
- Neraca Panas Screw Conveyor - 01 (SC - 01)
Komponen Q28 Total
Input Energi (Kj/h) 457170,5598 457170,5598
Komponen Q29 Qc Total
Output Energi (Kj/h) 29986,5969 427183,9628 457170,5598
8) Rotary Dryer - 01 (RD - 01)
Qc Q27
RD - 01
Q24
Q28 - Menghitung panas yang masuk (Q24) Tin = 303,15 K Komponen KOH (l) H2O
n (Kgmol/h) 66,8330 66,8330 TOTAL
Tref = 298,15 K ʃ Cp dT(Kj/Kgmol) 401,2076 377,4864
- Menghitung panas yang keluar (Q27) Tin = 373,15 K Komponen H2O (g)
n (Kgmol/h) 15,70562833
Tref = 298,15 K ʃ Cp dT(Kj/Kgmol) 2539,210769
- Menghitung panas yang keluar (Q28) Tin = 373,15 K Komponen KOH (c) H2O
n (Kgmol/h) 66,8330 23,1225 TOTAL
Qin
= Q24 = 41470,98279 = Q27 + Q28
Kj/h
Qout
=
Kj/h
575456,2680
Beban panas
n. ʃ Cp dT (KJ/h) 26813,9095 14657,0733 41470,9828
n. ʃ Cp dT (KJ/h) 39879,90058
Tref = 298,15 K ʃ Cp dT(Kj/Kgmol) 6061,3084 5643,0381
= Q out - Q in = 575456,2680 = 533985,2853
Kj/h
41470,9828
n. ʃ Cp dT (KJ/h) 405095,4647 130480,9027 535576,3675
- Menghitung lamda H2O Kondisi Operasi Temperatur = 100 oC Tekanan = 1 atn Kebutuhan = Sebagai steam lamda H2O pada suhu 100oC diperoleh sebesar
= = =
λsteam
39,5026 39502,5596 2192,1509
Kj/mol Kj/Kgmol Kj/Kg
- Menghitung panas laten (Qlaten) Qlaten = m x λ
Dimana = Qlaten = Panas laten (Kj/h) Laju Alir mol H2O(g) (Kgmol/h)
m
=
λ
= Lamda (Kj/Kg)
Qlaten
= m x α = 15,70562833 = 620412,5186
x
Kgmol/h Kj/h
39502,5596 Kj/Kgmol
- Menghitung panas steam (Qsteam) Qsteam
= Qakhir + Qlaten = 533985,2853 Kj/h + = 1154397,804 Kj/h
- Menghitung jumlah steam yang digunakan msteam
= Qsteam λsteam = =
533985,285 2192,1509 243,5896545
Kj/h Kj/Kg Kg/h
620412,5186
:
Kj/h
- Menghitung panas udara yang masuk Tin = 623,15 K Tout = 318,15 K Dimana
O2 N2
= =
Tref = 298,15 K
21% 79% ʃ Cp dT (J/mol) 1975,0758 7109,2113 9084,2870
Komponen O2 N2 Cp net
ʃ Cp dT (KJ/Kgmol) 1975,0758 7109,2113 9084,2870
- Menghitung kebutuhan udara kering Total input Q24 = 41470,98279 Total output (Qout + Qlaten) = 1195868,7867
Kj/h Kj/h
Q udara kering masuk = Total output (Qout + Qlaten) = 1195868,7867 Kj/h - 41470,9828 - Total input Q24 = 1154397,8039 Kj/h
Mol udara kering
Q udara kering masuk Cp net 1154397,8039 Kj/h = Kj/Kgmol 9084,2870 = 114,3264 Kgmol/h =
Mol udara kering BM udara Kgmol/h 114,3264 = Kg/Kgmol 29 = 3,9423 Kg/h
Kebutuhan udara Kering =
- Neraca Panas Rotary Drier - 01 (RD - 01)
Komponen Q24 Qc Total
Input Energi (Kj/h) 41470,9828 1154397,8039 1195868,7867
Output Komponen Energi (Kj/h) Q27 39879,9006 Q28 535576,3675 620412,5186 Qlaten Total 1195868,7867
9) Evaporator - 01 (E - 01)
Qc
Q19
E - 01
Q218
Q20 - Menghitung panas yang masuk (Q18) Tin : 318,9 K Komponen KOH (l) H2O
n (Kgmol/h) 182,4171 429,9630 TOTAL
- Menghitung panas yang masuk (Q19) Tin : 373,15 K Komponen H2O (g)
n (Kgmol/h) 146,9725434
- Menghitung panas yang masuk (Q20) Tin : 373,15 K Komponen KOH (l) H2O
Qin
n (Kgmol/h) 174,9912 306,1129 TOTAL
Tref :
298,15 K
ʃ Cp dT(Kj/Kgmol) 1667,5522 1563,2404
Tref : 298,15 K ʃ Cp dT(Kj/Kgmol) 2539,210769
Tref :
976325,5783
Qout = Q19 =
ʃ Cp dT(Kj/Kgmol) 6061,3084 5643,0381
Beban panas
Kj/h
+ Q20
3161276,7511
Kj/h
= Q out - Q in = 3161276,7511 = 2184951,1728
n. ʃ Cp dT (KJ/h) 373194,2650
298,15 K
= Q18 =
n. ʃ Cp dT (KJ/h) 304190,0054 672135,5729 976325,5783
976325,5783 Kj/h
n. ʃ Cp dT (KJ/h) 1060675,5839 1727406,9022 2788082,4861
- Menghitung lamda H2O Kondisi Operasi o Temperatur = 100 C Tekanan = 1 atn Kebutuhan = Sebagai steam lamda H2O pada suhu 100oC diperoleh sebesar
= = =
λsteam
38,5530 38552,9955 2139,4559
Kj/mol Kj/Kgmol Kj/Kg
- Menhitung panas laten (Qlaten) Qlaten = m x λ Dimana = Qlaten = Panas laten (Kj/h) m
=
Laju Alir mol H2O(g) (Kgmol/h)
λ = Lamda (Kj/Kg) Qlaten = m x α = =
146,9725434 Kgmol/h 5666231,8069 Kj/h
- Menghitung jumlah steam yang digunakan msteam = Qsteam
x
38552,9955
:
λsteam Kj/h 2184951,173 Kj/Kg 2139,4559 = 1021,264875 Kg/h =
Qc
= Qout + Qlaten - Qin = 7851182,9797
- Neraca Panas Evaporator - 01 (E - 01)
Komponen Q18 Qc Total
Input Energi (Kj/h) 976325,5783 7851182,9797 8827508,5580
Komponen Q19 Q20 Qlaten Total
Output Energi (Kj/h) 373194,2650 2788082,4861 5666231,8069 8827508,5580
Kj/Kgmol
10)
Neraca Energi Pompa
(P-01)
P - 01 Q6
Q7
- Menghitung panas yang kelur (Q7) Tref = 298,15 K Tin = 81,233 K Komponen n (Kgmol/h) ʃ Cp dT(Kj/Kgmol) n. ʃ Cp dT (KJ/h) KCl 77,59550284 52734159,04 4091933588 H2O 826,6225515 4228,844335 3495658,094 TOTAL 4095429245,7608 - Menghitung panas yang kelur (Q7) Tref = 298,15 K Tin = 81,233 K Komponen n (Kgmol/h) ʃ Cp dT(Kj/Kgmol) n. ʃ Cp dT (KJ/h) KCl 77,59550284 52734159,04 4091933588 H2O 826,6225515 4228,844335 3495658,094 TOTAL 4095429245,7608 - Neraca Panas Pompa - 01 (P - 01)
Komponen KCl H2O Total
Input Energi (Kj/h) 4091933587,6664 3495658,0944 4095429245,7608
Output Energi (Kj/h) 4091933587,6664 3495658,0944 4095429245,7608
LAMPIRAN 1 C SPESIFIKASI ALAT 1) Belt Conveyor (BC - 01) Fungsi : Mengangkut padatan KCl dari tranfortasi pengantar bahan baku menuju ke gudang (G - 01) Tipe : Troughed Belt Width Bahan : Comersial Steel Kondisi Operasi : o - Temperatur : 30 C - Tekanan : 1 atm Direncanakan : Laju alir massa : : :
5536,000713 1,537777976 5,536000713
Kg/jam Kg/detik Ton/jam
Dari tabel 21 - 7, Perry edisi 7 dipilih spesifikasi belt conveyor sebagai berikut : Panjang (L) : 10 m = 32,8 ft Belt Width : 0,3556 m = 14 in 2 2 Cross section area of load : 0,01 m = 0,11 ft Belt plies : 5 maximum Maksimum lump size: size material 80% under yaitu 2,0 in (51 mm) unsize material not over 20% yaitu 3,0 in (76 mm) Belt speed Kapasitas Maksimal power
: : :
100 ft/min atau 30,5 m/min 32 Ton/jam 0,34 Hp 253,7313 W
- Menghitung Kecepatan Belt Kap. Belt konveyor x Kec. Putaran Kap. Belt konveyor secara teori 5,536000713 Ton/jam = x 100 ft/min 32 Ton/jam = 17,3000 ft/min = 5,2731 m/min
Kecepatan Belt Aktual =
2) Screw Conveyor (SC - 01) Fungsi : Mengangkut produk kristal kalium hidroksida (KOH) dari RD - 01 menuju HO - 01 Tipe : Helycold Screw Conveyor Bahan : Comersial Steel Kondisi Operasi : 30 oC - Temperature : - Tekanan : 1 atm Direncanakan : Laju alir massa : : :
4166,666667 4,166666667 153,0986111
Kg/jam Ton/jam lb/min 30
- Densitas campuran pada suhu :
Komponen KOH H2 O
Laju alir Fraksi berat kg/jam xi 3750 0,9 416,6666667 0,1 TOTAL
- Densitas campuran : : : - Laju alir volumetrik
1,1080709 1108,0709 69,17465015
:
o
C
Densitas g/ml 1,022875 1,874834
xi . Densitas 0,9205875 0,1874834 1,1080709
g/ml kg/m3 lbm/ft3
Laju alir (kg/jam)
Densitas campuran (kg/m3) 4166,666667 : 1108,0709 : 3,760288865 m3/jam : 132,7934732 ft3/jam - Kapasitas
: :
1,2 x 3,760288865 m3/jam = 4,512346638 m3/jam 1,2 x 132,7934732 ft3/jam = 159,3521678 ft3/jam
Dengan faktor kelonggaran 20% Berdasarkan kapasitas di atas maka dipilih spesifikasi Screw conveyor menurut tabel 13 (Heavy non abresive material) GG.Brown halm 53 yaitu : Kapasitas Diameter screw Kecepatan max. Lump 20 - 25% All lump
: : : : :
171 ft3/jam = 4,842176 m3/jam 4 in 0,1016 m = 220 Rpm 0,5 in = 0,0127 m 1/4 in
- Menghitung daya yang dibutuhkan Rumus : (Coefisien * Capasity * Legth)/33000 Koefisien untuk heavy non abrasive material Kapasitas : 153,0986111 lb/min 10 m Panjang : Panjang : 32,8 ft Daya : 0,38 hp Daya : 283,7539 W
:
2,5
- Menghitung Kecepatan Screw Kap. Screw conveyor Kec. Screw Aktual = x Kec. Putaran Kap. Screw conveyor scr teori 159,3521678 ft3/jam = x 220 ft/min 171 ft3/jam 205,0144849 = ft/min 62,48917487 = m/min - Menghitung Jaket pemanas Diketahui : 200 - 700 Btu/jam.ft2.oF Dipilih UD : 500 Btu/jam.ft2.oF Qpendingin : 118662,212 J/s : 404898,357 Btu/h Kebutuhan Pendingin : 1706,349205 Kg/h : 3761,851585 lb/h
- Menghitung ∆t LMTD Fluida panas (oF) Fluida dingin (oF) 86 Temperatur tinggi 82,4 86 Temperatur rendah 77 0 Beda suhu 0 ∆t LMTD
(T1 - t2) - (T2 - t1) ln (T1 - t2) (T2 - t1) 3,6 9 = ln 3,6 9 = 5,893326007 oF =
- Menghitung luas perpindahan panas (A) Q A = UD x ∆t LMTD = 404898,3573 Btu/h 500 Btu/jam.ft2.oF x 5,893326007 oF = 137,4091156 ft2 - Menghitung tebal jaket pemanas Diketahui : Jenis pendingin = Air Densitas = 1027,452915 Kg/m3 Vpemanas = Laju alir massa pendingin Densitas pendingin = 1706,349205 Kg/h 1027,452915 Kg/m3 = 1,660756596 m3 Volume screw = 4,842176 m3 Vpemanas = Vjaket + screw - Vscrew 1,660756596 = Vjaket + screw - 4,842176 Vjaket + screw = 6,5029328 m3 Vjaket + screw = 1 π Djaket + screw2 x H 4
∆t (oF) 3,6 9 0
6,5029328 Djaket + screw2 Djaket + screw
2 = 1 x 3,14 x π Djaket + screw 4 = 0,828 m = 0,9102 m
x
- Menghitung tebal jaket Tebal Tebal jaket jaket = Djaket + screw - Diameter screw 0,9102 0,1016 = 0,8086 m =
10
3) Bucket Elevator (BE - 01) Fungsi : Mengangkut bahan baku KCl dari G - 01 menuju MT - 01 Tipe : Helycold Screw Conveyor Bahan : Comersial Steel Kondisi Operasi : o - Temperatur : 30 C - Tekanan : 1 atm Direncanakan : Laju alir massa : over design : Laju alir massa : : :
5536,000713 Kg/jam 20 % 1,2 x 5536,000713 Kg/jam 6643,200856 Kg/jam 6,643200856 Ton/jam
- Menghitung kebutuhan daya (Perry's ed.7th) P = 2 x C x H / 1000 Keterangan : P : Kebutuhan daya (Hp) C : Kapasitas (Ton/jam) H : Tinggi Elevator= 10 m = 32,808 ft P = 2x C x H / 1000 = 2 x 6,643200856 x 10 / = 0,132864017 Hp = 99,07683043 W
1000
Dari Perry's ed.7th pada tabel 21-8 dipilih spesifikasi Bucket elevator sebagai berikut : Kapasitas : 14 Ton/jam Size of lumps handle : 0,75 in = 19 mm Kecepatan bucket : 225 ft/min= 68,6 m/min Head shaft : 43 Rpm Power yang dibutuhkan pada head shaft : 1 Hp = 746,2687 W Bucket spasing : 12 in = 0,3048 m
- Menghitung velocity
