Pra Rencana Pabrik Metana (Ch4) Dari Kotoran Sapi

PRA RENCANA PABRIK METANA (CH4) DARI KOTORAN SAPI KAPASITAS 16.662 TON / TAHUN

SKRIPSI

Disusun Oleh:

MATIAS PONE

: 0305010010

PETRUS PULANG

: 0305010012

PROGRAM STUDI TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK UNIVERSITAS TRIBHUWANA TUNGGADEWI MALANG 2008

LEMBAR PERSETUJUAN

PRA RENCANA PABRIK METANA (CH4) DARI KOTORAN SAPI KAPASITAS 16.642 TON / TAHUN

SKRIPSI Disusun Oleh: Matias Pone

: 0305010010

Petrus Pulang

: 0305010012

Program Studi

: Teknik Kimia

Fakultas

: Teknik

Menyetujui, Dosen Pembimbing I

Dosen Pembimbing II

Ir. Achamad Chumaidi, MT NIP : 131803725

Ir. Taufik Iskandar NIY : 014024247

Mengetahui, Dekan Fakultas Teknik

Ketua Program Studi Teknik Kimia

Nawir Rasidi, ST. MT NIP : 132158734

S. P. Abrina Anggraini, ST. MT NIY : 014024146

LEMBAR PENGESAHAN

Nama mahasiswa

: Matias Pone (0305010010) : Petrus Pulang (0305010012)

Program studi

: Teknik Kimia

Fakultas

: Teknik

Judul skripsi

: Pra Rencana Pabrik Metana (CH4) dari Kotoran Sapi dengan kapasitas 16.662 Ton / Tahun

Dipertahankan di hadapan tim penguji skripsi jenjang strata satu (S - 1) Pada: Hari

: Sabtu

Tanggal

: 11 Oktober 2008

Nilai

:

Tim penguji: 1. Ir. Achamad Chumaidi, MT

...............................................

2. Ir. Taufik Iskandar

...............................................

3. Susy Yuniningsih. ST. MT

..............................................

LEMBAR PERNYATAAN

Kami yang bertandatangan di bawah ini: Nama mahasiswa Program Studi Fakultas

: Matias Pone (0305010010) : Petrus Pulang (0305010012) : Teknik Kimia : Teknik

Menyatakan dengan sesungguhnya bahwa skripsi yang berjudul :Pra Rencana Pabrik Metana (CH4) dari Kotoran Sapi dengan kapasitas 16.662 Ton / Tahun, adalah hasil karya kami sendiri, bukan merupakan duplikasi serta tidak mengutip atau menyadur sebagian atau seluruhnya dari hasil karya orang lain, kecuali yang tidak disebutkan dari sumber aslinya.

Malang, November 2008 Yang menyatakan,

Matias Pone 0305010010

Petrus Pulang 0305010012

Mengetahui, Dosen Pembimbing I

Dosen Pembimbing II

Ir. Achmad Chumaidi, MT NIP : 131803725

Ir. Taufik Iskandar NIY : 014024247

RIWAYAT HIDUP

Matias Pone. Dilahirkan di : Kolikapa – Nagekeo, Nusa Tenggara Timur pada tanggal 6 Mey 1982 dari pasangan Bapak Lukas Nuwa dengan Mama Lusia Sena. Penulis merupakan anak ke – 8 dari sembilan bersaudara. Lulus pendidikan tingkat dasar pada SDK Watuapi, Wolowae – Nagekeo tahun 1995, pendidikan tingkat menengah pada SMP Negeri I Wolowae tahun 1999 dan SMUK Frateran Ndao Ende tahun 2002. Pada tahun akademik 2003/2004, penulis melanjutkan studi pada Universitas Tribhuwana Tunggadewi Malang Fakultas Teknik Program Studi Teknik Kimia.

Petrus Pulang Dilahirkan di : Tokojaeng Lembata, Nusa Tenggara Timur pada tanggal 29 Maret 1981 dari pasangan Bapak Gabriel Hering dengan Mama Katarina Kaleka Penulis merupakan anak ke – 4 dari enam bersaudara. Lulus pendidikan tingkat dasar pada SDK Biarwala Kedang Lembata tahun 1993, pendidikan tingkat menengah pada SMPK St. Pius X Lewoleba tahun 1996 dan SMUK Seminari San Dominggo Hokeng tahun 2000.. Tahun 2000-2003 melanjutkan pendikan sebagai calon Imam SVD pada Novisiat Sang Sabda Kuwu Ruteng. Pada tahun akademik 2003/2004, penulis melanjutkan studi pada Universitas Tribhuwana Tunggadewi Malang Fakultas Teknik Program Studi Teknik Kimia.

ABSTRAKSI PRA RENCANA PABRIK METANA (CH4) DARI KOTORAN SAPI DENGAN KAPASITAS 16.662 TON/ TAHUN

Metana adalah senyawa Hidrokarbon dengan rumus molekul CH4. Metana merupakan bahan kimia yang di gunakan sebagai biogas dan juga dapat digunakan sebagai bahan bakar listrik. Sebagai bahan baku pembuatan gas metana adalah kotoran sapi dan bahan pembantu air dan kapur. Proses pembuatan biogas merupakan proses fermentasi anaerobik yaitu proses dekomposisi bahan-bahan organik secara biologis dengan bantuan mikroorganisme yang menghasilkan biogas dan kompos pada lingkungan tanpa adanya oksigen. Secara umum kandungan karbon di dalam sampah dapat dikonversi menjadi biogas (campuran metana dan CO2), sedangkan kandungan nutriennya akan dikonversi menjadi kompos. Pada proses pembuatan gas metana akan mereaksikan bahan organik dan air dengan konversi 70% sehingga memperoleh kemurnian 99%. Pra rencana pabrik Metana ini diharapkan mampu berproduksi dengan : Kapasitas produksi 16.662 ton/tahun,Waktu operasi 300 hari/tahun, 24 jam/hari Lokasi pabrik akan dibangun di Kecamatan Mbay Kabupaten Nagekeo Provinsi Nusa Tenggara Timur .Bentuk perusahaan Perseroan Terbatas (PT), Struktur Organisasi Garis dan Staft Ditinjau dari perhitungan analisa ekonomi terhadap pabrik Metana, maka diperoleh data sebagai berikut :Total Capital Invesment (TCI) :Rp 176.674.606.135 Return Of Invesment (ROIBT) : 38,87 % Return Of Invesment (ROIAT) : 31,51 % Play Out Time (POT) : 3,5 tahun Break Even Point (BEP): 32,15 % Internal Rate Of Return (IRR) : 17,29 %. Maka dapat disimpulkan bahwa Pra Rencana Pabrik Metana dari kotoran sapi dengan Kapasitas 16.662 ton/tahun adalah layak didirikan.