Velocity
= = = =
Kap. Bucket Kap. Bucket secara teori 6,643200856 Ton/jam x 14 Ton/jam 106,7657 ft/min 32,5426 m/min
Kec. Putaran x 225
ft/min
- Menghitung head shaft Head shaft
=
= =
Kap. Bucket x Kap. Bucket secara teori 6,6432 14 20,4041
Ton/jam Ton/jam Rpm
x
Head shaft
43
Rpm
4) Pompa (P - 01) Fungsi : Mengalirkan larutan KCl dari MT - 01 menuju ke RE - 01 Tipe : Centryfugal pump Bahan : Staindless Steel Kondisi Operasi : o - Temperature : 81,233 C Tekanan : 1 atm Direncanakan : - Laju alir massa : 20680,48312 kg/jam = 12,66461297 lb/s 3 - Densitas campuran : 1,25569856 g/cm 3 : 1255,69856 kg/m 3 : 1278,908075 lb/ft ղ : 0,8 - Menghitung laju alir volumetrik (Q) Laju alir massa Q = Densitas campuran 20680,48312 kg/jam = 3 1255,69856 kg/m 3 = 16,46930543 m /jam 3 = 16,46930543 m /jam 3 = 0,004574807 m /s Dibuat persamaman dengan meplotkan data Q dan H yang ada pada handbook pump berikut dapat dilihat persamaannya dibawah ini : y = -0,0025 X2 - 0,00997 X + 60,379 Dimana : y : H X : Q y
= -0,0025 x 271,2380 - 0,00997 x 60,379 = -0,678095 - 0,164199 +
= 59,53670597 m maka : H = 59,53670597 m = 195,328025 ft
16,4693
+
60,3790
- Menghitung nilai Ws Ws =
H
=
g gc
x
195,328025 ft x
ft/s2 lbm.ft 2 lbf.s
ft.lbf lbm
195,328025
=
32,2 32,2
- Menghitung daya (Hp) pada pompa Ws x
Hp = ղ = = =
x
m 550
195,328025 0,8 5,622167813 4195,6476
x 12,664613 lb/s x 550 Hp W
Dimana m : Laju alir massa (lbm/s) ղ : Efisiensi pompa
5) Tangki KOH (HO - 01) Fungsi : Tempat menyimpan produk KOH selama 1 hari Tipe : Tangki silinder tegak dengan bawah berbentuk konus Direncanakan : - Bahan konstruksi - Allowable Working Stress - Tipe pengelasan - Joint Eficiency (E) - Faktor korosi (C) - Waktu penyimpanan
: Stainless Steel 136 : 17980 Psia (Brownell & Young, 1959) : Double Welding But Join : 0,8 (Coulson, 2005) : 0,125 in/year (Peter & Timmerhaus, 1991) : 1 hari : 24 jam - Faktor kelonggaran : 20 % - Massa bahan masuk : 4166,6667 kg/jam o - Densitas campuran pada suhu : 30 C
Komponen KOH H2 O
Laju alir kg/jam 3750 416,6667
Fraksi berat xi 0,9 0,1
Densitas g/ml 1,0229 1,8748
TOTAL
xi . Densitas 0,9206 0,1875 1,1081
3
- Densitas campuran : 1,1081 g/cm 3 : 1108,0709 kg/m 3 : 69,1747 lbm/ft o - Suhu operasi : 30 C - Efisiensi : 80 % : 0,8 - Tekanan operasi (P) : 1 atm : 14,696 psi - Menghitung volume silo Massa bahan masuk x Waktu penyimpanan V = Desitas campuran 4166,6667 kg/jam x 24 jam = 3 1108,071 kg/m 3 = 90,2469 m
Bahan akan mengisi hoper sebesar 80% dari volume total maka : 3 90,2469 m V hoper : 0,8 3 : 112,8087 m 3 : 3983,7789 ft - Menghitung volume silinder dan volume konus - Volume silinder D/H = 1,5 H = D 1,5 VS
π x 4 π = x 4 π = / 4 3,14 = 4 =
VS =
D2 x H D 1,5
D2 x
1,5 x D3 1,5 x D3
/
0,5233
D3
- Volume konus Ditetapkan diameter bukaan (Db)= 0,4 m = 40 cm Vk 90 π = x tan ( ) x ( D3 - Db3 ) 12 2 3,14 = x 1 x ( D3 - 0,06 12 ) = 0,2617 x ( Vk = 0,2617
D3
D3
- 0,06
)
- 0,0167
- Volume hoper = Vs + Vk 112,8087
=
0,5233
D3 + 0,2617
D3
- 0,0167
112,8254126 =
0,785
D3
112,8254 0,785 D = 5,2382 m = 17,1854 ft = 206,2244 in D3 =
Maka - Volume silinder= =
0,5233 0,5233
=
D3 x 143,7266
3 75,2169 m
- Volume konus = 0,2617 D3 - 0,06 = 0,2617 x 143,7266 =
0,064
3
37,5445 m
- Menghitung tinggi silinder dan volume konus - Tinggi silinder (Hs) Hs = D / 1,5 = = =
5,2382 / 1,5 3,4921 m 11,4569 ft
- Tinggi konus (Hk) Hk
- Tinggi hoper
90 ) x ( D 2 5,2382 - 0,06 1x 5,1742 m
:
tan
(
: : :
16,9754 ft
: Hs + Hk : 3,4921 + : 8,6663 m : 28,4323 ft
5,1742
-
Db
)
Standar tangki berdasarkan Apendix E (Broenell & Young, 1959) Diameter : 20 ft Tinggi : 30 ft Volume
: 1680 bbl 3 : 267,1032 m - Menghitung tebal plat hoper (t) (P x r ) t = ( S x E ) - ( 0,6 x P ) keterangan r P S E C maka
: : : : :
(P x r ( S x E ) - ( 14,6959 Psi x = ( 17980 Psi x 0,8
= = =
C
: Jari - jari (in) Tekanan operasi (psi) Allowablle Working Stress (psi) Joint eficiency Faktor korosi (in)
t =
=
+
)
+ C 0,6 x P ) 103,1133 m ) - ( 0,6 x 14,696 Psi
)
+ 0,125
1515,3421 + 0,125 14375,1825 0,2304 in 0,5853 cm 0,0059 m
(Ph) pada silinder - Menentukan tekanan hidrostatik Densitas campuran x ( Hs - 1 ) Ph = 144 =
69,1747
lbm/ft3 x (
11,4569
144 = =
723,3532 144 2 5,0233 psi atau (lbm/in )
ft - 1 )
Tekanan Design = = = =
1,2 x
( Poperasi
+ Ph )
1,2 x ( 14,6959 + 23,6630 psi 8,9671 psig
5,0233
)
(Ph) pada konus - Menentukan tekanan hidrostatik Densitas campuran x ( Hk - 1 ) Ph = 144 =
69,1747
lbm/ft3 x (
16,9754
ft - 1 )
144 = = Tekanan Design
1105,0925 144 2 7,6743 psi atau (lbm/in )
= 1,2 x
( Poperasi
+ Ph )
= 1,2 x ( 14,6959 + = 26,8442 psi = 12,1483 psig
7,6743
)
6) Reaktor Elektrolisis (RE - 01) Fungsi : Tempat mereaksikan larutan KCl dengan air untuk menghasilkan larutan KOH Tipe : Electrolisis sel - Persamaan reaksi yang terlibat : 2K+(aq) + 2Cl-(aq)
Anoda : 2KCl(aq) 2Cl-(aq)
( 1 ) ( 2 )
Cl2(g) + 2e-(aq) 2OH-(aq) + Cl2(g) +
Katoda : 2H2O(l) + 2e2KCl(aq) + 2H2O(l)
H2(g)
( 3 )
2KOH(aq) + Cl2(g) + H2(g) ( 4 )
Dari persamaan reaksi nomor 4, maka akan diketahui massa masing - masing komponen yang terlibat dalam proses.
2KCl(aq) m b s
77,5955 74,2589 3,3366
+
2H2O(l) 236,9371 74,2589 162,6782
2KOH(aq) + 74,2589 74,2589
Cl2(g)
+
37,1294 37,1294
H2(g) 37,1294 37,1294
- Menghitung tegangan reaktor Anoda : 2KCl(aq) 2Cl-(aq) Katoda : 2H2O(l) + 2e2KCl(aq) + 2H2O(l)
2K+(aq) + 2Cl-(aq) Cl2(g) + 2e-(aq)
Eo =
2OH-(aq) + Cl2(g) + H2(g)
-1,36
Eo
V
= -0,9 V
2KOH(aq) + Cl2(g) +
H2(g)
Tegangan minimum yang dibutuhkan dapat dihitung dengan menjumlahkan potensial standard yang ada pada anoda dan katode :
Vmin = Eo anoda = 1,36 = 2,25
+ Eo katoda + 0,89 V
Maka diperlukan tegangan yang nilainya lebih dari 2,19 V untuk dapat bekerja, hal ini berkaitan dengan konsep overvoltage untuk masing - masing material yang ada pada anoda dan katoda. Pada katoda, overvoltage maksimum yang dapat diberikan oleh air adalah sebesar 1 V, sementara pada anoda nilai overvoltage khlorin sangatlah kecil sehingga dapat dianggap tidak terjadi perubahan voltage pada potensial standar V : Eo anoda + (Eo katoda + 1) : 1,36 + 1,89 : 3,25 V Maka nilai tegangan yang diperlukan adalah 3,25 V - Menghitung muatan arus listrik yang mengalir pada reaktor Muatan arus listrik yang dibutuhkan dihitung berdasarkan jumlah muatan ion K + yang berpindah dari anoda menuju katoda untuk beraitan dengan ion OH- dan membentuk KOH. 2KCl(aq)
2K+(aq)
+
2Cl-(aq)
Jumlah KCl yang terkonversi dielektrolisis berdasarkan neraca massa adalah sebanyak
74,2589 Kgmol/jam Hal ini menendakan bahwa jumlah ion K+ yang berpindah dari anoda ke katoda juga sebanyak 74,2589 Kgmol/jam Dimana bilangan Avogadro NA = -
1e = 1,60E-19 1C = 1 A s I = 7,43E+04 mol/jam (
6,02E+23
1/mol
x C
6,02E+23
1/mol ) ( 1,60E-19 x C )
= 7,16E+09 C/jam = 1,99E+06 C/s = 1,99E+06 A = 1,99E+03 KA Maka, arus yang diperlukan untuk proses ini adalah sebesar = 1,99E+06 A = 1,99E+03 KA
- Menghitung waktu tinggal dalam reaktor (RE - 01) sehingga untuk mencari waktu (t) menggunakan rumus dibawah ini : t = F x m I x BM Dimana : m = Massa produk yan terbentuk (Kg) BM = Berat Molekul (Kg/Kgmol) F = konstanta Faraday (C/Kmol) I = Kuat Arus (C/s = A) t = Waktu Tinggal (s) t =
F
x m I x BM = 96,48 C/Kgmol x 4166,6667 Kg 1,99E+06 C/s x 56,11 Kg/Kgmol = 11,3349 s = 0,0031 Jam
Selama proses elektrolisis berlansung akan terjadi electricity loss ari masing masing reaktor elektrolisis, sehigga untuk memastikan besarnya arus 100 % memindahkan ion K+ dari anoda ke katoda arus terhitung dikoreksi kembali dengan efisiensi arus. efisiensi = 95 % I Aktual = I Efisiensi = 2E+06 0,95 = 2,1E+06 A = 2,1E+03 KA - Menghitung jumlah Reaktor desing yang diingnkan : - Rentang arus untuk setiap reaktor elektrolisis yang ada di pasaran adalah 150 KA (US patent 4058448) Jumlah Reaktor = 2,09E+03 150
=
1,40E+01
=
14 Buah reaktor
I untuk masing masing reakor
= 2,09E+03 14 = 1,50E+02 KA = 1,50E+05 A Maka jumlah reaktor elektrolisis yang diperlukan adalah sebanyak 14 buah dngn arus yang mengalir di masing - masing reaktor elektrolisis sebesar 150 KA Power reaktor dapat dihitung menggunkan persamaan dibawah ini. P = V x I Dimana P : Daya (Kw) V : tegangan yang sudah terkoreksi oleh overvoltge (V) I : Arus total dari 10 reaktor elektrolisis (KA) P = V x I P = 3,25 V x 2,1E+03 KA = 6,8E+03 Kw = 6,8E+00 Mw - Menghitung hambatan listrik pada reaktor a. Hambatan untuk larutan elektrolit
R
Dimana
= r
L A
: r : resistivity , Wm L : Jarak kutub/electrode gap , m 2
elektroda, m Eltech. Nilai lAdan : ALuas diambil dari spesifikasi sel dan elektroda pada reaktor elektrolisis yang diproduksi oleh Konsentrasi larutan KCl yang masuk ke reaktor elektrolisis adalah sebesar 280 g/L
M = Konsentrasi larutan KCl BM = =
280 g/L 74,55 g/gmol 3,76 M
Konduktifitas (K) untuk larutan KCl dengan konsentrasi 3,76 M pada suhu 90 oC sebesar 0,73 mho/m r = 1 K 1 = 0,73 mho/m = 0,013699 Wm Ditetapkan untuk nilai L = Sehingga, A =
R
= r
10 mm = 2 1,5 m L A
= 0,013699 Wm =
0,1 m
0,000913242
0,1 m 2 1,5 m W
b. Hambatan listrik pada kawat Kawat yang digunakan pada reaktor adalah kawat tipe AAAC 6201 (All Aluminium Conductor 6201) dengan ukuran 25 mm2 dan calculated cross area 27,8 mm2 dan memiliki nilai resistivity sebesar 1,183 W/Km. Ditentukan panjang kawat yang digunakan dari generator = 5 m r = r x L r = 1,183 W/Km x = 5,92E-03 W - Dimensi sel elektrolisis
5,00E-03 Km
Spesifikasi pada modul sel dan sel elektrolisis diambil dari spesifikasi pada produk reaktor elektrolisis buatan Eltech
Panjang sel Lebar sel Tinggi sel Tebal sel
: : : :
2,9 1,5 2 14,3
m m m cm
Panjang elektroda lebar elektroda Jarak elektroda
: : :
1,5 m 1 m 10 mm
Materal Anoda : Nikel Katoda : Nikel Nafion : Nafion Jumlah moul di masing - masing reaktor dapat dihitung berdasarkan Current density, luas elektroda dan arus listrik yang mengalir di masing - masing reaktor elektrolisis - I untuk masing masing reakor
= 2,09E+03 14 = 1,50E+02 KA = 1,50E+05 A
- Current density 2 - A = 1,5 m Sehingga, Jumlah modul
2 = 5 KA/m
=
I Current density ( = 1,50E+02 KA KA/m2 ( 5 = 19,9497 = 19
1 A 1 1,5
) m2
)
Sehingga dapat diketahui jika jumlah modul sel yang ada pada masing - masing reaktor elektrolisis adalah sebanyak 19 buah - Menghitung GGL (Gaya Gerak Listrik) E = I ( R + r) = 1,50E+02 ( 0,000913 W + 19
5,92E-03 W )
= 0,053771595 Kv = 53,77159451 V - Menghitung volume reaktor Vreaktor = P x L x h = 2,90 x 1,5 3 = 8,691 m = 2295,901 gallon
x
2
- Menghtung Jaket pemanas Btu/jam.ft2.oF Diketahui : Range UD = 200 - 700 2o Dipilih UD : 500 Btu/jam.ft . F Qsteam : 116621,9640 J/s : 397936,6378 Btu/h Kebutuhan Pemanas : 2553,589819 Kg/h : 5629,695187 lb/h - Menghitung ∆t LMTD Fluida panas (oF) Fluida dingin (oF) 212 Temperatur tinggi 194 203 Temperatur rendah 194 9 Beda suhu 0 ∆t LMTD
=
=
∆t (oF) 18 9 9
(T1 - t2) - (T2 - t1) ln (T1 - t2) (T2 - t1) 18 ln
9 18 9
o - Menghitung luas perpindahan panas (A)(LMTD = 12,98425537 F )
A =
Q UD x ∆t LMTD
=
397936,6378 Btu/h 2o o 500 Btu/jam.ft . F x 12,98425537 F
2 - Menghitung tebal jaket pemanas = 61,29525746 ft Diketahui Jenis pemanas : Air 3 Densitas : 955,6107224 Kg/m
Vpemanas
= Laju alir massa pendingin Densitas pendingin = 2553,589819 Kg/h 3 955,6107224 Kg/m 3
- Volume reaktor = 2,672207165 m 3 Vjaket + reaktor = 8,691 m
Vpemanas = Vjaket + reaktor - Vrektor 2,672207165 = Vjaket + reaktor 8,691 3 Vjaket + reaktor = 11,36320716 m 2 = 1 π Djaket + reaktor x H 4
2 11,36320716 = 1 x 3,14 x Djaket + reaktor x 4 2
Djaket + reaktor Djaket + reaktor
= 7,2377 m = 2,6903 m
- Menhitung tebal jaket Tebal jaket
= Djaket + reaktor = 2,6903 = 1,1903 m
- Diameter reaktor 1,5
2
7) Contoh Perhitungan Spesifikasi Mixer Tank - 01 (MT - 01) Dasar Perancangan Laju alir umpan = 20680,4831 kg/jam Temperatur
0 = 81,23 C
Tekanan
= 1 atm
Bahan konstruksi= Staindless steel Faktor kelonggaran = 20% Tipe pengelasan = Double welded butt join Efisiensi pengelasan = 80% Allowable stress = 18.700 Psi Faktor korosi
= 1/8 in
Mencari Densitas (Yaws, 1999) ρ =
A x B -(1-T/Tc)n
Tabel C.7.1 Data untuk menghitung densitas komponen Komponen KCl H2O
A B n 0,09536 0,0428 0,3552 0,3471 0,274 0,28571
Tc 3470 647,13
ρ (g/ml) ρ (Kg/m3) 1,980341 1980,341 0,974288 974,2878
Tabel C.7.2 Menghitung viskositas Campuran Mencari Viskosits (Yaws, 1999) μ = log10 nliq = A+B/T+CT+DT
Komponen KCl H2O
Xi 0,28 0,72
A -1,2073 -10,2158
B 1,26E+03 1,79E+03 TOTAL
C 4,19E-05 1,77E-02
D μ μ x Xi -5E-09 0,2303642 0,0644375 -1E-05 0,0003353 0,0002415 0,0002415
Densitas umpan (Kg/m3) =
2954,629133
Densitas umpan (lb/ft3) =
184,4510493
Viskositas Umpan kg/m.s = 0,00024151 Viskositas Umpan μ, lb/ft.s = 0,00016229 Laju Alir Volumetrik
=
=
Laju alir umpan Densitas Umpan 20680,4831 kg/jam 3 2954,62913 kg/m 3
= 6,99935 m /jam 3 = 0,116656 m /menit = 0,116656 m3/menit x
Volume Larutan
5
menit
3
= 0,5833 m
3 = 1,2 x 0,5833 m
Volume Silinder
3
= 0,6999 m
= 699,935 Liter = 184,9018 gallon Volume silinder Perbandingan tinggi silinder dan diameter silinder D / H = 1,5 Volume silinder =
π
x D2 x H
4
699,935 dm3 =
3,14
699,935 dm3 =
3,14 x D3 4 x 1,5
4
x D2 x
D 1,5
D3 =
3 699,93 dm x 3,14
6
3 D3 = 1337,5 dm
D = 11,018 dm D = 1,1018 m H = 0,5509 m = 1,8074 ft
=
43,3769 in
Menghitung Tinggi Cairan Hcairan =
=
=
Volume cairan Luas silinder 0,5833 1 π D2 4
3
m
3 0,583279 m 2 0,952919 m
= 0,6121 m = 2,0082 ft Menghitung Tekanan Operasi P design
= 1,2 x (P hidrostatik + P operasi )
P hidrostatik =
=
ρ (Hcairan - 1) 144 3 184,45 lb/ft x 2,0082 ft - 1 144
= 1,2914 Psi P design
= 1,2 x (P hidrostatik + P operasi ) = 1,2 x 1,2914 Psi
+ 14,696 Psi
= 19,185 Psi
P gauge
= P design - P operasi = 19,185 Psi
-
14,696 Psi
= 4,4889 Psig Menghitung Tebal Plate Tebal plate, ts =
=
P x ri + f x E - 0,6 x P
C
4,48889 x 0,5509 + 0,125 18.700 x 80% - 0,6 x 4,4889
= 0,1252 in = 0,1875 in = 3/16"
(Standarisasi dari Brownell Tabel 5.7 Hal 89)
Standarisasi Diameter OD
= ID + 2 ts = 43,377 in + 2 x 0,1875 in = 43,752 in =
ID
48 in
(Standarisasi dar Brownell Tabel 5.7 Hal 89)
= OD - 2 ts =
48 in - 2 x 0,1875 in
= 47,625 in = 1,2097 m Jenis dan Ukuran Head Digunakan torispherical flanged and dishead head dengan : icr > 6% rc
icr
= 0,1
icr
= 0,1 x OD = 0,1 x 48 in =
2,88 in
Dari Brownel hal 89 Tabel 5.7, diperoleh : icr
=
3
in
1
48 in
r =
sf =
2
in
𝑟
W = 4 3 + √𝑖𝑐𝑟
W=
1 4
(
3 +
( ricr ) )
=
1 4
(
3 +
(
=
1/2
1,75
48 3
)) 1/2
in
maka : th =
=
PxrxW + c 2 x f x E - 0,2 x P 4,4889 x 48 x 1,75000 + 0,125 2 x 18.700 x 0,8 - 0,2 x 4,4889
= 0,1376 in Dipilih tebal head standar 3/16 : in = 0,1875 in = 0,0048 m Menghitung Tinggi Mixer ID a =
= 47,625 in ID = 2
4 2
= 3,9688 ft ft
=
2
ft
= 24 in b = r - 𝐵𝐶 2 + 𝐴𝐵 2
BC
= r - icr = 48 -
3
in
= 45 in AB =
ID - icr 2 3
= 24 in -
in
= 21 in b = 8,1021 in Dari tabel 5.6 hal 88 Brownell, untuk tebal head 3/16 in, diperoleh : sf = 1 1/2 - 2
Dipilih sf = 2 in
maka tinggi head : Th
= th + b + sf = 0,1875 + 8,1021 + =
2
10 in
= 0,2614 m = 0,8575 ft Jadi tinggi head yang digunakan0,2614 : m Jadi tinggi Vessel = tinggi silinder + (2 x Th) = 1,8074 ft + 2 x =
3,5223
ft
0,8575
ft
=
1,0736
m
Volume tiap head = Vol head tanpa sf + Vol bagian sf 3 = 0,000049 ID + (π/4) ID2 x sf 3 2 = 0,000049 x 62,512 ft + π x 15,751 ft x 2 ft 4 144 3 0,1748 ft = 3 = 0,0049 m
Menghitung volume total mixer Volume mixer
= Volume shell + 2 Volume head =
π 2 D H + 2 Volume head 4
=
π 2 D x 1,1 D + 2 Volume head 4
=
1,1 x 3,14 x 1,7701 m3 + 2 x 0,0049 m3 4
3 = 1,538419 m
Volume cairan dalam shell= Volume cairan total - Volume head 3 = 0,583279 m
=
-
3 0,00495 m
3 0,57833 m
Tinggi cairan dalam shell= 0,612097 m Tinggi cairan total = Tinggi cairan dalam shell + Tinggi head - tebal plate = 0,6121 m + 0,2614 m = 0,8687 m
0,0048 m
Pengaduk dan Dimensi Menentukan diameter pengaduk Dari Fig. 477 Brown G untuk jenis pengaduk Marine Propeller 3 blades : Dt/Di= 3 Zi/Di = 0,75 - 1,3 dipilih 0,75 Zl/Di = 2,7 - 3,9
dipilih
3
W/Di= 0,1 Dimana : Dt = Diameter dalam silinder Di = Diameter impeller Zi = Tinggi impeller dari dasar tangki Zl = Tinggi liquid dalam silinder W = Lebar daun impeller Dari perhitungan sebelumnya diperoleh : Dt = 3,9688 ft Maka : Dt = 3 Di Di = Dt/3 = 1,3229 ft =
15,8750 in = 0,4032 m
Zi = 0,75 Di Zi = 0,75 x Di = Z1 = Di Z1
12 in = 0,3024 m 3
= 3 x Di = 3,9688 ft
W = 0,1 Di W = 0,1 x Di = 0,1 ft = 0,0403 m Menghitung Jumlah pengaduk Jumlah pengaduk =
WELH ID
WELH = Tinggi cairan x sg sg = ρ Cairan ρ Air 3 = 2954,6 kg/m 3 1046,5 kg/m
= 2,8233 WELH = 0,6 m x 2,8 = 1,7 m = 5,6696 ft
Jumlah pengaduk =
WELH ID
= 1,7 m 1,2 m = 1,4286 = 1 Menentukan Kecepatan Putaran Pengaduk WELH = 2 x Di
[
π x Di x N 600
]2
dimana :WELH = Water Equivalent Liquid Height Di
= diameter pengaduk, ft
N
= kecepatan putaran pengaduk, rpm
600 𝜋 𝑥 𝐷𝑖
N=
𝑊𝐸𝐿𝐻 2 𝑥 𝐷𝑖
Diperoleh : N
= 211,44
rpm
=
rps
3,524
Menghitung Power Pengaduk NRe =
N x Di2 x ρ μ
Pers 5-7 Ludwig hal. 299
Dimana : NRe = bilangan Reynold N
= kecepatan pengaduk, rps
3
ρ
= densitas campuran, lb/ft
μ
= viskositas campuran, lb/ft.s
NRe =
=
3,5 x 1,8 x 184,45 0,000162292 7009385,172
Dari Grafik G.G Brown Hal 507 φ
= 0,9
Menentukan Power Pengaduk P
3
5
= φ x ρ x N x Di
3
= 0,9 x 2954,6 kg/m x 43,76196 rps 2 3 = 1240,463 kg.m /s
=
1,66222 Hp
Effisiensi motor ditentukan 85% : Power motor =
P Effisiensi
= 1,6622 Hp 85% = 1,9556 Hp =
1458,2581 Watt
x 0,0107 m
8) Heater - 01 Fungsi :
Memananskan larutan kalium klorida dari 81,2328oC ke 90oC
Tipe
Double Pipe (counter-current)
:
Bahan konstruksi
:
Stainless Steel 316
Sistem operasi
:
kontinyu
Waktu pengisisan dan pengurasan
:
1 jam
Fluida dingin: Komponen
xi
Massa (kg/jam)
Massa (lbm/jam)
KCl
0,27972
5784,7447
12753,17911
H2 O
0,72028
14895,73838
32839,4818
Total 1 20680,48312 o C = T dingin masuk (t1) : 81,2328
45592,6609
T dingin keluar (t2) : Q total dingin
o
C
90
178,2190 F
=
194 F
=
634953894,7422
joule/jam
=
601820,1720
Btu/jam
Fluida panas: Massa steam yang diperlukan =
289,648805 kg/jam
= T panas masuk (T1) :
100
638,566308 lbm/jam o
C
=
212
F
T panas keluar (T2) : 100 C = Q total panas == 634953894,7422
212
F
o
=
601820,1720
Perhitungan desain heater A. Perhitungan LMTD (T1-t2)-(T2-t1) LMTD = ln
(T1-t2) (T2-t1)
joule/jam Btu/jam
=
(212-194)-(212-178) ln
=
(212-194)
= 25,068 F
-15,7810 F -0,629526
(212-178) B. Perhitungan FT (LMTD correction factor) R
=
T1-T2
=
(212-212)
t2-t1 S
=
t2-t1
=
T1-t1
=
0
(194-178)
15,7810
(194-178) =
15,781
(212-178)
33,7810
=
0
=
0,4672
dari fig.18 kern diperoleh nilai FT dari hasil plot nilai R dan S1= C. Perhitungan Δt Δt = = =
FT x LMTD 1x
25,068
0 25,06802 F
D. Perhitungan temperatur kalorik (tc dan Tc) tc
=
(t1 + t2)
Tc =
(T1+T2)
2 .= (
2
178,22
+
194
)
=
(
212
2 =
186,1095 F
0
=
+
212
2 358,766 K
=
212
F
0
=
373,15 K
E. Perhitungan luas permukaan perpindahan panas (A) Q = Ud x A x Δt Dari tabel 8 (Kern, 1965) untuk hot fluid (steam) dan cold fluid (aqueous solution) diperoleh Ud = 100-500 dipilih nilai Ud = A =
Q
400
Btu/jam.ft2.F0
=
Ud x LMTD
601820,1720 400
=
)
2
Btu/jam.ft .F
Btu/jam 0
x
2 60,0187077 ft
Karena A < 200 ft2 maka digunakan heater tipe double pipe
0 25,068 F
Annulus
Inner Pipe
IPS (in)
4
IPS (in)
3
Sch No.
40
Sch No.