KATA PENGANTAR

Jiwaku memuliakan Tuhan dan hatiku bersuka cita karena Allah Juru Selamatku, sebab Ia telah melakukan perbuatan-perbuatan yang besar kepadaku dan nama-Nya adalah Kudus. Atas berkat dan uluran tangan kasih-Nya penulis dapat menyelesaikan tugas akhir (PRP) yang berjudul “Pra Rencana Pabrik Metana Dari Kotoran Sapi dengan Kapasitas 16.662 Ton / Tahun”. Penulisan tugas akhir ini tidak lepas dari dukungan dan bantuan berbagai pihak. Oleh sebab itu, penulis mengucapkan terima kasih yang sebesar-besarnya kepada: 1. Prof. Dr. Ir. Wani Hadi Utomo, M.Sc, selaku Rektor Universitas Tribhuwana Tunggadewi Malang yang telah memberi peluang bagi kami untuk belajar di kampus UNITRI. 2. Nawir Rasidi, ST. MT selaku Dekan Fakultas Teknik yang telah banyak memberikan bimbingan, arahan dan dukungan dalam penyelesaikan tugas akhir ini. 3. SP. Abrina Anggraini, ST. MT selaku Ketua Program Studi Teknik Kimia yang telah banyak memberikan bimbingan, arahan dan dukungan dalam penyelesaikan tugas akhir ini. 4. Ir. Achmad Chumaidi, MT selaku dosen pembimbing I yang telah banyak memberikan bimbingan, arahan dan dukungan dalam penyelesaikan tugas akhir ini. 5. Ir. Taufik Iskandar selaku dosen pembimbing II yang telah banyak memberikan bimbingan, arahan dan dukungan dalam penyelesaian tugas akhir ini. 6. Susy Yuniningsih. ST. MT. selaku dosen penguji atas bimbingan dan masukkan yang diberikan kepada penulis dalam menyelesaikan tugas akhir ini. 7. Orang tua dan seluruh keluarga besar yang selalu mendo’akan, memberikan dukungan dan semangat pada penulis mulai awal perkuliahan hingga mengerjakan tugas akhir ini. 8. Rekan-rekan teknik kimia terutama angkatan 2003 dan semua pihak yang telah banyak membantu hingga terselesainya tugas akhir ini. Tugas akhir ini tentunya masih terdapat banyak kesalahan dan kekurangan, oleh karena itu penulis mengharapkan kritik dan saran demi penyempurnaan tugas akhir ini. Akhirnya, penulis berharap agar tugas akhir ini dapat bermanfaat bagi kita semua.

Malang, Novenber 2008

Penulis

DAFTAR ISI

HALAMAN JUDUL LEMBAR PERSETUJUAN LEMBAR BERITA ACARA UJIAN TUGAS AKHIR LEMBAR PERNYATAAN RIWAYAT HIDUP LEMBAR PERSEMBAHAN ABSTRAKSI .................................................................................................. i KATA PENGANTAR.................................................................................... ii DAFTAR ISI .................................................................................................. iii DAFTAR TABEL ......................................................................................... iv DAFTAR GAMBAR .................................................................................... v DAFTAR GRAFIK ...................................................................................... vi

BAB I. PENDAHULUAN .............................................................................. I-1 BAB II. SELEKSI DAN URAIAN PROSES ................................................. II-1 BAB III. NERACA MASSA .......................................................................... III-1 BAB IV. NERACA PANAS ........................................................................... IV-1 BAB V. SPESIFIKASI PERALATAN .......................................................... V-1 BAB VI. PERANCANGAN ALAT UTAMA FERMENTOR ....................... VI-1 BAB VI. PERANCANGAN ALAT UTAMA ABSORBER .......................... VI-1 BAB VII. INSTRUMENTASI DAN KESELAMATAN KERJA ................. VII-1

BAB VIII. UTILITAS .............................................................................. .....VIII-1 BAB IX. LOKASI DAN TATA LETAK ....................................................... IX-1 BAB X. ORGANISASI PERUSAHAAN ..................................................... X-1 BAB XI. ANALISA EKONOMI .................................................................... XI-1 BAB XII. KESIMPULAN .............................................................................. XII-1 DAFTAR PUSTAKA APPENDIX : APPENDIX A. PERHITUNGAN NERACA MASSA ........................ APP A-1 APPENDIX B. PERHITUNGAN NERACA PANAS ......................... APP B-1 APPENDIX C. PERHITUNGAN PERALATAN ................................. APP C-1 APPENDIX D. PERHITUNGAN UTILITAS ..................................... APP D-1 APPENDIX E. PERHITUNGAN ANALISA EKONOMI .................. APP E-1

DAFTAR TABEL

Tabel 1.1. Komposisi gas bio..................................................................I-6 Tabel 1.2. Data Jumlah Sapi di Pulau Flores Propinsi NTT ...................I-8 Tabel 2.1 Perbandingan sistem batch dan sistem kontinyu ....................II-5 Tabel 3.1 Neraca Massa pada Tangki Pengencer Kapur ........................III-2 Tabel 3.2 Neraca Massa pada Tangki Pencampur Feed .........................III-2 Tabel 3.3. Neraca Massa pada Tangki Pemanas.....................................III-4 Tabel 3.4 Neraca Massa pada Tangki Buffer..........................................III-4 Tabel 3.5 Neraca Massa pada Fermentor................................................III-6 Tabel 3.6 Neraca Massa pada Absorber .................................................III-8 Tabel 3.7 Neraca Massa pada Menara Regenerasi .................................III-9 Tabel 3.8 Neraca Massa pada Kompresor ..............................................III-10 Tabel 3.9 Neraca Massa pada Screw Press .............................................III-11 Tabel 4.1. Neraca Panas pada Tangki Pemanas......................................IV-1 Tabel 4.2. Neraca Panas pada Fermentor................................................IV-2 Tabel 4.3. Neraca Panas pada Cooler .....................................................IV-3 Tabel 7.1. Instrumentasi pada tiap peralatan..........................................VII-5 Tabel 7.2. Alat keselamatan kerja...........................................................VII-14 Tabel 9.1. Keterangan Gambar ...............................................................IX-13 Tabel 10.1. Jadwal Kerja Karyawan .......................................................X-12 Tabel 10.2. Perincian Jumlah Tenaga Kerja ...........................................X-14 Tabel 11.1. Cash Flow untuk Npv Selama 10 Tahun ...........................XI-12