40
OD(in)
4,5
OD(in)
3,5
ID (in)
4,026
ID (in)
3,068
2
a' (ft )
D2 =
2
1,178
a' (ft )
0,917
Annulus (umpan)
Inner (steam)
Flow Area
Flow area
0,3355
ft
D1out
=
aa =
p (D22-D1out2)
0,29167 ft
D1in
=
ap =
p(D1in2) 4
4 =
0,2557 ft
=
2 0,051 ft
ft2
0,022
Diameter Equivalent 2 2 De = (D2 -D1out ) D1out =
0,094254 ft Laju Alir Massa
Ga =
W fluida dingin
Laju Alir Massa Gp =
Wsteam
ae =
ap
45592,66
lbm/jam
=
ft
0,0216
=
Reynold Number (Nre) 186,11 F
Pada tc = µ
= =
Rea
58,37
0
cP
Ga x De µ
2 12444,806 lbm/jam.ft
Reynold Number (Nre) Pada Tc = µ
141,2582 lbm/ft.jam =
ft2
0,0513
2 2112699,924 lbm/jam.ft
=
638,56631 lbm/jam
2
Rep
212
F0
=
0,012 cP
=
0,0293 lbm/ft.jam =
Gp x D1in µ
=
2112699,924 x
0,09425
=
141,2581861 =
12444,80585 x
0,2557
0,029281915
1409,694026
=
108658,26 (untuk Rd)
Karena diperoleh nilai Ret kecil maka digunakan L/D L/D
=
424,384
Menentukan nilai jH dari fig 24 Kern berdasarkan nilai Rea diperoleh
Menentukan nilai jH dari fig 24 Kern berdasarkan nilai Rep diperoleh
jH = 2,7 Penentuan nilai c (specific heat) dan nilai k (thermal conductifity) k
=
0 1,206856 Btu/jam.ft.F
Cp pada tc :
186,11 F
358,766 K
Komponen c
=
30,00941 kJ/kg.K
=
0 7,167247 Btu/lbm.F
((c.µ)/k)^(1/3)=
9,4313
Perhitungan koefisien transfer panas anulus (ho) ho =
(jH*(k/D)*((c.µ)/k)^(1/3)*φ
ho =
2,7
x
φ
1,2069
x
0,2557 9,431269 =
Tw =
2 0 120,2030191 Btu/jam.ft .F
tc
+
hio hio
x
(Tc - tc)
+
ho
Perhitungan koefisien transfer panas inner pipe (hio) Rule of thumb untuk condensing steam 2 0 hio = 1500 Btu/jam.ft .F
=
186,1095 + 1500 1500 + 212 (
=
x 120,2 186,11 ) -
0 210,0792 F =
372,083 K
Mencari nilai viskositas dinding Pada Tw : µw = =
210,079 F
0,012055 cP 0,029174 lbm/ft.jam Mencari nilai omega
φ
= =
(µ/µw)0,14 141,2582 =
3,2802
0,029174 ho =
ho
φs
x
φs =
120,203 x
3,2802
=
2 0 394,2914266 Btu/jam.ft .F
Perhitungan clean overall coeficient (Uc) Uc =
hio x ho = hio + ho =
1500 x
394,29143
1500 +
394,29143
312,2208
Perhitungan Design overall coeficient, Ud Rd = 1
=
Ud 1
0,002 1
+
Rd
Uc =
1
+
0,002
Ud
312,2207764
Ud =
2 0 192,2019145 Btu/jam.ft .F
Btu/jam.ft2.F0
Menghitung A (surface area) required A =
Q
=
Ud x LMTD
601820,1720 192,201914 x
2 124,90762 ft
=
25,068024
Menghitung Required Length L
=
A
=
a"
124,91 =
136,213 ft
0,917
Menghitung jumlah hairpins Panjang satu kaki hairpins : 1 haripins terdiri dari :
1 kaki
Panjang total 1 hairpins : Nh =
L
=
40 ft 40 ft
136,21 ft
Lh
40
=
3,4053 hairpins =
4 hairpins
ft
Menghitung Required Length aktual La =
Nh x L
=
160 ft
Menghitung surface area aktual surface
=
160 ft
x
2 0,917 ft /ft
=
2 146,72 ft
Menghitung Ud aktual Ud aktual =
Q
=
Aak x LMTD
146,72 x 25,068 =
Rd =
Uc - Ud
=
Uc x Ud
601820,1720 2 0 163,63 Btu/jam.ft .F
312,220776 -
163,6 =
312,220776 x
163,63
2 0 0,003 jam.ft .F /Btu
Menghitung Pressure Drop De'
= = =
D2
Annulus (H2) - D1out
0,3355
-
0,2917
Inner (steam) Rep f
= =
108658,26 0,0035
+
0,264 Rep0,42
0,043833 ft =
0,0055252 ft
Rea' =
De'
x
Dari tabel 7 spesific volume Kern berdasarkan nilai Tc diperoleh nilai:
Ga
µ =
0,043833 x
2112699,92
=
655,584519 0,0035 +
0,264
=
ρ pada tc = ρ
=
=
1251,75 kg/m3 78,1441 lbm/ft
4x
x
= x
2x
x
4,18
136
1,05E-01
1,00E+08
ft
= =
ρ
x
0,1621
x
78,1440607
fps V2 2g
0,00326285 ft ∆F1 + ∆Fa 144
=
1,73E-06
ft
0,058963 psi
∆Fa
x
ρ
1,73E-06 x
62,428
144
45592,6609 3600
∆P =
0,2557
144
Ga
=
=
∆P =
0,04383
8x
x 3897,3
0,0208229 x
3600
∆F1 =
160
4,18 x
1,00E+08 x
2078690729
V =
0,0055252 x
2x
3
6106,494228 x
=
4x
407766,93 x
4 × 𝑓 × 𝐺𝑎2 × 𝐿 2 × 𝑔 × 𝜌2 × 𝐷𝑒
=
=
4 × 𝑓 × 𝐺𝑎2 × 𝐿 2 × 𝑔 × 𝜌2 × 𝐷𝑒
186,11 F
= ∆𝐹𝑎 =
3 62,428 lbm/.ft
∆𝐹𝑎 =
0,020822871
ft3/lb 3 1 g/ft
=
Rea'0,42 f
26,3
ρ water =
141,26 =
vg =
x
ρ
0,000000750 psi
9) Evaporator (EV-01) Fungsi
: Memekatkan konsentrasi larutan kalium hidroksida
Jenis
: Long tube vertical evaporator
Data desain : Tube : Fluida panas
= Steam
Laju alir, W
= 3.657,1283 kg/jam
= 8062,587838 lbm/jam
Qh
= -7921860,5675kJ/jam
= -7508475,0707 Btu/jam
T1
= 110 °C
= 230 °F
T2
= 110 °C
= 230 °F
Shell : Fluida dingin
= Larutan kalium hidroksida
Laju alir, W
= 17983,3560 kg/jam
= 39646,5134 lbm/jam
Qc
= 7921860,5675kJ/jam
= 7508475,0707 Btu/jam
t1
= 45,75 °C
= 114,34 °F
t2
= 100 °C
= 212 °F
Perhitungan : a. Menghitung ∆T LMTD =
(T1−t2)−(T2−t1) ln
(T1−t2) (T2−t1)
=
(230 °F − 212 °F)−(230 °F − 114,34 °F) (230 °F − 212 °F)
ln(230 °F − 114,34 °F)
= 113,9625 °F T1−T2
R=
t2−t1 t2−t1
S=
T1−t1
230 °F − 230 °F = 212°F − 114,34 °F = 0
=
212 °F − 114,34 °F = 0,8444 230 °F − 114,34 °F
Dari Fig. 18 Kern, 1965 diperoleh nilai FT (LMTD correction factor) dari hasil plot nilai R dan S = 1 Sehingga ; ΔT = FT x LMTD = 1 x 113,9625 °F = 113,9625 °F b. Menghitung temperatur kalorik (Tc dan tc) Tc = tc =
T1 + T2 2
t1 + t2 2
=
=
230 °F + 230 °F 2
114,34 °F + 212 °F 2
= 230 °F
= 163,1713 °F
c. Menghitung luas permukaan perpindahan panas (A) Q = UD x A x ∆T Dari tabel 8.3-1 Geankoplis, 1993 untuk long tube vertical evaporator forced circulation diperoleh nilai UD pada kisaran 400 – 2000 Btu/jam.ft2.°F. Dipilih UD = 400 Btu/jam.ft2.°F Maka area perpindahan panas (surface area) : A
=
Q UD x ∆T
=
7508475,0707 Btu/jam Btu
400jam.ft2 .°F x 113,9625 °F
= 164,7137 ft2 d. Menghitung jumlah tube (Nt) dan jumlah evaporator Dipilih : Diameter luar tube (OD)
= 0,75 in
Panjang tube (L)
= 20 ft
Dari tabel 10 Kern, 1965 diperoleh luas permukaan luar tube (a”) = 0,1963 ft2/ft Maka ; Nt =
A L x a"
=
164,7137 ft2 (20 ft x 0,1963 ft2 /ft)
= 41,9546
Dipilih jumlah tube terdekat dengan OD 0,75 in dan pitch 15/16 in triangular untuk passes tube 6 adalah = 42 buah Maka ; A maksimal
= Nt x L x a” = 42 x 20 ft x 0,1963 ft2/ft = 164,8920 ft2
Sehingga ; Q maks/alat
= UD x A x ∆T = 400 Btu/jam.ft2.°F x 164,8920 ft2 x 113,9625 °F = 7516601,8229 Btu/jam
Sehingga jumlah evaporator yang digunakan : Q aktual Q maks/alat
7508475,0707 Btu/jam
=
7516601,8229 Btu/jam
= 0,9989 = 1 buah
Maka ; Q aktual/alat =
Q aktual 1
=
7508475,0707 Btu/jam 1
= 7508475,0707 Btu/jam
Data fisik fluida dingin (larutan kalium hidroksida) : Data viskositas (μ) pada tc = 163,17 °F : μ
= 38,8212 cP
μ
= 93,9473 lbm/ft.jam
Data specific heat (c) pada tc = 163,17 °F: c
= 33,6542 Btu/lbm.oF
Data thermal conductivity (k) pada tc = 163,17 °F: k air
= 0,3795 Btu/jam.ft.oF
k
= 0,9 x k air
(Kern, 1965 hal. 161)
= 0,9 x 0,3795 Btu/jam.ft.oF = 0,3416 Btu/jam.ft.oF
Spesifikasi shell dan tube Tube side : Dari tabel 10 Kern, 1965 dipilih spesifikasi tube : Jumlah tube (Nt)
= 42
Panjang tube (L)
= 20 ft
OD tube
= 0,75 in
BWG
= 18
a’t
= 0,302 in2 = 0,0021 ft2
ID tube (Dt)
= 0,652 in
Thickness
= 0,049 in
Pitch (PT)
= 0,9375 in. triangular
C”
= PT – OD = 0,9375 – 0,75 = 0,1875 in
Passes (n)
=6
Shell side : Dari tabel 9 Kern, 1965 berdasarkan nilai OD tube, pitch dan jumlah tube maka dipilih spesifikasi shell : ID shell
= 10 in
Baffle space (B)
= 10 in
Passes
=1
e. Menghitung UD koreksi A aktual
= L x Nt x a” = 20 ft x 42 x 0,1963 ft2/ft = 164,8920 ft2
UD
= =
Q A x ∆T 7508475,0707 Btu/jam 164,7131 ft2 x 113,9625 °F
= 400 Btu/jam.ft2.°F
f. Menghitung preheating zone QP
= 603131,3133 kJ/jam = 571658,1846 Btu/jam
(ΔT)P = 113,9625 oF Koefisien transfer panas sisi shell (ho) untuk preheating Rule of thumb untuk steam yang terkondensasi : hio
= 1500 Btu/jam.ft2.°F
(Kern, 1965 hal. 164)
Koefisien transfer panas sisi tube (hio) untuk preheating at
= =
Nt x a′t n 42 x 0,0021 ft2 2
= 0,0147 ft2 Gt
=
=
W at 39646,5134 lbm/jam 0,0147 ft2
= 2700613,9662 lbm/jam.ft2
Dari Fig. 28 Kern, 1965 berdasarkan nilai OD tube dan pitch dipilih : Dt
= 0,652 in
Res
=
Dt x Gt μ
= 0,0543 ft
=
0,0543 ft x 2700613,9662 lbm/jam.ft2 93,9473 lbm/ft.jam
= 1561,7902 Dari Fig. 28 berdasarkan nilai Ret diperoleh : jH = 2,9 1
c x μ ( 3) ( k )
1
0,6552 Btu/lbm.F x 93,9473 lbm/ft.jam (3) =( ) 0,2705 Btu/jam.ft.F
= 6,1049 1
hio
k
= jH x ( ) x Dt
= 2,9 x (
c x μ ( 3) ( k )
0,2705 Btu/jam.ft.F 0,05433 ft
) x 6,1048
= 88,1504 Btu/jam.ft2.°F Clean overall coefficient untuk preheating (UP) UP
=
hio x ho hio+ho Btu 2 .ft .°F x 1500 Btu/jam.ft2 .°F jam 88,1504 Btu/jam.ft2 .°F +1500 Btu/jam.ft2 .°F
88,1504
=
= 83,2576 Btu/jam.ft2.°F
Clean surface required untuk preheating (AP) AP
=
QP UP x (∆T)P
=
571658,1846 Btu/jam 83,2576 Btu/jam.ft2 .°F x 113,963 F
= 60,2491 ft2 g. Menghitung vaporization zone QV
= 5736909,3948 kJ/jam
(Lampiran B)
= 5437540,9421 Btu/jam (ΔT)V = 18 oF Koefisien transfer panas sisi shell (ho) untuk vaporization Rule of thumb untuk steam yang terkondensasi : hio
= 1500 Btu/jam.ft2.°F
(Kern, 1965 hal. 164)
Koefisien transfer panas sisi tube (hio) untuk vaporization Data fisik fluida dingin (larutan kalium hidroksida) pada suhu vaporisasi (tV) = 212 oF diperoleh : µ
= 2 x μ air
(Kern, 1965 hal 161)
= 2 x 0,2791 cP = 0,5582 cP = 1,3509 lbm/ft.jam c
= 33,6542 Btu/lbm.oF
k
= 0,9 x 0,3795 Btu/jam.ft.oF = 0,3416 Btu/jam.ft.oF
Ret
=
=
Dt x Gt μ 0,05433 ft x 2700613,9662 lbm/jam.ft2 1,3509 lbm/ft.jam
= 108618,0169
Dari Fig. 28 berdasarkan nilai Res diperoleh : jH = 285 1
c x μ ( 3) ( k )
1
33,6542 Btu/lbm.F x 1,3509 lbm/ft.jam (3) =( ) 0,3416 Btu/jam.ft.F
= 5,1057 1
hio
= jH x (
k De
= 285 x (
)x
c x μ ( 3) ( k )
0,3795 Btu/jam.ft.F 0,0543 ft
) x 5,1057
= 10164,6082 Btu/jam.ft2.°F Clean overall coefficient untuk vaporization (UV) UV
=
=
hio x ho hio+ho 10164,6082 Btu/jam.ft2 .°F x 1500 Btu/jam.ft2 .°F 10164,6082
Btu 2 .ft .°F+ 1500 Btu/jam.ft2 .°F jam
= 1307,1088 Btu/jam.ft2.°F Clean surface required untuk vaporization (AV) AV
=
=
QV UV x (∆T)V 5437540,9421 Btu/jam 1307,1088 Btu/jam.ft2 .°F x 18 F
= 231,1098 ft2
h. Menghitung total clean surface (AC) AC
= AP + AV = 60,2491ft2 + 231,1098 ft2 = 291,3589 ft2
i. Menghitung weighted clean overall coefficient (UC) QP (∆T)P QV (∆T)V
UC
=
571658,1846Btu/jam 113,9625 F
5437540,9421 Btu/jam
=
=
= 5016,1955 Btu/jam.oF
18 F ∑ UA AC
=
= 302085,6079 Btu/jam.oF
5016,1955 Btu/jam.F + 302085,6079 Btu/jam.F 291,3589 ft2
= 1054,0328 Btu/jam.ft2.°F j. Menghitung dirt factor (Rd) Rd
=
=
Uc − UD Uc x UD 1054,0328 Btu/jam.ft2 .°F − 400 Btu/jam.ft2 .°F 1054,0328
Btu 2 .ft .°F x 400 Btu/jam.ft2 .°F jam
= 0,0016 < 0,002 (spesifikasi dapat diterima) Perhitungan separator evaporator Data fisik : -
Densitas (ρ) gas ρ campuran Komponen
m (kg/jam)
Xi
ρ (g/cm3) (kg/m3)
H2O
7747,9335
1
0,4169
0,4169
-
Densitas (ρ) cairan ρ campuran Komponen
m (kg/jam)
Xi
ρ (kg/m3) (kg/m3)
H2O
103318,0112 0,430868 982,4408178
423,302
KOH
136472,2994 0,569132 1856,790801
1056,76
239790,3106
1480,06
TOTAL
1
Data operasi : -
Tekanan operasi (Pop)
= 1 atm
= 14,6959 Psi
-
Tekanan desain (Pd)
= 0 Psig
-
Temperatur operasi
= 100 oC
-
Bahan konstruksi
= Stainless steel SA-167 grade 11 type 316
= 373,15 K
(Brownell, 1959) -
Allowable stress (S)
= 18750 Psi (Tabel 13.1 Brownell, 1959)
-
Tipe pengelasan
= Double Welded Butt Joint (Brownell, 1959)
-
Efisiensi pengelasan (Ef)
= 80 % (Brownell, 1959)
-
Corrosion allowance (Cc)
= 0,125 in (Peters & Timmerhaus, 1991)
-
Waktu tinggal (t)
= 10 menit
= 600 detik (Couldson, 2005)
Perhitungan : k. Menghitung settling velocity (µs)
μs = 0,07 x√
ρl − ρv ρv
(Eq. 10.10 Couldson, 2005)
1480,087 kg/m3 − 0,4169 kg/m3 μs = 0,07 x√ 0,4169 kg/m3 μs = 4,1701 m/s l. Menghitung gases volumetric flow rate (Qv) Qv =
m gas ρv x 3600
Qv =
2648,4452 kg/jam = 1,7645 m3 /s 0,4169 kg/m3 x 3600
m. Menghitung diameter vessel (Dv)
Dv = √
4 x Qv
(Eq. 10.11 Couldson, 2005)
π x μs
4 x 1,7645 m3 /s √ Dv = 3,14 x 4,1701 m/s Dv = 0,7342 m
= 2,4087 ft
= 28,9048 in
n. Menghitung liquid volumetric flow rate (Ql) Ql =
m cairan ρl x 3600
Ql =
17893,3560 kg/jam 1480,09 kg/m3 x 3600
Ql = 0,0034 m3 /s o. Menghitung volume held in vessel (Vv) Vv = Ql x t Vv = 0,0034 m3 /s x 600 s
Vv = 2,0250 m3 p. Menghitung tinggi cairan (Hl) Vv Hl = π 2 4 x Dv Hl =
2,0250 m3 3,14 x (0,7342 m)2 4
Hl = 4,7858 m q. Menghitung tinggi vessel (Hv) Hv = Hl +
Dv + Dv + 0,4 2
Hv = 4,7858 m +
0,7342 m + 0,7342 m + 0,4 m 2
Hv = 6,2871 m r. Menghitung tebal vessel (tv)
tv = tv =
Pd x r (S x Ef )− (0,6 x Pd )
+ Cc
(Peters & Timmerhaus, 1991)
0 Psi x (0,7342 in/2) + 0,125 in (18750 Psi x 0,8) − (0,6 x (0 Psi))
t v = 0,125 in Standarisasi tv dari tabel 5.7 Brownell & Young, 1959 : tv = 0,1875 in
10) Crystallizer (CR-01) Fungsi
: Tempat pembentukan kristal produk kalium hidroksida
Tipe
: Oslo crystallizer
Perhitungan cooler crystallizer Data desain : Shell : Fluida panas
= Larutan kalium hidroksida
Laju alir, W
= 15334,9107 kg/jam
= 33807,6509 lbm/jam
Qh
= -2607876,9556 kJ/jam
= -2471827,5663 Btu/jam
T1
= 100 °C
= 212 °F
T2
= 30 °C
= 86 °F
Tube : Fluida dingin
= Air pendingin
Laju alir, W
= 27133,3925 kg/jam
= 59818,8197 lbm/jam
Qc
= 2607876,9556 kJ/jam
= 2471827,5663 Btu/jam
t1
= 27 °C
= 80,6 °F
t2
= 50 °C
= 122 °F
Perhitungan : a. Menghitung LMTD LMTD =
(T1−t2)−(T2−t1) ln
(T1−t2) (T2−t1)
=
(212 °F − 122 °F)−(86 °F − 80,6 °F) (212 °F − 122 °F)
ln (86 °F − 80,6 °F)
= 30,0703 °F b. Menghitung temperatur kalorik (Tc dan tc) Tc = tc =
T1 + T2 2
t1 + t2 2
=
=
212 °F + 86 °F 2
80,6 °F + 122 °F 2
= 149 °F
= 101,3 °F
c. Menghitung luas permukaan perpindahan panas (A) Q = UD x A x LMTD Dari tabel 8 Kern, 1965 untuk hot fluid berupa aqueous solution dan cold fluid berupa air diperoleh nilai UD pada kisaran 250 – 500 Btu/jam.ft2.°F. Dipilih UD = 400 Btu/jam.ft2.°F Maka area perpindahan panas (surface area) : A
=
=
Q UD x LMTD 2471827,5663 Btu/jam 400 Btu/jam.ft2 .°F x 30,0703 °F
= 205,5043 ft2 = 19,0924 m2 d. Menghitung jumlah tube (Nt) dan jumlah crystallizer Dipilih : Diameter luar tube (OD)
= 0,75 in
Panjang tube (L)
= 25 ft
Dari tabel 10 Kern, 1965 diperoleh luas permukaan luar tube (a”) = 0,1963 ft2/ft Maka ; Nt =
A L x a"
=
205,5043 ft2 (25 ft x 0,1963 ft2 /ft)
= 41,8756
Dipilih jumlah tube maksimal dengan OD 0,75 in dan pitch 15/16 in triangular untuk passes tube 6 adalah = 42 buah Maka ; = Nt x L x a” = 42 x 25 ft x 0,1963 ft2/ft = 206,1150 ft2
A maks Sehingga ; Q maks/alat
= UD x A x LMTD = 400 Btu/jam.ft2.°F x 205,5043 ft2 x 30,0703 °F = 2479172,8980 Btu/jam
Sehingga jumlah crystallizer yang digunakan : Q aktual Q maks/alat
=
2471827,5663 Btu/jam 2479172,8980 Btu/jam
= 0,9970 = 1 buah
Maka ; Q aktual/alat =
Q aktual 1
=
2471827,5663 Btu/jam 1
= 2471827,5663Btu/jam
Data fisik fluida panas (larutan kalium hidroksida) : Data densitas (ρ) pada Tc = 140 °F atau 60 °C :
Komponen
m (kg/jam)
Xi
ρ campuran
ρ campuran
(kg/m3)
(lbm/ft3)
ρ (kg/m3)
KOH (l)
9818,7558
0,6403
1845,3385
1181,5476
73,7614
H2O
5516,1549
0,3597
955,6107
343,7448
21,4592
TOTAL
15334,9107
1
1525,2925
95,2207
Data viskositas (μ) pada Tc = 149 °F: μ
= 50,3814 cP = 121,9230 lbm/ft.jam
Data specific heat (c) pada Tc = 149 °F: c
= 0,6100 Btu/lbm.oF
Data thermal conductivity (k) pada Tc = 149 °F: k
= 0,6100 Btu/jam.ft.oF
Data fisik fluida dingin (air pendingin) : Data densitas (ρ) air pendingin diperoleh dari Perry & Green, 1995 dan viskositas (μ), specific heat (c) dan thermal conductivity (k) diperoleh dari Kern, 1965 pada tc = 101,3 °F atau 38,5 °C : ρ
µ
c
k
(lbm/ft3) (lbm/ft.jam) (Btu/lbm.oF) (Btu/jam.ft.oF) 63,366
1,6536
1
0,36029
Spesifikasi shell dan tube Tube side : Dari tabel 10 Kern, 1965 dipilih spesifikasi tube : Jumlah tube (Nt)
= 42
Panjang tube (L)
= 25 ft
OD tube
= 0,75 in
BWG
= 10
ID tube (Dt)
= 0,482 in
Thickness
= 0,134 in
Pitch (PT)
= 0,9375 in. triangular
C”
= PT – OD = 0,9375 – 0,75 = 0,1875 in
Passes
=6
= 0,0402 ft
Shell side : Dari tabel 9 Kern, 1965 berdasarkan nilai OD tube, pitch dan jumlah tube maka dipilih spesifikasi shell : ID shell
= 10 in
Baffle space (B)
= 2,5 in
Passes
=1
e. Menghitung UD koreksi A aktual
= L x Nt x a” = 25 ft x 42 x 0,1963 ft2/ft = 206,1150 ft2
UD
= =
Q A x LMTD 2471827,5663 Btu/jam 206,1150 ft2 x 25,71 °F
= 398,8149 Btu/jam.ft2.°F f. Menghitung koefisien transfer panas sisi tube (hio) Dari tabel 10 Kern, 1965 berdasarkan nilai OD dan BWG diperoleh : Flow area per tube (a’t) = 0,182 in2 = 0,001264 ft2 at
=
=
N t x a′ t n 42 x 0,001264 ft2 6
= 0,0088 ft2 Gt
=
=
W at 33807,6509 lbm/jam 0,0088 ft2
= 3821272,9418 lbm/jam.ft2 Ret
=
=
Dt x Gt μ 0,0402 ft x 3821272,9418 lbm/jam.ft2 121,9230 lbm/ft.jam
= 1258,8914 L/D
=
25 ft 0,0402 ft
= 622,4066
Dari Fig. 24 Kern, 1965 berdasarkan nilai Ret dan L/D diperoleh : jH
= 6,8 1
c x μ ( 3) ( k )
= 3,6934
hi
k
1
ɸi
= jH x ( ) x D
= 6,8 x (
c x μ ( 3) ( k )
0,6100 Btu/jam.ft.F
) x 3,6934
0,0402 ft
= 381,4374 Btu/jam.ft2.°F hio ɸi
=
hi
x
ɸi
ID OD
= 245,1371Btu/jam.ft2.°F x
0,482 in 0,75 in
= 245,1371 Btu/jam.ft2.°F µ air pada tw = 0,525 cP ϕi
=(
=(
μ μw
= 1,2705 lbm/ft.jam
0,14
)
121,9230lbm/ft.jam 0,14 1,2705 lbm/ft.jam
)
= 1,8945 hio
=
hio ɸi
x ϕi
= 245,1371 Btu/jam.ft2.°F x 1,8945 = 464,4132 Btu/jam.ft2.°F
g. Menghitung koefisien transfer panas sisi shell (ho) as
=
=
ID x C"x B 144 x PT 10 in x 0,1875 in x 2,5 in 144 x 0,9375 in
= 0,03472 ft2 Gs
=
=
W as 59818,8179 lbm/jam 0,0347 ft2
= 1722782,0072 lbm/jam.ft2 Dari Fig. 28 Kern, 1965 berdasarkan nilai OD tube dan pitch dipilih : De
= 0,55 in
Res
=
=
= 0,04583 ft
De x Gs μ 0,04583 ft x 1722782,0072 lbm/jam.ft2 1,6536 lbm/ft.jam
= 47752,09553 Dari Fig. 28 berdasarkan nilai Res diperoleh : jH = 139 1
c x μ ( 3) ( k )
= 1,6618 1
ho ɸo
= jH x (
k De
)x
c x μ ( 3) ( k )
= 139 x (
0,3602 Btu/jam.ft.F
) x 1,6618
0,04583 ft
= 1815,8339 Btu/jam.ft2.°F tw
= tc +
ho/ϕo hio/ϕi + ho/ϕo
= 101,3 °F +
x (Tc − t c )
1815,8339 245,1371 + 1815,8339
x (149 °F − 101,3 °F)
= 143,3264 °F μw ϕo
= 1,7437 cP =(
=(
= 4,2198 lbm/ft.jam
μ 0,14 μw
)
121,9230 lbm/ft.jam 0,14 4,2198 lbm/ft.jam
)
= 1,6014 ho
=
ho ɸo
x ϕo
=1815,8339 Btu/jam.ft2.°F x 1,6014 = 2907,9565 Btu/jam.ft2.°F h. Menghitung clean overall coefficient (Uc) Uc
=
=
hio x ho hio+ho 464,4132 Btu/jam.ft2 .°F x 2907,9565 Btu/jam.ft2 .°F 464,4132 Btu/jam.ft2 .°F + 2907,9565 Btu/jam.ft2 .°F
= 400,4583 Btu/jam.ft2..°F
i. Menghitung dirt factor (Rd) Rd
=
=
Uc − UD Uc x UD 400,4583 Btu/jam.ft2 .°F −398,8149 Btu/jam.ft2 .°F 400,4583 Btu/jam.ft2 .°F x 398,8149 Btu/jam.ft2 .°F
= 0,00001 < 0,001 (spesifikasi dapat diterima) Perhitungan vessel crystallizer Data spesifikasi vessel : - Tekanan operasi (Pop)
= 1 atm
= 14,696 Psi
- Bahan konstruksi
= Stainless steels type 316 (Brownell, 1959)
- Allowable stress (S)
= 17900 Psi (Tabel 13.1 Brownell, 1959)
- Tipe pengelasan
= Double Welded Butt Joint (Brownell, 1959)
- Efisiensi pengelasan (Ef)
= 80 % (Brownell, 1959)
- Corrosion allowance (Cc)
= 0,125 in (Peters & Timmerhaus, 1991)
- Waktu tinggal (t)
= 5 menit
= 0,0833 jam
Perhitungan tangki : a. Menghitung dimensi tangki (D dan H) m Volume cairan (Vl ) = ( ) x t ρ Volume cairan (Vl ) = (
15334,9107 kg/jam ) x 0,0833 jam 1525,2925 kg/m3
Volume cairan (Vl ) = 0,8378 m3 Asumsi faktor kelonggaran = 20%
Maka; Volume tangki (Vt) = 1,2 x Vl Volume tangki (Vt) = 1,2 x 0,8378 m3 Volume tangki (Vt) = 1,0054 m3 Berdasarkan volume tangki, maka dimensi tangki dapat dicari dengan persamaan : Volume tangki = Volume silinder + Volume tutup Dengan asumsi tinggi tangki (H) = 1,5 D 1 Vt = ( x π x D2 x 1,5 D) + (2 x 0,0847 D3 ) 4 Vt = 1,0054 D3 Sehingga ; 3 Vt D= √ 1,0054
3 13,4050 m3 D= √ 1,0054
D = 0,9071 m = 2,9761 ft
= 35,7129 in
H = 1,5 x D Maka ; H = 1,5 x 0,9071 m H = 1,3607 m = 4,4641 ft
= 53,5694 in
b. Menghitung tinggi cairan dalam tangki (Hl) Vl Hl = π 2 4xD Hl =
0,8378 m3 3,14 2 4 x (0,9071 m)
Hl = 1,2970 m = 4,2552 ft c. Menghitung tekanan desain (Pd) Tekanan hidrostatis (Ph ) =
ρ x (Hl − 1) 144
Tekanan hidrostatis (Ph ) =
95,2207lb/ft3 x (4,2552 ft − 1) 144
Tekanan hidrostatis (Ph ) = 2,1526 Psi Tekanan desain (Pd) = Tekanan operasi (Pop) + Tekanan hidrostatis (Ph) Tekanan desain (Pd) = 14,6960 Psi + 2,1526 Psi Tekanan desain (Pd) = 16,8486 Psi Tekanan desain (Pd) = 2,1526 Psig d. Menghitung tebal silinder (ts) dan standarisasi dimensi tangki
ts = ts =
Pd x r (S x Ef )− (0,6 x Pd )
+ Cc
(Peters & Timmerhaus, 1991)
2,1526 Psi x (35,7129 in/2) + 0,125 in (17900 Psi x 0,8) − (0,6 x 2,1526 Psi)
ts = 0,1277 in
Standarisasi ts dari tabel 5.7 Brownell & Young, 1959 : ts = 0,1277 in Berdasarkan nilai ts, maka diameter luar tangki : OD = D + (2 x ts) OD = 35,7129 in + (2 x 0,1277 in) OD = 36,0879 in Standarisasi OD dari tabel 5.7 Brownell & Young, 1959 : OD = 90 in
= 7,5 ft
= 2,8960 m
Maka diameter dalam dan tinggi tangki yang telah di standarisasi : ID = OD – (2 x ts) ID = 90 in – (2 x 0,1875 in) ID = 89,625 in = 7,4688 ft
= 2,2765 m
Dan ; H = 1,5 x OD H = 1,5 x 90 in H = 135 in
= 11,25 ft
= 3,4290 m
e. Menghitung tebal tutup (th)
th = th =
0,885 x Pd x ID (S x Ef )− (0,1 x Pd )
+ Cc
(Peters & Timmerhaus, 1991)
0,885 x 2,2765 Psi x 89,625 in + 0,125 in (17900 Psi x 0,8) − (0,1 x 2,2765 Psi)
th = 0,1369 in
Standarisasi th dari tabel 5.7 Brownell & Young, 1959 : th = 0,1875 in f. Menghitung tinggi total tangki (Ht) Dari tabel 5.7 Brownell & Young, 1959 berdasarkan nilai OD, maka dipilih : icr
= 5,5 in
r
= 90 in
Maka ; 2 ID b = r − √(r − icr)2 − ( − icr) 2
b = 90 in − √(90 in − 5,5 in)2 − (
2 90 in − 5,5 in) 2