Tabel A.1. Neraca Massa pada Tangki Pengencer Kapur......................APP A-1 Tabel A.2. Neraca Massa pada Tangki Pencampur Feed .......................APP A-3 Tabel A.3. Neraca Massa pada Tangki Pemanas ....................................APP A-5 Tabel A.4. Neraca Massa pada Tangki Buffer........................................APP A-6 Tabel A.5. Neraca Massa pada Fermentor..............................................APP A-8 Tabel A.6. Neraca Massa pada Absorber................................................APP A-13 Tabel A.7. Neraca Massa pada Menara Regenerasi................................APP A-15 Tabel A.8. Neraca Massa pada Kompresor ............................................APP A-16 Tabel A.9. Neraca Massa pada Screw Press ...........................................APP A-16 Tabel B.1. Neraca Panas pada Tangki Pemanas .....................................APP B-1 Tabel B.2. Neraca Panas pada Fermentor ...............................................APP B-9 Tabel B.3. Neraca Panas pada Cooler.....................................................APP B-17 Tabel D.1. Kebutuhan Air Pendingin .....................................................APP D-2 Tabel D.2. Kebutuhan Air Proses ...........................................................APP D-3 Tabel D.3 . Kebutuhan Air yang di Disuplay…………………………...APP D-3 Tabel D.4. Pemakaian listrik pada peralatan proses produksi ................APP D-103 Tabel D.5. Pemakaian listrik pada daerah pengolahan air......................APP D-103 Tabel D.6. Pemakaian listrik untuk penerangan .....................................APP D-105 Tabel E.1. Indeks Harga Alat Pada Tahun Sebelum Evaluasi ................APP E-2 Tabel E.2. Harga Peralatan Proses pada Tahun 2010 .............................APP E-5 Tabel E.3. Harga Peralatan Utilitas pada Tahun 2010............................APP E-6 Tabel E.4 Daftar Gaji / Upah Karyawan.................................................APP E-10

DAFTAR GAMBAR Gambar 2.1 Diagram alir sistem batch ..................................................II- 2 Gambar 2.2. Pembuatan Gas metana secara kontinue ............................II- 4 Gambar 9.1. Peta Lokasi Pabrik Gas Metana ...................................... IX-8 Gambar 9.2. Tata letak Pabrik Gas Metana ............................................IX-12 Gambar 9.3. Tata Letak Peralatan Proses ...............................................IX-16

DAFTAR GRAFIK

Grafik 11.1. Perhitungan Break Event Point...........................................IX-14

BAB I PENDAHULUAN

1.1. Latar belakang Saat ini Indonesia menerapkan kebijakan baru yang cukup meresahkan masyarakat yaitu pengurangan subsidi bahan bakar minyak secara bertahap. Ini menyebabkan harga BBM semakin hari akan semakin meninggi yang tidak diimbangi dengan daya beli masyarakat. Padahal selama ini masyarakat telah sedemikian tergantung terhadap bahan bakar fosil ini. Energi alternative kurang begitu dilirik oleh pemerintah dan juga masyarakat. Sehingga aplikasinya hanya bersifat proyek penelitian ataupun proyek kecil yang bersifat lokal. Padahal energi alternative yang terbarukan sebenarnya sangatlah mudah dikonstruksikan dan dipakai. Sementara di Indonesia bergolak masalah bahan bakar fosil, maka masyarakat di luar negeri telah membangun instalasi dalam skala besar untuk memproduksi energi alternatif dari bahan terbarukan serta ramah lingkungan. Salah satunya adalah biogas. Bahan baku dari biogas ini sangat mudah dan bermacam-macam yaitu limbah industri (padat dan cair) pertanian dan peternakan serta limbah domestik/sampah kota. Dinegara lain seperti India dan Cina biogas digunakan untuk bahan bakar memasak

I- 1

dan penerangan /listrik. Sedangkan di Negara-negara Eropa dan Amerika biogas digunakan sebagai bahan bakar (biofuel). Kotoran sapi merupakan bahan baku utama dan terbaik serta memiliki hasil biogas yang paling besar dibandingkan dengan bahan lain, selain itu waktu inkubasinya juga lebih cepat Pembuatan biogas ini umumnya merupakan program Zero Weste, yaitu dengan mengolah limbah menjadi kompos dengan proses yang mudah serta menghasilkan zat hara yang bernilai tinggi. Sehingga ini akan menjadi solusi dari meningginya harga pupuk kimia. Karena di samping masalah harga, penggunaan pupuk kimia serta kontiyu akan menyebabkan tanah akan menjadi keras dan kehilangan unsure hara.

1.2. Manfaat Gas Metana Dari hasil penelitian menunjukan bahwa biogas untuk 1 ekor sapi yang dihasilkan adalah 1 m3/hari (maksimal) dan 1 m3/hari untuk 1,5 ekor sapi. Jika nilai kalor 1 m3 biogas minimal adalah 4.700 kkl (efisiensi kompor 60), sedangkan nilai kalor minyak tanah 9100 kkl (efisiensi kompor 50%), maka 1 m3 biogas akan setara dengan 0,62 liter minyak tanah. Peternak sapi perah yang memiliki 4 ekor peliharaan dan mendaptkan biogas sebanyak 2,7-4 m3/hari yang artinya dapat menghemat 1,7 – 2,5 liter minyak/hari.

I- 2

Jumlah yang lebih dari cukup untuk keperluan penyediaan energi rumah tangga pedesaan. Jumlah ini juga setara dengan 9,5 – 14 kg kayu bakar /hari. Dari analisa tersebut dapat diperkirakan berapa penghematan minyak tanah secara makro jika pemanfaatan biogas ini dilakukan secara intensif dan terstruktur. Begitu pula dengan penurunan perusakan lingkungan hidup akibat pengambilan kayu bakar yang secara terus menerus. Selain itu adalah solusi dari penanggulangan masalah limbah peternakan yang dikhawatirkan bisa mengganggu kesehatan manusia. Secara spesifik dan lebih lanjut biogas dengan pengambilan metana murni dapat dikonversi menjadi berbagai macam energi dan aplikasinya yaitu 1 m3 biogas dapat digunakan untuk melakukan kegiatan-kegiatan seperti: 1. Memasak untuk keperluan keluarga (5-6 orang) selam 3 jam. 2.

Menyalakan lampu listrik 80 watt selam 6 jam

3.

Menjalankan motor berkekuatan 1 hp selam 2 jam

4.

Menggerakan truk berbobot 3 ton sejauh 2,8 km.

5.

Membangkitkan listrik sebesar 1,25 kw

1.3. Komposisi dan Sifat Bahan Baku dan Produk 1.3.1. Sifat Bahan Baku Utama Bahan baku utama: Kotoran Sapi Sifat Fisika: -

Bentuk; Padat (19,78% cair)

I- 3

-

Warna: Hijau

-

Bau: Tajam dan menyengat

Sifat kimia: -

Larut dalam air

-

pH asam

-

Bersifat korosi

Unsur-unsur yang terdapat dalam kotoran sapi adalah : Selulosa

= 76,52%

NH3

= 1,46%

P (Phosfor)

= 0,93%

K (Kalium)

= 0,68%

Ca (Calsium) = 0,24% Mg

= 0,18%

H2S

= 0,21%

Air

= 19,78%

1.3.2. Sifat-sifat bahan pembantu 1. Air (H2O) Sifat fisika: •

Tidak berwarna

•

Tidak bau

•

Pelarut yang baik

I- 4

Sifat kimia: •

Rumus kimia: H2O

•

Berat molekul: 18

•

Titik beku: 00C

•

Titik didih: 1000C

2. Kapur (Ca(OH)2) Sifat fisika: •

Berwarna putih gading

•

Bentuk kristal hexagonal

•

Larut dalam air dan NH4Cl

Sifat kimia: •

Berat molekul: 74,10

•

Spesifik grafity: 2,2

•

Titik lebur: 5800C

•

Panas pembentukan: -213,90 kkal/mol

•

Energi pembentukan: -213,90 kkal/mol

1.3.3. Produk utama: Methane (CH4) Gas metana terdapat dalam biogas dengan komposisi sebagai berikut :

I- 5

Table 1.1. Komposisi gas bio Komponen

Konsentrasi

Metana (CH4)

50 -75% vol.

Karbon diosida (CO2)

25 – 45% vol.

Air (H2O)

2 – 7% vol. (20 – 40o C )

Hidrogen sulfida (H2S)

20 – 20.000 ppm

Nitrogen (N2)

<2% vol.

Oksigen (O2)

<2% vol.

Hidrogen (H2)

<1% vol.

Sumber : Kaltschmitt dan Hartmann, 2001 Sifat fisika: •

Bentuk = gas

•

Titik lebur = 182,60C

•

Titik didih = 161,40C

•

Tidak berbau

•

Tidak berwarna

Sifat Kimia: •

Berat molekul = 16,04

•

Kelarutan dalam (100 bagian) air = 0,420cc

•

Larutan dalam (100 bagian) alkohol = 4720cc

•

Larutan dalam (100 bagian) ether = 10420cc

•

Spesifik geravity = 0,415+164

•

Ekplosif pada komsentrasi 10-12%

I- 6

1.3.4. Produk Samping 1. dry ice Sifat kimia: •

Berwarna putih

•

Berbentuk gumpalan es kering

•

Tidak mudah mencair

Sifat kimia •

Barat molekul: 44,004

•

Solubility: 79ft3/ft3 air

•

Panas laten: 241 BTU

2. Kompos Sifat fisik •

Bentuk: padat (5%air)

•

Warna: hijau

•

Bau: tidak terlalu tajam

Sifat kimia •

Larut dalam air

•

pH asam

•

Bersifat korosi

I- 7

1.3.5. Perhitungan kapasitas pabrik Dalam mendirikan pabriik diperlukan suatu perkiraan kapasitas produksi agar produk yang dihasilkan sesuai dengan permintaan dan bahan bakunya. Berdasarkan tabel 1.2 maka pabrik layak didirikan di daerah Flores Tengah tepatnya di kota Mbay Kabupaten Nagekeo, karena jumlah populasi sapi paling banyak dan secara transportasinya menguntungkan karena tidak terlalu jauh antara daerah yang satu dengan yang lainnya dan juga dekat dengan daerah pemasaran yaitu pusat pemasaran wilayah Flores. Dengan populasi ternak rata-rata sebesar 57.118 ekor sehingga kebutuhan bahan baku bisa mencukupi. Kotoran yang dihasilkan setiap sapi sekitar 8 – 15 kg /hari, diambil asumsi kotoran yang dihasilkan 10 kg/hari dan populasi sapi yang dipakai 35.000 ekor sehingga persediaan bahan baku (kapasitas bahan baku) per hari kotoran sapi adalah 350.000 kg/hari. Tabel 1.2. Data Jumlah Sapi di Pulau Flores Propinsi NTT Kabupaten Tahun Flotim Sikka Ende Ngada 2003 1499 4621 6393 32869 2004 1528 4711 6517 33505 2005 1555 4795 6647 34263 2006 1586 4889 6781 34953 Jumlah Rerata Sumber : BPS Propinsi NTT

Total Manggarai 10031 10225 10447 10658

55413 56486 57707 58867 228473 57118

Untuk menentukan kapasitas bahan baku pabrik digunakan rumus : F = P (1 + i)n

I- 8

%

1.94 2.16 2.01 6.11 2.04

Dimana : F = Nilai tahun mendatang P = Nilai tahun sebelumnya i = Nilai persentase kenaikan n = Selisih tahun (2010-2006) Asumsi : Kenaikan populasi ternak sapi tiap tahun 2,04% Maka : F = 58.867 (1 + 0,0204)4 = 58.867 (1,0204)4 = 58.867 x 1.084131 = 63.820 Untuk menetukan kapasitas pabrik per tahun diasumsi 55% dari populasi ternak sapi. Sehingga pabrik diperkirakan berdiri di kota Mbay Kabupaten Ngada, dengan basis bahan baku per tahun 105.000 ton/tahun. Dengan dasar perhitungan bahan baku per hari yaitu 350.000 kg/hari = 350 ton/hari. Proses produksi dalam 1 tahun = 300 hari Basis bahan baku dalam 1 tahun

= 350 ton/hari x 300 hari/tahun = 105.000 ton/tahun

Jadi pabrik tersebut merupakan pabrik biogas (metana) dengan skala menengah yang belum pernah ada di Indonesia, sedangkan pabrik biogas yang ada

I- 9

adalah pabrik biogas untuk energi listrik di daerah Jawa Barat, dan beberapa dengan skala rumah tangga yang tersebar di daerah pedesaan di pulau Jawa.

I-10

BAB II SELEKSI DAN URAIAN PROSES

2.1. Pengertian Seleksi Dan Uraian Proses Seleksi dan uraian proses merupakan suatu bagian dalam perencanaan pendirian pabrik dimana pada bagian tersebut akan dipilih atau diseleksi dalam beberapa alternatif proses yang memungkinkan. Pemilihan proses akan disesuaikan tentang bagaimana memilih proses dengan memperhatikan parameter segi teknis dan segi ekonomis. Segi teknis meliputi proses dan kondisi operasi, sedangkan segi ekonomis meliputi biaya operasi. Proses yang dipilih akan disesuaikan pada uraian proses secara detail. 2.2. Tujuan Seleksi dan Uraian Proses Tujuan seleksi dan uraian proses untuk mendapatkan proses yang terbaik diantara beberapa alternatif proses yang memungkinkan dari segi teknis maupun segi ekonomis. 2.3. Macam-macam Proses Proses pembuatan gas metana dari kotoran sapi dilakukan dengan proses fermentasi anaerobik (tidak kontak dengan udara luar) di dalam reaktor yang sekaligus sebagai fermentor dan disebut dengan digester. Macam-macam prosesnya antara lain : 2.3.1. Sistem batch Batch adalah jenis digester yang pengisian bahan organik (campuran kotoran ternak dan air) dilakukan sekali sampai penuh, kemudian ditunggu sampai biogas dihasilkan. Setelah biogas tidak berproduksi lagi atau produksinya sangat

II-1

rendah, isian digesternya dibongkar, lalu diisi kembali dengan kotoran sapi yang baru. Sistem pengumpanan dilakukan ke dalam digester, kalau menggunakan starter maka ditambahkan secara bersamaan. Setelah itu ditunggu sampai masa inkubasi berakhir 3-4 minggu dan gas hasil (biogas) diperoleh pada lubang output secara kontinyu. Setelah selesai maka bahan dikeluarkan secara bersamaan pula. Jumlah gas yang diperoleh setiap hari akan meningkat hingga pencapaian maksimum dan kemudian menurun. Untuk mengatasi ketidakstabilan peroleh gas maka sistem ini membutuhkan digester yang cukup besar dan dalam jumlah banyak secara paralel untuk waktu star yang berbeda. Untuk mengatasi temperatur digester dan mengencerkan limbah padat, sebagian liquid dimasukkan ke digester dari atas dipompa melewati heat exchanger dan direycle ke atas digester. Feed fweFFFFF

Adsorber

Metana

Fermentor

Slury

Gambar 2.1. Diagram alir sistem batch. 2.3.2. Sistem kontinyu Kontinyu adalah jenis digester yang pengisian bahan organiknya dilakukan setiap hari dalam jumlah tertentu, setelah biogas mulai berproduksi. Pada pengisian awal digester diisi penuh, lalu ditunggu sampai biogas berproduksi.