b = 15,2018 in Dari tabel 5.6 Brownell & Young, 1959 berdasarkan nilai th, maka dipilih : Sf = 2 in Maka ; Tinggi tutup (OA) = th + b + Sf Tinggi tutup (OA) = 0,1875 in + 15,2018 in + 2 in = 22,2528 in Sehingga ; Tinggi total tangki (Ht) = H + (2 x OA) Tinggi total tangki (Ht) = 135 in + (2 x 22,2528 in) Tinggi total tangki (Ht) = 169,7785 in = 14,1482 ft
= 4,3124 m
11) Perhitungan Centrifuge (CF-01) Fungsi
: Memisahkan kristal produk kalium hidroksida dari mother liquor
Tipe
: Solid bowl helical conveyor centrifuge
Data fisik : -
Densitas (ρ) cairan ρ campuran Komponen
m (kg/jam)
Xi
ρ (kg/m3) (kg/m3)
H2O
5516,1549
0,52
1022,8753
487,0420
KOH
6068,7558
0,48
1874,8345
982,1321
TOTAL
11584,9107
1
1469,1741
Perhitungan : a. Menghitung laju alir volumetrik cairan (Ql) Ql = Ql =
m ρ 11584,9107 kg/jam 1469,1741 kg/m3
Ql = 7,8853 m3/jam Ql = 34,7178 gallon/menit Dari tabel 18-12 Perry & Green, 1999 bahwa kapasitas maksimal liquid throughput centrifuge adalah 750 gallon/menit. Maka direncanakan jumlah centrifuge adalah 1. b. Menghitung laju alir aktual setiap alat
Ql =
34,7178 gallon/menit 1
Ql = 34,7178 gallon/menit Dan ; Laju alir padatan (Fs) Laju alir padatan total = 3750 kg/jam = 3,75 ton/jam Laju alir setiap alat = 3,75 ton/jam Berdasarkan tabel 18-12 Perry & Green, 1999, maka kapasitas solid throughput centrifuge untuk setiap alat telah memenuhi standar yaitu 3-12 ton/jam. c. Spesifikasi centrifuge Dari tabel 18-12 Perry & Green, 1999 berdasarkan kapasitas liquid – solid throughput centrifuge, maka dipilih centrifuge dengan spesifikasi sebagai berikut : -
Tipe
= Solid bowl helical conveyor centrifuge
-
Diameter bowl
= 24 in
-
Kecepatan putar
= 3000 rpm
-
Daya motor
= 125 Hp
12) Perhitungan Rotary Dryer Kalium Hidroksida (RD-01) Fungsi
: Menguapkan sisa air dan mengeringkan kristal kalium hidroksida
Jenis
: Single shell direct heat rotary dryer
Data Desain : Temperatur umpan masuk
= 30 °C
= 303,15 K
Temperatur produk keluar
= 100 °C
= 373,15 K
Temperatur udara masuk
= 350 °C
= 623,15 K
Laju umpan masuk
= 4449,6821 kg/jam
Perhitungan : a. Menentukan diameter rotary dryer Mass velocity udara yang diizinkan = 0,5 - 5 kg/m2.s (Perry & Green, 1999) Dipilih velocity udara (G)
= 1 kg/m2.s
Laju udara kering masuk dryer (Gs) = 3670,2519 kg/jam = 1,0195 kg/s Luas area kontak Diameter rotary dryer D2
Gs =π xG 4
D2
1,0195 kg/s = 3,14 x 1 kg/m2 .s 4
D2
= 1,2987 m
D
= 1,1396 m = 3,7389 ft
= 1,0195 m2
= 10,9740 ft2
b. Menghitung panjang rotary dryer Dari Perry & Green, 1999 edisi 7 bahwa panjang rotary dryer secara umum adalah (4 – 10) x D Diambil L = 4, Maka ;
L
=4xD = 4 x 1,1396 m = 4,5585 m
c. Menghitung putaran rotary dryer Dari Perry & Green, 1999 edisi 7 bahwa rotary dryer beroperasi pada speed = 0,25 - 0,5 m/s Dipilih speed = 0,4 m/s, Maka ;
N
=
=
n πxD 0,4 m/s 3,14 x 1,1396 m
= 0,1118 rps = 6,7069 rpm Koreksi N x D = 6,7069 x 3,7389 = 25,0762 (memenuhi range N x D = 25 – 30) d. Menentukan waktu tinggal Hold-up mempunyai range pada kisaran 3 – 12 % volume Dipilih 6 % volume, maka :
V
= π x r2 x L = 3,14 x (
1,1396 m 2
= 4,6475 m3
2
) x 4,5585 m
Faktor keamanan sebesar 20 % V dryer
= (1 + 0,2) x 4,6475 m3 = 5,5769 m3
Diketahui bulk density kalium hidroksida (KOH) = 1300 kg/m3 (MSDS , 2017) Hold-up
= 6 % x V dryer = 6 % x 5,5769 m3 = 0,3346 m3
Maka waktu tinggal adalah : Ɵ
=
=
hold−up x ρ feed rate 0,3346 m3 x 1300 kg/m3 4973,9048 kg/jam
= 0,0250 jam = 1,4979 menit Menentukan tenaga rotary dryer Range Hp
= 0,5 D2 - D2
Diambil Hp
= 0,5 D2 = 0,5 x 1,13962 = 0,6494 Hp
e. Menentukan time of passage dryer Range slope dryer = 0 – 8 cm/m Dipilih = 8 cm/m = 0,08 m/m
(Perry & Green, 1999)
Konstanta material yang di handle (B) = 5 (Dp)-0,5 Diameter partikel (Dp) = 1,87 mm B
= 5 x (1,87 mm)-0,5
B
= 3,6564 mm Jumlah material masuk
Feed rate umpan (F) =
=
π xD 4
4449,6821 kg/jam 3,14 x 1,1396 m 4
= 4973,9048 kg/m.jam = 1,3816 kg/m.s Time of passage dari dryer dapat dihitung dengan persamaan : ɸ
=
=
0,23 x L S x (N)0,9
xD
+
0,6 x B x G x L F
0,23 x 4,5585 m 0,08 x (0,1118 rps)0,9 x 1,1396 m
+
0,6 x 3,6564 mm x 1 kg/m2 .s x 4,5585 m 1,3816 kg/m.s
= 89,8736 s = 1,4979 menit f. Menentukan overall heat transfer area Va
=
10 x G0,16 D 0,16
=
10 x (1 kg/m2 .s ) 1,1396 m
= 8,7748 kg/m3.s g. Menentukan jumlah flight Range jumlah flight untuk rotary dryer = 0,6 D – D (Perry & Green, 1999)
Dipilih = 0,6 D Sehingga jumlah flight
= 0,6 x 1,1396 = 0,68 ≈ 1 buah (tiap 1 circle) 1,1396 m
Panjang flight
=
Total circle
=
Total jumlah flight
= total circle x jumlah flight tiap 1 circle
1 L drum L flight
= 1,1396 m
=
4,5585 m 1,1396 m
= 4 buah
=4x1 = 4 buah h. Menentukan kemiringan rotary dryer Range slope dryer = 0 – 8 cm/m Dipilih = 8 cm/m = 0,08 m/m Panjang drum = 4,5585 m Slope aktual
= 0,08 x 4,5585 m = 0,3647 m
Tg α = 0,3647 Sudut rotary dryer, α = 0,382°
(Perry & Green, 1999)
LAMPIRAN I D ANALISA EKONOMI
Dalam rencana Perancangan Pabrik Kalium Hidroksida digunakan ketentuan sebagai berikut : 1. Pabrik didirikan tahun 2017 2. Pabrik beroperasi selama 300 hari/tahun 3. Kapasitas pabrik 30.000 Ton/tahun 4. Harga alat disesuaikan dengan harga nilai tukar dolar terhadap rupiah adalah US$ 1 = Rp 13.374,- (5 Juli 2017) 5. Indeks harga yang digunakan tahun 2002 dan 2014 berdasarkan CEPCI (Chemical Engineering Plant Cost Index) dan untuk indeks harga 2017 menggunakan regresi linier 6. Basis perhitungan mengikuti Chemical Engineering Cost Estimation, Robert S.Aries dan Robert D.Nweton tahun 1995
D.1
Penentuan Harga Peralatan Proses Harga peralatan yang diimpor ditentukan dengan persamaan sebagai
berikut: 𝐶𝑥 = 𝐶𝑘 × dimana:
𝐼𝑥 𝐼𝑘
Cx
= tafsiran harga alat saat ini
Ck
= tafsiran harga alat pada tahun k
Ix
= indeks harga saat ini
... (D.1)
Ik
= indeks harga pada tahun k
Beberapa lembaga resmi, setiap tahunnya mengumumkan indeks harga menurut versinya. Salah satunya CEPCI dapat dilihat pada tabel D.1 Chemical Engineering Plant Cost Index sehingga dapat menafsirkan indeks harga pada beberapa tahun berikutnya menggunakan fungsi yang nilai Regresinya mendekati 1 yaitu fungsi polinominal orde 3 dimana y merupakan indeks harga pada tahun yang dimaksud seperti yang terlihat pada persamaan dibawah ini. 𝑦 = 𝐴𝑥 + 𝐵
...(D.2)
Tabel D.1 Chemical Engineering Plant Cost Index Tahun Indeks 2001 2002 2003 2004 2005 2006 2007 2008 2009 2010 2011
394,3 395,6 402 444,2 468,2 499,6 525,4 575,4 521,9 550,8 585,7
CEPCI y = 20,519x + 364,44 R² = 0,9111
800 700 600
index
500 400 300 200 100 0 0
2
4
6
8
10
12
14
16
Tahun
Gambar D.1 Grafik CEPCI Indeks harga untuk tahun 2017: Data ke-17 = 2017 𝑦 = 20,519 𝑋 + 364,44 𝑦 = 20,519 (17) + 364,44 𝑦 = 713,263 Jadi, indeks harga untuk tahun 2017 ialah 713,263
Untuk menentukan harga alat sesuai spesifikasi alat yang dinginkan terlebih dahulu ditentukan harga alat yang digunakan pada tahun yang sesuai dengan Matche,2014 atau MHHE,2002 menggunakan persamaan Six tenths factor. Persamaannya ialah sebagai berikut:
Six tenths factor 𝐶
𝐸𝑏 = 𝐸𝑎 × (𝐶𝑏)0,6
... (D.3)
𝑎
dimana
: Ea = Harga alat A Eb = Harga alat B Ca = Kapasitas/spesifikasi alat A Cb = Kapasitas/spesifikasi alat B
Perhitungan untuk Pompa Kalium Hidroksida (P - 04) 𝐸𝑏 = 𝐸𝑎 × (
𝐸𝑏 = 𝑈𝑆$ 44258 × (
𝐶𝑏 0,6 ) 𝐶𝑎
0,001328248 m3 /𝑠 0,6 ) 1 m3 /𝑠
𝐸𝑏 = 𝑈𝑆$ 831,69
𝐶2017 = 𝐶2012 ×
𝐼2017 𝐼2012
𝐶2017 = 𝑈𝑆$ 831,69 ×
713,263 576,1
𝐶2017 = 𝑈𝑆$ 1.499,52 𝐶2017 = 𝑈𝑆$ 1.499,52 × 𝑅𝑝 13.374,𝐶2017 = 𝑅𝑝 20.054.597,83,Jadi harga untuk Pompa Kalium Hidroksida (P - 04) ialah 𝑅𝑝 20.054.597,83,dengan cara yang sama diperoleh perkiraan harga alat untuk semua peralatan yang digunakan untuk pabrik ini yang dapat dilihat pada tabel dibawah ini.
Tabel D.2 Perincian Harga Peralatan Proses Pabrik Kalium Hidroksida No
Nama Alat
. 1.
Reaktor
Kode
Harga/Unit (US$)
Jml
Alat
Index
Unit
2017
Harga Total (Rp)
RE – 01 **348.110,90 430.992,23
Elektrolisis 2.
Belt Conveyor 1
BC – 01
3.
Belt Conveyor 2
BC – 02
4.
Bucket Elevtor
BE – 01
5.
Centrifuge
CF – 01
6.
Crystalizer
CR – 01
7.
Mixer Tank
MT – 01
8.
Pompa 1
P – 01
9.
Pompa 2
P - 02
10. Pompa 3
P - 03
11. Pompa 4
P - 04
12. Pompa 5
P - 05
13. Pompa 6
P - 06
14. Pompa 7
P - 07
15. Heater 1
H - 01
16. Heater 2
H - 02
17. Rotary Drier
RD - 01
18. Screw Conveyor SC - 01
15.342,74
27.662,80
*15.342,74
27.662,80
*6.036,28
10.883,35
**287.144,40 355.510,29 **60.801,99
75.278,26
*2.220,14
4.002,89
*1.746,69
3.149,26
*793,52
1.430,71
*1.678,98
3.027,18
*831,69
1.499,52
*1.298,99
2.342,07
*1.277,47
2.303,26
*1.069,13
1.927,63
**45.468,25
56.293,73
**30.202,98
37.393,98
**67.077,85
83.048,34
*4.654,19
8.391,45
15
1 1 1 1 1 1 2 1 2 1 1 1 1 1 1 1 1
86.461.350.963,71
369.962.344,93 369.962.344,93 145.553.909,51 4.754.594.634,74 1.006.771.467,00 53.534.595,34 84.236.474,41 19.134.287,13 80.970.964,89 20.054.597,83 31.322.893,80 30.803.774,19 25.780.098,68 752.872.357,88 500.107.031,58 1.110.688.463,47 112.227.287,73
19. Hoper
HO - 01
20. Evaporator
E - 01
**69.030,69
85.466,13
**295.921,82 366.377,51
1
1.143.023.993,41
1
4.899.932.876,76
TOTAL
101.972.885.361,89
Keterangan : *index 2002 ; **index2014
D.2
Penentuan Modal (Total Capital Invesment) Total Capital Invesment (TCI) adalah total modal yang diperlukan untuk
mendirikan pabrik. Untuk menghitung modal tetap, modal kerja, dan total modal beserta komponen biaya lainnya, ada suatu pedoman yang bisa digunakan dengan cara mengalikan harga peralatan dengan suatu faktor yaitu sebagai berikut. Tabel D.3 Biaya Peralatan Instalasi Material, %
Labor, %
Total, %
Pondasi
4
3
7
Platform dan support
7
4
11
Peralatan ereksi
-
25
25
11
32
43
Total
Tabel D.4 Biaya Sistem Perpipaan Fase Aliran
%PEC
Solid
14
Solid-Fluid
26
Fluid
86
Tabel D.5 Biaya Instrumentasi Kelengkapan Control
%PEC
Sedikit atau tidak ada
5
Sebagian spesifik
15
Lengkap sampai berleebih
30
Tabel D.6 Biaya Bangunan Total Harga Alat
Outdoor
Indoor
Total %PEC
< $ 250,000
50%
80%
110
$ 250,000 - $ 1,000,000
40%
65%
105
> $ 1,000,000
30%
50%
80
Tabel D.7 Biaya Utilitas Service
%PEC
Sedikit
25
Rata-rata
40
Lengkap
75
Tabel D.8 Biaya Lain-Lain Komponen
%PEC
Insulasi
8
Listrik
10 – 15
Perluasan Tanah
10 – 15
Tabel D.9 Biaya Teknik dan Konstruksi Total Harga PPC
%PPC
< $ 1,000,000
30
$ 1,000,000 - $ 5,000,000
25
>$ 5,000,000
20
Tabel D.10 Biaya Tak Terduga Level
%DPC
Low
10
Rata-rata
15
Tinggi
25
Tabel D.11 Biaya Kontraktor Komponen Kontraktor
%DPC 4 - 10
Tabel D.12 Biaya Tetap Variabel
%
FCI
100
WCI
15
TCI
115
D.2.1 Fixed Capital Investment (FCI) Tabel D.13 Perhitungan Physical Plant Cost (PPC) No.