II-2

Setelah berproduksi pengisian bahan organik secara kontinyu setiap hari dengan jumlah tertentu. Setiap pengisian bahan organik yang baru akan selalu diikuti pengeluaran bahan sisa (sludge). Karena itu, jenis digester ini akan didesain dengan membuat lubang pemasukkan dan lubang pengeluaran. Sludge adalah cairan lumpur yang keluar dari digester yang telah mengalami fermentasi. Sludge bisa dipisahkan menjadi bagian padatan dan cairan yang semuanya dapat dimanfaatkan langsung sebagai pupuk tanaman, yaitu pupuk organik padat dan pupuk organik cair. Digester jenis kontinyu mempunyai dua model yatiu model tetap (fixed) dan model terapung (floating). Perbedaan model ini adalah pengumpul biogas yang dihasilkan. Pada model floating, pengumpul gasnya terapung diatas sumur pencerna sehingga kapasitasnya akan naik turun sesuai dengan produksi gas yang dihasilkan dan pemanfaatan gas untuk memasak.

II-3

Bahan baku (kotoran Sapi)

Pemberian bahan baku dilakukan secara terus menerus dalam jumlah tertentu.

Tahap Prereatement Tangki pencampur air

Fermentasi • Tahap hidrolisa • Tahap pengasaman • Tahap pembentukan metana

Tahap Reaksi

Pemberian starter

Pendinginan (30 0C)

Tahap Pemurnian

Kompresi (10 bar)

Penyerapan gas H2S dan CO2

Gas impuritis Metana 99%

Tahap Penanganan Produk Kompresi 3 bar Kompresi (46 bar)

Tahap Penanganan Produk Samping

Pengemasan

Regerasi

Dry ice

Produk bawah

Gambar 2.2. Pembuatan Gas metana secara kontinue

II-4

2.4. Pemilihan proses Perolehan gas dengan jumlah dan kualitas maksinum dapat dilakukan dengan pemilihan proses yang tepat, dan didukung dengan pertimbangan dari aspek teknis, biologis dan ekonomi serta lingkungan. Perbandingan dapat dilhat pada tabel berikut ini : Tabel 2.1. Perbandingan sistem batc dan sistem kontinyu Parameter Teknis

Sistem batch

Sistem kontinyu

• Kurang fleksibel • Tidak

• Desain fleksibel

membutuhkan • Membutuhkan teknologi yang

teknologi tinggi. • Sulit

dilkontrol,

ledakan

tinggi resiko • Mudah selama

dikontrol

operasi • Tidak

pengosongan. • Membutuhkan pretreatment

selam

membutuhkan

pretreatment yang rumit

yang rumit. • Organic Loading Rate kecil

• Organic Loading Rate tinggi

• Yield biogas kecil

• Yield biogas tinggi

• Waktu fermentasi lambat

• Waktu fermentasi cepat

Ekonomi

• Biaya infestasi kecil

• Biaya investasi besar

dan

• Dibutuhkan lahan yang luas

• Tidak membutuhkan lahan

Biologis

lingkungan • Biaya pengendalian slury

luas • Biaya

besar • POT lambat

pengendalian

kecil • POT cepat

• ROI rendah

• ROI tinggi

II-5

slury

Dilihat dari parameter yang ada maka dapat diputuskan bahwa proses yang digunakan dalam perencanaan pabrik biogas ini adalah proses secara kontinyudengan dasar pertimbngan sebagai berikut : • Aspek teknis yang fleksibel dan mudah dikontrol • Tidak membutuhkan pretreatment yang rumit • Produk yang dihasilkan lebih banyak dan berkualitas • Dari segi ekonomi lebih menguntungkan • Pada tahap uraian proses ada yang dilakukan secara kontinyu dan juga secara batch. 2.5. Uraian Proses Proses pembuatan biogas merupakan proses fermentasi anaerobik yaitu proses dekomposisi bahan-bahan organik secara biologis dengan bantuan mikroorganisme yang menghasilkan biogas dan kompos pad lingkungan tanpa adanya oksigen. Secara umum kandungan karbon di dalam sampah dapat dikonversi menjadi biogas (campuran metana dan CO2), sedangkan kandungan nutriennya akan dikonversi menjadi kompos. Proses pembuatan gas metana secara garis besar dibagi ke dalam tahaptahap berikut ini : 1. Tahap pretreatment 2. Tahap reaksi 3. Tahap pemurnian produk 4. Tahap penamganan produk utama 5. Tahap penanganan hasil samping

II-6

2.5.1. Tahap pretreatment Pada tahap persiapan bahan baku dilakukan proses secara kontinyu. Pada tahap ini faktor yang perlu diperhatikan untuk mempermudah proses reaksi serta mampu menghasilkan produk dengan kuantitas dan kualitas yang tinggi adalah : 1. Pemilihan jenis bahan baku dan kualitasnya Bahan baku dalam bentuk selulosa mudah dicerna oleh bakteri anaerobik. Tetapi bila banyak mengandung lignin maka pencernaa menjadi sukar. 2. Faktor keasaman (pH) pH optimum bakteri anaerobik bekerja yaitu antara 6,8 – 8. Pada kondisi ini akan mencapai hasil laju produksi maksimum. 3. Pengenceran bahan baku isian Jenis kotoran pengencer isian dengan air dilakukan berbeda-beda agar diperoleh isian dengan kandungan bahan kering yang optimum. Adapun isian yang paling baik untuk menghasilkan gas metana mengandung 7 – 9 % bahan kering. 4. Faktor temperatur Perkembangbiakan bakteri dipengaruhi oleh temperatur. Temperatur kerja yang optimum untuk menghasilkan metana adalah 300C. 5. Faktor pengadukan Pengadukan dilakukan agar hambatan terhadap laju gas metana yang dihasilkan dapat dikurangi. Adapun hambatan yang sering terjadi biasanya bahan baku yang membentuk kerak pada permukaan cairan.