Komponen
1.
Harga peralatan (PEC) + transportasi
2.
Peralatan Instalasi, 43% dari PEC
3.
Sistem Perpipaan, 36% dari PEC
4.
Instrumentasi, 30% dari PEC
5.
Biaya Insulasi, 8% dari PEC
6.
Perlistrikan, 15% dari PEC
7.
Bangunan, 80% dari PEC
8.
Perluasan Tanah, 15% dari PEC
9.
Utilitas, 75% dari PEC TOTAL PPC
Biaya (Rp) 127.466.106.702,37 54.810.425.882,02 45.887.798.412,85 38.239.832.010,71 10.197.288.536,19 19.119.916.005,35 101.972.885.361,89 19.119.916.005,35 95.599.580.026,77 512.413.748.943,51
Tabel D.14 Perhitungan Direct Plant Cost (DPC) No. 1.
Komponen
Biaya (Rp)
Physical Plant Cost (PPC) 512.413.748.943,51
2.
Engineering & Konstruksi, 20% dari PPC 102.482.749.789 TOTAL DPC
614.896.498.732
Tabel D.15 Perhitungan Fixed Capital Investment (FCI) No.
Komponen
Biaya (Rp)
1.
Direct Plant Cost (DPC)
2.
Ongkos Kontraktor, 10% dari DPC
3.
Biaya Tak Terduga, 25% dari DPC
614.896.498.732 61.489.649.873,22 92.234.474.809,83
TOTAL FCI
768.620.623.415
Tabel D.16 Perhitungan Total Capital Investment (TCI) No.
Komponen
Biaya (Rp)
1.
Fixed Capital Investment (FCI)
768.620.623.415
2.
Working Capital Investment (WCI), 15% dari FCI
115.293.093.512
TOTAL FCI
883.913.716.928
D.3
Penentuan Total Biaya Produksi Total biaya produksi atau Total Production Cost (TPC) adalah biaya yang
digunakan untuk operasi pabrik dan biaya pengangkutan produk. Berikut adalah tabel yang digunakan untuk menentukan TPC.
Tabel D.17 Biaya Pengawasan Variabel
%Gaji Karyawan
Simpel
10
Kompleks
25
Tabel D.18 Biaya Pemeliharaan Variabel
%
Gaji Karyawan
50
Bahan Baku
50
TOTAL
100
Tabel D.19 Biaya Lain-lain Komponen Tempat Persediaan Royalti & Paten
% 15%pemeliharaan 5%penjualan
Tabel D.20 Indirect Manufacturing Cost Komponen
%Gaji Karyawan
Payroll Overhead
15 – 20
Laboratorium
10 – 20
Plant Overhead
50 – 100
Tabel D.21 Fixed Manufacturing Cost Komponen
%FCI
Depresiasi
8 – 10
Pajak
1–2
Insuransi
1
Tabel D.21 General Expenses Komponen
%MC
Administrasi
3–6
Penjualan
5 – 22
Penelitian
3,5 – 8
Keuangan
2
D.3.1 Biaya Pembelian Bahan Baku Tabel D.22 Pembelian Bahan Baku pertahun Harga/Kg
Kebutuhan No.
1.
Harga/tahun
Bahan
Kalium Klorida
(kg/jam)
US$
Rp
5784,7447
0,200
2.675
TOTAL
(Rp) 111.405.853.603 111.405.853.603
D.3.2 Biaya Penjualan Produk Tabel D.23 Penjualan Produk pertahun Hasil No.
Harga/Kg
Harga/tahun
Bahan (kg/jam)
US$
Rp
(Rp)
4166,666667
1,300
17.386
521.586.000.000,0
2632,477871
1,900
25.411
481.628.463.770,5
Kalium 1. Hiroksidaa 2.
Khlorin
TOTAL
1.003.214.463.770
D.3.3 Gaji Karyawan Tabel D.24 Gaji Karyawan pertahun No.
Jabatan
Jml
1.
Direktur Utama
1
2.
Sekertaris
5
3.
Manager Teknik
1
4.
Manager Produksi
1
5.
Manager SDM & Keuangan
1
6.
Manager Pemasaran
1
7.
Kabag. Proses
1
8.
Kabag. Utilitas
1
9.
Kabag. Litbang
1
10.
Kabag. Laboratorium
1
11.
Kabag. Pemeliharaan Pabrik
1
12.
Kabag. Instrumen
1
13.
Kabag. Keuangan
1
14.
Kabag. Administrasi
1
15.
Kabag. SDM
1
16.
Kabag. Humas
1
17.
Kabag. Keamanan
1
18.
Kabag. Pemasaran
1
19.
Kabag. Logistik
1
Gaji/bulan (Rp)
Total Gaji/Bulan (Rp)
Total Gaji/tahun (Rp)
60.000.000
60.000.000
720.000.000
6.000.000
30.000.000
360.000.000
35.000.000
35.000.000
420.000.000
35.000.000
35.000.000
420.000.000
35.000.000
35.000.000
420.000.000
35.000.000
35.000.000
420.000.000
20.000.000
20.000.000
240.000.000
20.000.000
20.000.000
240.000.000
20.000.000
20.000.000
20.000.000
20.000.000
240.000.000
20.000.000
20.000.000
240.000.000
20.000.000
20.000.000
240.000.000
20.000.000
20.000.000
240.000.000
20.000.000
20.000.000
240.000.000
20.000.000
20.000.000
240.000.000
20.000.000
20.000.000
240.000.000
20.000.000
20.000.000
240.000.000
20.000.000
20.000.000
240.000.000
20.000.000
20.000.000
240.000.000
240.000.000
20.
Kabag. K3LH
1
21.
Supervisior
5
22.
karyawan proses
50
23.
Karyawan Utilitas
26
24.
Karyawan control
26
25.
Karyawan Laboratorium
5
26.
Karyawan Pergudangan
5
27.
Karyawan Litbang
8
28.
Karyawan Bengkel
5
29.
Karyawan UPL
3
30.
Karyawan Instrumentasi
5
31. Karyawan Pemeliharan Pabrik
3
32.
Karyawan K3LH
4
33.
Karyawan Keuangan
4
34.
Karyawan Administrasi
5
35.
Karyawan SDM
6
36.
Karyawan Humas
4
37.
Karyawan Pemasaran
5
38.
Karyawan Logistik
4
39. Petugas Pemadam Kebakaran
6
40.
Petugas Keamanan
3
41.
Petugas Perpustakaan
2
20.000.000
20.000.000
240.000.000
15.000.000
75.000.000
900.000.000
12.000.000
600.000.000
7.200.000.000
8.000.000
208.000.000
2.496.000.000
9.000.000
234.000.000
2.808.000.000
7.000.000
35.000.000
420.000.000
6.000.000
30.000.000
360.000.000
5.000.000
40.000.000
480.000.000
7.000.000
35.000.000
420.000.000
6.000.000
18.000.000
216.000.000
6.000.000
30.000.000
360.000.000
6.000.000
18.000.000
216.000.000
6.000.000
24.000.000
288.000.000
6.000.000
24.000.000
288.000.000
6.000.000
30.000.000
360.000.000
6.000.000
36.000.000
432.000.000
6.000.000
24.000.000
288.000.000
6.000.000
30.000.000
360.000.000
6.000.000
24.000.000
288.000.000
3.500.000
21.000.000
252.000.000
3.500.000
10.500.000
126.000.000
10.000.000
20.000.000
240.000.000
42.
Dokter
2
43.
Perawat
4
44.
Petugas Kebersihan
6
45.
Supir
4
46.
Buruh
4
4.500.000
18.000.000
216.000.000
3.500.000
21.000.000
252.000.000
4.500.000
18.000.000
216.000.000
3.500.000
14.000.000
168.000.000
3.500.000
14.000.000
168.000.000
TOTAL
25.938.000.000
D.3.4 Biaya Produksi Langsung (Direct Manafacturing Cost) Tabel D.25 Perhitungan Direct Manufacturing Cost (DMC) Biaya No.
Komponen (Rp)
1.
Bahan Baku pertahun 111.405.853.603
2.
Gaji Karyawan pertahun 25.938.000.000
3.
Utilitas pertahun 100.321.446.377
4.
Pengawasan, 25% dari gaji karyawan 6.484.500.000 Pemeliharaan, 50% dari gaji karyawan +
5. 50% dari bahan baku 6.
68.671.926.801,29
Tempat Persediaan, 15% dari pemeliharaan 10.300.789.020
7.
Royalti & Paten, 5% dari penjualan produk 10.032.144.638 TOTAL DMC
333.154.660.439
D.3.5 Biaya Produksi Tidak Langsung (Indirect Manafacturing Cost) Tabel D.26 Perhitungan Indirect Manufacturing Cost (IMC) Biaya No.
Komponen (Rp)
1.
Payroll Overhead, 20% dari gaji karyawan
5.187.600.000
2.
Laboratorium, 20% dari gaji karyawan
5.187.600.000
3.
Plant Overhead, 100% dari gaji karyawan
4.
Pengemasan, ($ 2.114/drum/200 L)
5.
Shipping, ($ 5/Ton/1000 miles) TOTAL IMC
25.938.000.000 105.922.080.000 26.748.000.000 168.983.280.000
D.3.6 Biaya Produksi Tetap (Fixed Manafacturing Cost) Tabel D.27 Perhitungan Fixed Manufacturing Cost (FMC) Biaya No.
Komponen (Rp)
1.
Depresiasi, 10% dari FCI
76.862.062.342
2.
Pajak, 2% dari FCI
15.372.412.468
3.
Asuransi, 1% dari FCI TOTAL FMC
7.686.206.234
99.920.681.044
D.3.7 Biaya Produksi (Manufacturing Cost) Tabel D.28 Perhitungan Manufacturing Cost (MC) Biaya No.
Komponen (Rp)
1.
Direct Manufacturing Cost (DMC)
2.
Indirect Manufacturing Cost (IMC)
3.
Fixed Manufacturing Cost (FMC)
TOTAL GE
333.154.660.439 168.983.280.000 99.920.661.044
830.840.897.646
D.3.8 Biaya Umum (General Expenses) Tabel D.29 Perhitungan General Expenses (GE) Biaya No.
Komponen (Rp)
1.
Administrasi, 6% dari MC
2.
Penjualan, 22% dari MC
3.
Penelitian, 8% dari MC
4.
Keuangan, 2% dari MC
36.123.517.289 132.452.896.726 48.164.689.719 12.041.172.430
TOTAL GE
228.782.276.163
D.3.9 Total Biaya (Total Cost) Tabel D.30 Perhitungan General Expenses (GE) Biaya No.
Komponen (Rp)
1.
Manufacturing Cost (MC) 602.058.621.483
2.
General Expenses (GE) 228.782.276.163 TOTAL GE
D.4
830.840.897.646
Evaluasi Ekonomi dengan Metode Linier
Laba untuk kapasitas pabrik 100%: PPh
= 30%
Laba Kotor
= Total penjualan – Biaya Total = 1.003.214.463.770 – 830.840.897.646 = Rp 172.373.566.124,-
Laba Bersih
= Laba kotor - (Laba kotor x PPh) = 172.373.566.124 – (172.373.566.124 x 0,3) = Rp 120.661.496.286,94 ,-
D.4.1 Laju Pengembalian Modal (Rate On Investment / ROI) Sebelum pajak: ROI
= (Laba kotor / FCI) x 100% 172.373.566.124
= 768.588.295.061 x 100% = 22,43%
(resiko rendah)
Sesudah pajak: ROI
= (Laba bersih / FCI) x 100% =
120.661.496.286,94 768.588.295.061
= 15,70%
x 100%
(resiko rendah)
D.4.2 Waktu Pengembalian Modal (Pay Out Time / POT) Sebelum pajak: POT
= FCI / (depresiasi + laba kotor) 768.588.295.061
= 76.858.829.506 + 172.373.566.124 = 3,08 Tahun
(resiko rendah)
Sesudah pajak: POT
= FCI / (depresiasi + laba bersih) 768.588.295.061
= 76.858.829.506 + 120.661.496.286,94 = 3,89 Tahun
(resiko rendah)
D.4.3 Titik Impas dan Titik Mati (Break-even Point dan Shut Down Point) Menentukan Break-even Point (BEP) atau titik impas menggunakan persamaan sebagai berikut. 𝐵𝐸𝑃 = dimana :
𝐹𝑎+0,3.𝑅𝑎 𝑆−0,7.𝑅𝑎−𝑉𝑎
S = Total Harga Penjualan Fa = Biaya Variabel Tetap
× 100%
... (D.4)
Ra = Biaya Variabel Reguler Va = Biaya Variabel Berubah sedangkan untuk menentukan kapan pabrik hari berhenti bekerja atau Shut Down Point (SDP) menggunakan persamaan dibawah ini. 0,3.𝑅𝑎
𝑆𝐷𝑃 =
𝑆−0,7.𝑅𝑎−𝑉𝑎
× 100%
...
(D.5) dimana :
S = Total Harga Penjualan Ra = Biaya Variabel Reguler Va = Biaya Variabel Berubah
Tabel D.31 Data BEP dan SDP a.
Biaya Variabel Tetap (Fa) Depresiasi 76.862.062.342 Pajak 15.372.412.468 Asuransi 7.686.206.234 TOTAL
b.
99.920.681.044
Biaya Varibel Reguler (Ra) Gaji Karyawan
25.938.000.000
Payroll Overhead
5.187.600.000
Pengawasan
6.484.500.000
Laboratorium
5.187.600.000
Biaya Umum (GE) Pemeliharaan
228.780.679.143 68.671.926801,29
Tempat Persediaan
25.938.000.000 TOTAL
c.
5.164.953.119.964
Biaya Variabel Berubah (Va) Bahan Baku
11.405.853.603
Utilitas
100.321.446.377
Royalti & Paten Pengemasan
10.032.144.638 105.922.080.000
Pengiriman
26.748.000.000 TOTAL
d.