II-7

Bahan baku berupa kotoran sapi dengan pH 4-5 dan suhu 300 C ditampung dalam Storage kotoran sapi (F-113) kemudian diangkut dengan bucket elevator (J117) menuju bin kotoran (F-114) ke dalam tangki pencampur/mixing tank (M110) beroperasi 15-50 rpm, kemudian disertai dengan penambahan air dengan perbandingan 2 : 1 ( 2 kg air : 1 kg kotoran sapi ). Bubuk kapur dari bin kapur (F112) dialirkan ke tangki pengencer (M-111) untuk diencerkan dengan air hingga konsentrasi 10 %, kemudian hasilnya dialirkan ke mixing tank. Hasil campuran dari mixing tank dipompa ke tangki pemanas (R-121) sampai suhu sekitar 50 0C dan pH 7-8. setelah itu bahan siap dipompa ke tahap berikutnya. 2.5.2. Tahap reaksi Pada tahap ini proses yang digunakan secara batch dimana setelah bahan memenuhi syarat pH 7-8 dan temperatur 50 0C serta tekanan 1 bar, maka dapat langsung dipompakan ke tangki buffer (F-123) untuk pengkondisian kapasitas untuk mensuplai kebutuhan feed pada digester/fermentor (R-120). Bahan dimasukkan dalam fermentor dengan tujuan untuk didegradasi / diuraikan oleh bakteri fermentatif untuk menghasilkan biogas dengan retention time pada digester adalah 2 hari. Dari biogas yang dihasilkan maka lebih dari 60 % berupa gas metana. Proses dalam tahap ini dijaga pada pH 7-8 dan suhu 50 0C. Mikrobia merupakan salah satu faktor kunci yang ikut menentukan berhasil tidaknya suatu proses penanganan limbah cair organik secara biologi. Keadaan sangat penting diperlukan untuk berbagai tahapan dalam perombakan bahan organik.

II-8

Machaim (1992) menyatakan bahwa efektifitas biodegradasi limbah organik menjadi metana membutuhkan aktifitas metabolik yang terkoordinasi dari populasi mikroba yang berbeda-beda. Populasi mikroba dalam jumlah dan kondisi fisiologi yang siap diinokulasikan pada media fermentasi disebut sebagai starter. Sejumlah besar bakteri anaerobik yang terlibat dalam proses hidrolisis dan fermentasi senyawa organik antara lain

adalah Bacteroides, Bifidobacterium,

Clostridium, Lactobacillus, dan Streptococcus. Bakteri asidogenik (pembentukan asam) seperti Clostridium, bakteri asetogenik (bakteri yang memproduksi asetat dan H2) seperti Syntrobacter wolinii dan Syntrohomonas wolfei (Said, 2006). Berikut dalah mekanisme reaksi perombakan bahan organik (selulosa) : 1. Tahap Hidrolisa Pada tahapan hidrolisa, mikroba hidrolitik mendegradsi senyawa organik kompleks yang berupa polimer menjadi monomernya yang berupa senyawa tak terlarut dengan berat molekul yang lebih ringan. Proses hidrolisis membutuhkan mediasi exo-enzim yang dieksresi oleh bakteri fermentatif. Pada tahap hidrolisis, bahan-bahan biomasa yang mengandung selulosa, hemiselulosa diuraikan Hidrolisis molekul komplek dikatalisasi oleh enzim ekstra seluler seperti sellulase, protease dan lipase (Said, 2006). Reaksi yang terjadi : C6H10O5 + H2O

C6H12O6

Selulosa

glukosa

C6H12O6 + H2O Glukosa

2CH3CH2OH + 2CO2 etanol

II-9

2. Tahap Asetogenesis Monomer-monomer hasil hidrolisis dikonversi menjadi asam asetat. CH3CH2OH + 2CO2

CH3COOH + 2H2

Etanol

asam asetat

3. Tahap Pembentukan Metana (Metanogenesis) Pada tahap ini, terbentuk metana dan karbondioksida. Metana dihasilkan dari asam asetat. CH3COOH

CH4 + CO2

Asam asetat

metana

2.5.3. Tahap pemurnian Pada tahap ini produk berupa biogas dilewatkan cooler (E-131) untuk menurunkan suhu dari 50 0C hingga 30 0C, kemudian dialirkan ke kompresor (G132) untuk menaikkan tekanan dari 1 bar hingga 10 bar. Setelah itu langsung dialirakan ke absorber (D-130) untuk penyerapan gas H2S dan CO2 dengan menggunakan air pada suhu yang sama yaitu 30 0C, gas CH4 yang tidak larut dalam air dapat langsung diperoleh sebagai produk utama dengan kemurnian 99%, dan ditangkap oleh gas holder (F-134). 2.5.4. Tahap penanganan produk Gas metana pada suhu 30 0C dan tekanan 10 bar yang sudah dimurnikan hingga 99% ditangkap oleh gas holder (134), kemudian dicairkan dengan penaikkan tekanan pada kompresor (G-139) sampai tekanan 46 bar. Setelah itu metana siap dikemas dan dipasarkan.

II-10

2.5.5. Tahap penanganan produk samping Gas impurities yang telah terlarut dalam air, dilewatkan ekspander (G-135) untuk menurunkan tekanan dari 10 bar hingga 1 bar pada suhu 30 0C, agar solubilitynya turun hingga mendekati nol, sehingga gas impurities tersebut terpisah dari air. Pemisahan gas impurities terjadi dalam kolom menara regenerasi (F-136), dimana air akan menjadi produk bawah dan direcycle menuju kolom water scrubber sedangkan gas impurities menjadi produk atas dan diolah lebih lanjut. Gas impurities yang telah dipisahkan dengan air dikompresi dengan kompresor multistage (G-138), proses yang terjadi pertama tekanan mencapai titik kritis CO2 sehingga gas H2S terpisah dan menguap ke atas dan masuk flare. Setelah dikompresi, lebih lanjut CO2 menjadi snow (dry ice) dan siap dikemas. Sludge hasil samping dari proses fermentasi dilewatkan pada screw press (H-140) untuk memisahkan menjadi padatan dan cairan. Hasil padatan akan diaerasi dalam bak terbuka menjadi kompos (F-142), sedangkan cairnya akan menjadi pupuk cair dan masuk ke bak penampung slury cair (F-141).