354.429.524.617
Total Harga Penjualan (S) 1.003.214.463.770
a. Break-even Point (BEP) 𝐵𝐸𝑃 =
𝐵𝐸𝑃 =
𝐹𝑎 + 0,3. 𝑅𝑎 × 100% 𝑆 − 0,7. 𝑅𝑎 − 𝑉𝑎
99.920.681.044 + (0,3 x 5.164.953.119.964) × 100% 1.003.214.463.770 − (0,7 x 5.164.953.119.964) − 354.429.524.617
BEP = 50,84%
b. 𝑆𝐷𝑃 =
𝑆𝐷𝑃 =
Shut Down Point (SDP) 0,3. 𝑅𝑎 × 100% 𝑆 − 0,7. 𝑅𝑎 − 𝑉𝑎 (0,3𝑥 5.164.953.119.964)
1.003.214.463.770 − (0,7𝑥 5.164.953.119.964) − 354.429.524.617
𝑆𝐷𝑃 = 26,07 %
× 100%
1.200.000.000.000 1.000.000.000.000 800.000.000.000 600.000.000.000 400.000.000.000 200.000.000.000 0 0 Fa
20 Va
40 Ra
60
80
S
100 BEP
SDP
Gambar D.2 Grafik BEP
D.5
Discounter Cash Flow (DCF) Discounted Cash Flow adalah interest rate yang diperoleh ketika seluruh
modal yang ada digunakan semuanya untuk proses produksi. DCF dari suatu pabrik dinilai menguntungkan jika melebihi satu setengah kali bunga pinjaman bank. DCF(i) dapat dihitung dengan metode Present Value Analysis. Present Value Analysis : (𝐹𝐶 + 𝑊𝐶) =
𝐶 1+𝑖
+
𝐶 (1+𝑖)2
𝐶
𝐶
𝑊𝐶
𝑆𝑉
+ (1+𝑖)3 + ⋯ + (1+𝑖)𝑛 + (1+𝑖)𝑛 + (1+𝑖)𝑛
... (D.6)
Future Value Analysis : (𝐹𝐶𝐼 + 𝑊𝐶)(1 + 𝑖)𝑛 = 𝑊𝐶 + 𝑆𝑉 + 𝐶{(1 + 𝑖)𝑛−1 + (1 + 𝑖)𝑛−2 + ⋯ + (1 + 𝑖) + 1}
... (D.7) dimana :
FC
= Fixed Cost
WC
= Working Cost
FCI
= Fixed Cost Investment
SV
= Salvage Value
C
= Annual Cost
n
= Umur Pabrik
(Peter & Timmerhaus, 2003) (𝐹𝐶𝐼 + 𝑊𝐶)(1 + 𝑖)𝑛 = 𝑊𝐶 + 𝑆𝑉 + 𝐶{(1 + 𝑖)𝑛−1 + (1 + 𝑖)𝑛−2 + ⋯ + (1 + 𝑖) + 1} (𝐹𝐶𝐼 + 𝑊𝐶) =
𝑊𝐶 + 𝑆𝑉 + 𝐶{(1 + 𝑖)𝑛−1 + (1 + 𝑖)𝑛−2 + ⋯ + (1 + 𝑖) + 1} (1 + 𝑖)𝑛
Dimana, FCI = Rp 76.858.829.506,WC = Rp 115.288.244.259,SV
=0
C
= Laba setelah pajak + Depresiasi + Keuangan = Rp 209.565.473.963,70,-
n
= 10 tahun
883.876.539.321 =
i
= 0,2043 = 20,43%
115.288.244.259 + 0 + 209.565.473.963,70{(1 + 𝑖)10−1 + (1 + 𝑖)10−2 + ⋯ + (1 + 𝑖) + 1} (1 + 𝑖)10
LAMPIRAN II DATA PENDUKUNG 1.
Kapasitas Panas Gas
Sumber : Carl L. Yaws, “Chemical Properties Handbook”, 1999
Gambar 1. Tabel Kapasitas Panas Gas
2.
Kapasitas Panas Cair
Sumber : Carl L. Yaws, “Chemical Properties Handbook”, 1999
Gambar 2. Tabel Kapasitas Panas Cair
3.
Kapasitas Panas Padat
Sumber : Carl L. Yaws, “Chemical Properties Handbook”, 1999
Gambar 3. Tabel Kapasitas Panas Padat
4.
Densitas Cairan
Sumber : Carl L. Yaws, “Chemical Properties Handbook”, 1999
Gambar 4. Tabel Densitas cairan
5.
Viskositas Gas
Sumber : Carl L. Yaws, “Chemical Properties Handbook”, 1999
Gambar 5. Tabel Viskositas Gas
6.
Viskositas Cairan
Sumber : Carl L. Yaws, “Chemical Properties Handbook”, 1999
Gambar 6. Tabel Viskositas Cairan
7.
Konduktivitas Panas Gas
Sumber : Carl L. Yaws, “Chemical Properties Handbook”, 1999
Gambar 7. Tabel Konduktivitas Panas Gas
8.
Konduktivitas Panas Cairan dan Padatan
Sumber : Carl L. Yaws, “Chemical Properties Handbook”, 1999
Gambar 8. Tabel Konduktivitas Panas Cairan dan Padatan
9.
Temperature Difference Factor (FT)
Sumber : Kern, 1950
Gambar 9. Standar Pemilihan FT
10.
jH pada Tube-side
Sumber : Kern, 1950
Gambar 10. jH pada Tube
11.
Faktor Koreksi
Sumber : Sumber : Kern, 1950
Gambar 11. Hi dan Faktor Koreksi
12. Chlorine
Sumber : Patnaik, 2003
Gambar 12. Data entalpi chlorine
13. Hydrogen
Sumber : Patnaik, 2003
Gambar 13. Data entalpi Hidrogen
14. Potassium Hydroxide/ Kalium Hidroksida
Sumber : Patnaik, 2003
Gambar 14. Data entalpi Potassium Hydroxide/Kalium Hidroksida
15. Potassium Chloride / Kalium Klorida
Sumber : Patnaik, 2003
Gambar 15. Data entalpi Potassium Chloride / Kalium Klorida
16. Water/Air
Sumber : Patnaik, 2003
Gambar 16. Data entalpi Water/Air
17. Kelarutan
Sumber : Perry, 1999
Gambar 17. Kelarutan
18. Kelarutan Hydrogen
Sumber : Perry, 1999
Gambar 18. Kelarutan Hydrogen
19. Kelarutan 2
Sumber : Perry, 1999
Gambar 19.Kelarutan 2 20. jH pada Shell-side
Sumber : Sumber : Kern, 1950
Gambar 20. jH pada Shell
21.
Jenis Pemanas atau Pendingin pada Overall Ud
Sumber : Sumber : Kern, 1950
Gambar 21. Standar Pemilihan Media Pemanas dan Pendingin
22.
Jenis Tube (Triangular Pitch)
Sumber : Sumber : Kern, 1950
Gambar 22. Tabel Jenis Tube (Triangular Pitch)
23.
Luas Area Tube Berdasarkan OD Tube dan BWG
Sumber : Sumber : Kern, 1950
Gambar 23. Luas Area Tube
24.
Allowable Stresses
Sumber : Brownell & Young, 1959
Gambar 24. Allowable Stresses
25.
Dimensions of Flanged and Standard Dished Heads
Sumber : Brownell & Young, 1959
Gambar 25. Dimensions of Flanged and Standard Dished Heads
26. Dimensions of Flanged and Standard Dished Heads
Sumber : Brownell & Young, 1959
Gambar 26. Dimensions of Flanged and Standard Dished Heads
27.
Dimensions of Flanged and Standard Dished Heads
Sumber : Brownell & Young, 1959
Gambar 27. Dimensions of Flanged and Standard Dished Head
28.
Dimensions of Flanged and Standard Dished Heads
Sumber : Brownell & Young, 1959
Gambar 28. Dimensions of Flanged and Standard Dished Heads
29. Typical Stanard Straight Flange For ASME Code Flanged and Dished Heads
Sumber : Brownell & Young, 1959
Gambar 29. Dimensions of Flanged and Standard Dished Heads
30. Standar dimensi tangki
Sumber : Brownell & Young, 1959
Gambar 30. Standar dimensi tangki
31. Effisiensi pengelasan
Sumber : Brownell & Young, 1959
Gambar 31. Data effisiensi pengelasan berdasarkan tipe pengelasan
32. Spesifikasi bucket elevator
Sumber : Perry, 1999
Gambar 32. Spesifikasi bucket elevator
33. Spesifikasi belt conveyor
Sumber : Perry, 1999
Gambar 33. Spesifikasi belt conveyor
34. Spesifikasi Centrifuge
Sumber : Perry, 1999
Gambar 34. Spesifikasi Centrifuge
35. Standar desian pengaduk
Sumber : GG Brown, 1959
Gambar 35. Standar desian pengaduk
36. Spesifikasi screw conveyor
Sumber : GG.Brown, 1959
Gambar 36. Spesifikasi screw conveyor
37. Spesifikasi Reaktor Elektrolisis
Sumber :Kirk Othmer, (1987)
Gambar 37. Spesifikasi Reaktor Elektrolisis
38. Standar Produk Kalium Klorida
Sumber:(Indian Standard, 1996)
Gambar 38. Standar produk kalium hidroksida
39. Penguraian Voltasi
Sumber :Kirk Othmer, (1987)
Gambar 39. Penguraian Voltasi
40. Nilai Efisiensi Elektroda
Sumber :Kirk Othmer, (1987)
Gambar 40. Nilai Efisiensi Elektroda
41. Kemurnian gas dalam proses Elektrolisis
Sumber :Kirk Othmer, (1987)
Gambar 41. K emurnian gas dalam proses Elektrolisis
42. Caustic Potash
Sumber : ICIS, 2006
Gambar 42. Caustic Potash
43. Spesifikasi gas klorin
Sumber : Guaranteed Spesification Matheson , 2017
Gambar 43. Spesifikasi gas klorin
44. Gambar Alat Centrifuge
Sumber : Perry, 1999
Gambar 44. Alat Centrifuge
45. Gambar Alat Elektrolisis
Sumber : Perry, 1999
Gambar 45. Alat Elektrolisis
46. Data Reaktor Elektrolisis
Sumber : (US Patent 4233122), 1980
Gambar 46. Data Reaktor Elektrolisis
Udara Kering Air pendingin Saturated Steam
Nama Alat
o
Air Proses 30 C
Gas Cl2 To Utility
V - 01 1 30 9
1 90
13
1 90
1 30 5
14
BE - 01
Gas H2 To Utility
21
CF-01
1 30 24
1 90
16
MT - 01
1
1 100
1 30
19
1 100
1 30
4
CR-01
1 30 27
1 30 29
E-01
-
3
20
+
1 90
BC - 01 P-03
12
1 90
1 45,75
17
18
P-04
6
1 90 8 11
5
P-01
SC - 01 1 30 26
P-07
HO - 01
7 90
1 81,23
15
P-06
P-05
1 30 23
1 30 25
1 90
RE - 01 1 81,23
RD-01 1 100 28
1 30
1 30
G-01
1 100
22
1 30 2
H-02
= Belt Conveyor Padatan KCl
BC-02
= Belt Conveyor Padatan KOH
BE-01
= Bucket Elevator Padatan KCl
C-01
= Compresor gas Cl2
CR-01
= Crystallizer Larutan KOH
CF-01
= Centrifuge
E-01
= Evaporator Larutan KOH
G-01
= Hooper padatan KCl
G-02
= Hooper padatan KOH
H-01
= Heater Larutan KCl
H-02
= Heater H2O
HE-01
= Heat Exanger H2O dan Gas Cl2
HO-01
= Hopper KOH
MT-01
= Mixing Tank Larutan KCl
P-01
= Pompa Larutan KCl
P-02
= Pompa H2O
P-03
= Pompa
P-04
= Pompa Larutan KOH
P-05
= Pompa Larutan KOH
P-06
= Pompa Larutan KOH
P-07
= Pompa Larutan KOH
RD-01
= Rotary drier Kristal KOH
RE-01
= Reaktor Elektrolisis
SC-01
= Screw Conveyor Padatan KOH
V-01
= Valve H2O
1 30 30
H - 01
BC-01
= Tekanan
= Teperature PENGEMASAN
1 30 31
1 30 10
= Nomor Aliran
1 30 32
G - 02
Temperatur = Celcius (°C) Tekanan
= Atmosfer (atm)
BC - 02 P-02 Air pendingin Bekas
Diagram Alir Proses
Komponen H2 Cl2 H2O KOH (l) KCl (l) KOH (s) KCl (s) TOTAL
Komponen H2 Cl2 H2O KOH (l) KCl (l) KOH (s) KCl (s) TOTAL Komponen H2 Cl2 H2O KOH (l) KCl (l) KOH (s) KCl (s) TOTAL
Komponen H2 Cl2 H2O KOH (l) KCl (l) KOH (s) KCl (s) TOTAL
Aliran 1 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 5790,5353 1002,1443 5790,5353 1002,1443
Aliran 2 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 5790,5353 1002,1443 5790,5353 1002,1443
Aliran 3 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 5790,5353 1002,1443 5790,5353 1002,1443
Aliran 4 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 5536,0007 74,2589 5536,0007 74,2589
Aliran 5 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 0,0000 0,0000
Aliran 6 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 14895,7384 826,6226 5784,7447 77,5955 20680,4831 904,2181
Aliran 7 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 14895,7384 826,6226 5784,7447 77,5955 20680,4831 904,2181
Aliran 8 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 14895,7384 826,6226 5784,7447 77,5955 20680,4831 904,2181
Aliran 9 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 4269,6060 236,9371 4269,6060 236,9371
Aliran 10 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 4269,6060 236,9371 4269,6060 236,9371
Aliran 11 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 4269,6060 236,9371 4269,6060 236,9371
Aliran 12 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 14895,7384 826,6229 248,7440 3,3366 15144,4824 829,9595
Aliran 13 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 2632,4779 37,1294 2632,4779 37,1294
Aliran 14 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 75,0015 37,1294 75,0015 37,1294
Aliran 15 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 2931,4607 162,6782 4166,6667 74,2589 7098,1273 236,9371
Aliran 16 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 14895,7384 826,6229 248,7440 3,3366 15144,4824 829,9595
Aliran 17 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 2931,4607 162,6782 4166,6667 74,2589 7098,1273 236,9371
Aliran 18 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 7747,9335 429,9630 10235,4225 182,4171 -
Aliran 19 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 2648,4452 146,9725 2648,4452 146,9725
Aliran 20 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 5516,1549 306,1129 9818,7558 174,9912 15334,9107 481,1041
Aliran 21 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 5516,1549 306,1129 9818,7558 174,9912 15334,9107 481,1041
Aliran 22 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 5516,1549 306,1129 6068,7558 108,1582 3750,0000 66,8330 15334,9107 481,1041
Aliran 23 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 5516,1549 306,1129 6068,7558 108,1582 3750,0000 66,8330 15334,9107 481,1041
Aliran 24 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 699,6821 38,8281 3750,0000 66,8330 4449,6821 105,6611
Aliran 25 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 4816,4728 267,2848 6068,7558 108,1582 10885,2286 375,4430
Aliran 26 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 4816,4728 267,2848 6068,7558 108,1582 10885,2286 375,4430
Aliran 27 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 283,0154 15,7056 283,0154 15,7056
Aliran 28 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 416,6667 23,1225 3750,0000 66,8330 4166,6667 89,9555
Aliran 29 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 416,6667 23,1225 3750,0000 66,8330 4166,6667 89,9555
Aliran 30 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 416,6667 23,1225 3750,0000 66,8330 4166,6667 89,9555
Aliran 31 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 416,6667 23,1225 3750,0000 66,8330 4166,6667 89,9555
Aliran 32 Massa (kg/jam) Mol (kgmol/jam) 416,6667 23,1225 3750,0000 66,8330 4166,6667 89,9555
17983,3560
612,3801
PERANCANGAN PABRIK KALIUM HIDROKSIDA DARI KALIUM KLORIDA MENGGUNAKAN PROSES ELEKTROLISIS DENGAN KAPASITAS 30.000 TON/TAHUN
Dibuat Oleh:
1) Nama : Siti Sofia Mahrun Delima NIM : 13644010 2) Nama : Nur Endah Septiana NIM : 13644029
Disetujui Oleh:
1) Pembimbing 1 Nama : Zainal Arifin, S.T., M.Eng NIP : 19780509 200312 1 001 2) Pembimbing 2 Nama : Sirajuddin, S.T.,M.Si NIP : 19700909 199903 1 001