II-11

BAB III NERACA MASSA

Keperluan bahan dalam satu (1) hari adalah sebanyak 300 ton/hari atau 300.000 kg/hari. Basis bahan baku per tahun

= 105.000 ton = 105.000.000 kg. kg jam hari x 21 x 300 tahun hari tahun

Basis bahan baku per jam

=105.000.000

Basis Bahan baku per jam

= 16.666,7 kg/jam

Kapasitas pabrik

= 2644,8 kg/jam = 2644,8 kg/jam x 21 kg/hari x 300 kg/ tahun = 16.662.240 kg/tahun = 16.662,240 ton/tahun

Dalam satu tahun = 300 hari kerja 1 hari = 21 jam Satuan = kg/jam

III- 1

1. Tangki Pengencer Kapur (M-111) Fungsi : untuk mengencerkan konsentrasi bubuk kapur 93% menjadi susu kapur 10 %.

H2O

CaO 93%

Ca(OH)2 10 %

Bahan Masuk (Kg/jam)

Bahan Keluar (Kg/jam)

CaO

= 4,3899 kg

Ca(OH)2

= 5,4 kg

H2O untuk reaksi

= 1,3104 kg

H2O

= 54 kg

Inert

= 0,02073 kg

Losess

= 0,01

Jumlah

= 5,7003 kg

Air pengencer

= 54 kg

Jumlah

= 59,7003 kg

Jumlah

2. Tangki Pencampur Feed (M-110) Fungsi : untuk mencampurkan kotoran sapi serta air pengencer.

III- 2

= 59,7003 kg

H2O Mixing tank Kotoran Sapi

Kotoran sapi + Ca(OH)2 Bahan Masuk

Bahan Keluar

Kotoran sapi Selulosa= 76,52% x 16.666,7 = 12.753,36 kg

Selulosa = 12753,36 kg

NH3

NH4OH = 500,85 kg

= 1,46 % x 16.666,7 = 243,33 kg

P

=

0,93% x 16.666,7 = 155 kg

P

= 155 kg

K

=

0,68% x 16.666,7 = 113,334 kg

K

= 113,334 kg

Ca

=

0,24% x16.666,7 = 40 kg

Ca

= 40 kg

Mg

=

0,18% x16.666,7 =30 kg

Mg

=30 kg

H2S

=

0,21% x16.666,7 =35 kg

H2S

=35 kg

Air

=

19,78% x16.666,7 =3296,67 kg

Ca(OH)2= 0,54 kg Air

= 19711,16 kg

Inert

= 0,02 kg

Losses =0,01 Total

= 16.666,7 kg

Air Pengencer

= 16.666,7 kg

`

Total

= 33333.34 kg

Total

III- 3

= 33333.34 kg

3. Tangki Pemanas (R-121) Fungsi: untuk memanaskan feed sebelum dicampur dengan susu kapur. T = 500 C Feed masuk

Feed Keluar

Bahan Masuk

Bahan Keluar



NH4OH = 500,85 kg

NH4OH = 500,85 kg

P

= 155 kg

P

= 155 kg

K

= 113,334 kg

K

= 113,334 kg

Ca

= 40 kg

Ca

= 40 kg

Mg

=30 kg

Mg

=30 kg

H2S

=35 kg

H2S

=35 kg

Ca(OH)2= 0,54 kg

Ca(OH)2= 0,54 kg

Air

Air

= 19711,16 kg

Inert

= 0,01

= 19711,16 kg

Losess = 0,02 Total

= 33333.34 kg

Total

4. Tangki Buffer (F-123) Fungsi : untuk menstabilkan pH

III- 4

= 33333.34 kg

Ca(OH)2 10 %

Feed Masuk

Feed Keluar

Bahan Masuk

Bahan Keluar



NH4OH = 500,85 kg

NH4OH = 500,85 kg

P

= 155 kg

P

= 155 kg

K

= 113,334 kg

K

= 113,334 kg

Ca

= 40 kg

Ca

= 40 kg

Mg

=30 kg

Mg

=30 kg

H2S

=35 kg

H2S

=35 kg

Ca(OH)2= 0,54 kg

Ca(OH)2= 5,4 kg

Air

Air

= 19.765.16 kg

Inert

= 0,02073 kg

Losess

= 0,01

= 19711,16 kg

Total

= 33333.34 kg

Kapur : Ca(OH)2

= 5,4 kg

H2O

= 54 kg

Inert

= 0,03073 kg

Total

= 33392,77 kg

Total

III- 5

= 33392,77 kg

5. Fermentor (R-120) Fungsi : untuk tempat perombakan senyawa organik menjadi biogas.

Gas Dari tangki

70%

Slurry

III- 6

Bahan Masuk

Bahan Keluar

Dari Tangki Buffer

Produk atas

Selulosa

= 12.753,36 kg

CH4 = 2644,8 kg

NH4OH

= 500,85 kg

CO2 = 7273,2 kg

P

= 155 kg

H2S = 35 kg

K

= 113,334 kg

H2O = 665,64 kg

Ca

= 40 kg

Total = 10.618,64kg

Mg

= 30 kg

Produk bawah :

H2S

= 35 kg

Selulosa = 3604.954 kg

Ca(OH)2

= 5,4 kg

NH4OH = 515.5338

H2O

= 19.765,16 kg

P = 155 kg

Insert

= 0,03 kg

K = 113,334 kg

Dari Tangky Starter

Ca = 40 kg

Selulosa

= 769.5939

Mg = 30 kg

NH4OH

= 14.6838

Ca(OH)2 = 5,4 kg

P

= 9.3534

H2O = 19298,46 kg

K

= 6.8390

Inert = 0,02 kg

Ca

= 2.4137

Losess = 0,01

Mg

= 1.8103

H2S

= 2.1120

Air

= 198.9356

Total = 34.398,5129

Total = 34.398,5129

III- 7

6. Absorber (D-130) Fungsi : untuk mengurangi kadar CO2 dan H2S dalam campuran biogas CH490%

Biogas

Air

air = CO2 + H2S

Masuk

Keluar

Biogas

Produk atas

CH4 = 2644,8 kg

CH4 = 2644,8 kg

CO2 = 7273,2 kg

CO2 =

H2S = 35 kg

Total = 2670,7757 kg

H2O = 665,64 kg

Produk bawah:

Total = 10.618,64 kg

H2S = 35 kg

Air proses = 2.438,06 kg

CO2 = 7247,2243 kg

25,9757 kg

H2O = 3103,7 kg Total = 10.385,9243 kg Inert = 0,02 Losess = 0,01 Total = 13.056,7 kg

Total = 13.056,7 kg

III- 8

7. Menara Regenerasi (F-137) Fungsi : untuk memisahkan kembali gas H2S dan CO2 dari air, karena air tidak layak dibuang. CO2, H2S

CO2, H2S,H2O

H2O Masuk

Keluar

H2S = 35 kg

Produk Atas

CO2 = 7247,2243 kg

CO2

= 7247,2243 kg

H2O = 3103,7 kg

H2S

=

Total

= 7282,2243 kg

35 kg

Produk bawah

Total

= 10.385,9243 kg

H2O

= 3103,7 kg

Inert

= 0,02 kg

Losess

= 0,01

Total

= 10.385,9243 kg

III- 9

8. Kompresor (G-140) Fungsi : untuk membuat dri ice (CO2 padat) dan sekaligus menguapkan gas H2S karena gas tersebut tidak bisa memampat dan menuju gas holder. Masuk

Keluar

H2S

= 35 kg

H2S (produk atas)

= 35 kg

CO2

= 7247,2243 kg

Dri ice (produk bawah)

= 7247,2243 kg

Inert

= 0,02

Losess

= 0,01

Total

= 7282,2243 kg

Total

= 7282,2243 kg

9. Screw Press (F- 150) Fungsi : Untuk memisahkan slurry padat dan cair.

Slury

padat

Cair

Slury masuk :

Slury padat


Selulosa

= 3244,4586 kg

NH4OH = 515.5338

NH4OH

= 510,378

P = 155 kg

P

= 153,45 kg

III-10

K = 113,334 kg

K

= 112,2007 kg

Ca = 40 kg

Ca

= 39,6 kg

Mg = 30 kg

Mg

= 29,7 kg

Ca(OH)2 = 5,4 kg

Ca(OH)2

= 5,346 kg

H2O = 19298,46 kg

Inert

= 0,0248 kg

H2O

= 3859,692 kg

Total

= 7954.9041 kg

Slury Cair

Total

= 23.438,0838 kg

Selulosa

= 36,04954 kg

NH4OH

= 4,9584 kg

P

= 1,5345 kg

K

= 1,1220 kg

Ca

= 0,396 kg

Mg

= 0,297 kg

Ca(OH)2

= 0,054 kg

Inert

= 0,00025 kg

H2O

= 15.438,768 kg

Total

= 15483,1797 kg

Inert

= 0,02 kg

Losess

= 0,01 kg

Total

= 23.438,0838 kg

III-11

III-12

BAB IV NERACA PANAS

Di pabrik biogas ini tidak semua alat mengalami interaksi panas, maka perhitungan neraca panas hanya dikerjakan pada peralatan yang mengalami interaksi panas. Kebutuhan bahan baku

:

Waktu operasi

: 300 hari /tahun : 21 jam/ hari.

Satuan

: ∆H : kkal/jam : kkal/kg. 0C

:m

: kg/jam

:t

: 0C

: 25 0C = 298,1 K

Suhu referensi

1.

: Cp

TANGKI PEMANAS (R-121) 300C

500C

∆H1

∆H2

∆Hk

Q 1200C

1200C

Neraca panas total : Panas masuk = panas keluar ∆H1 + Q

= ∆H2 + ∆Hk + Qloss

Dimana :

IV- 1

∆H1

= panas yang terkandung pada bahan masuk

Q

= panas yang terkandung pada steam

∆H2

= panas yang terkandung pada bahan keluar

∆Hk

= panas yang terkandung dalam kondensat keluar

Qloss

= panas yang hilang

Tabel 4.1. Neraca panas pada Tangki pemanasan Komponen

Panas masuk

Panas keluar

(kkal/ jam)

(kkal / jam)

Panas bahan masuk (∆H1)

155.600,0311

Steam (Q)

808.752,3550

Kondensat (∆Hk)

80967,9331

Panas bahan keluar (∆H2)

835.166,8337

Panas hilang (Qloss)

48217,6193

Total

964.352,3861

964.352,3861

2. FERMENTOR (120)

∆H1

HR 500C

∆H2 ∆H3

Q pendingin

Neraca panas total : Panas masuk = panas keluar ∆H1 + HR

= ∆H2 + ∆H3 + Q + Qloss

Dimana :

IV- 2

∆H1

= panas dalam bahan masuk

HR

= panas reaksi

∆H2

= panas dalam biogas keluar

∆H3

= panas dalam slurry

Q

= panas dari air pendingin

Qloss

= panas yang hilang

Tabel 4.2. Neraca panas pada Fermentor Panas masuk

Panas keluar

(kkal/ jam)

(kkal/ jam)

Komponen Panas masuk (∆H1)

835.166,8337

Panas keluar (∆H2)

80.408,2191

Panas dalam slurry (∆H3)

683.831,4

Panas reaksi (HR)

405151,838

Panas air pendingin (Q)

355.724,373


21.500,7498

Total

1240318,243

1240318,243

3. COOLER I (E-131)

500C

300C ∆H2

∆H1

Q

IV- 3

Neraca panas total : Panas masuk = panas keluar ∆H1

= ∆H2 + Q + Qloss

Dimana : ∆H1

= panas pada bahan masuk

∆H2

= panas bahan keluar

Q

= panas yang diserap oleh air pendingin

Qloss

= panas yang hilang

Tebel 4.3. Neraca panas pada Cooler I Komponen

Panas masuk (kkal/jam) Panas keluar (kkal/jam)

Panas masuk (∆H1)

80.408,2191


23384,8999


53.002,9082

Q loss

4.020,4109

Total

80.408,2191

IV- 4

80.408,2191

IV- 5

BAB V SPESIFIKASI PERALATAN

1. STORAGE KOTORAN SAPI (F-113) Fungsi

: Menyimpan feed kotoran sapi sebelum dialirkan ke tangki pencampur.

Type

: Tangki silinder dengan bagian bawah flat dan tutup atas berbentuk standard dished.

Dimensi : di

= 239.375 in

Do

= 240 in

ts

= 5/16 in

tha

= 5/16 in

Ls

= 373,65 in

ha

= 40,45 in

Tinggi strage = 414,10 in Bahan konstruksi : Stainless steel SA 240 Grade M Type 316 Jumlah

: 3 buah

2. BUCKET ELEVATOR (J-117) Fungsi

: Mengangkut kotoran ke bin sebelum masuk tangki pencampur

Type

: Centrifugal discharge

Kapasitas = 20 ton/jam Kecepatan = 490,30 ft/menit

V- 1

Daya motor = 2,5 HP Jumlah

= 1 buah

3. BIN KOTORAN SAPI (F-115) Fungsi

: Menampung kotoran sapi sebelum masuk tangki pencampur

Type

: Tangki silinder dengan tutup bawah berbentuk conis dengan sudut 60o.

Dimensi : di

= 89.625 in = 7,47 ft

Do

= 90

thb

= 3/16

ts

= 3/16

Tinggi tutup bawah = 6,47 ft = 77,64 in Tinggi bin

= 16,66 ft = 199,92 in.

Bahan konstruksi

: Stainless steel SA 240 Grade M Type 316

Jumlah

: 1 buah

4. BIN CaO (F-112) Fungsi

: Menampung batu kapur sebelum masuk tangki pengencer.

Type

: Tangki silinder dengan tutup bawah berbentuk conis dengan sudut 60o.

Dimensi : di

= 37,625 in = 3,14 ft

Do

= 38

thb

= 3/16

V- 2

ts

= 3/16

Tinggi tutup bawah = 2,64 ft

= 31,70 in

Tinggi bin

= 82,32 in.

= 6,86 ft

Bahan konstruksi : Stainless steel SA 240 Grade M Type 316 Jumlah

: 1 buah

5. TANGKI PENGENCER (M-111) Fungsi

: Untuk mereaksikan antara CaO dan H2O yang akan membentuk Ca(OH)2.

Type

: Berbentuk bejana tegak dengan bagian badan berbentuk shell, tutup atas berbentuk standard dished dan tutup bawah berbentuk conical.

Dimensi : di

= 59,625 in = 4,97 ft

Do

= 60

thb

= 3/16

tha

= 3/16

ts

= 3/16

Tinggi tutup bawah

= 4,30 ft

= 51,65 in

Tinggi tutup atas

= 0,8397 ft

= 10,0766 in

Tinggi tangki

= 10,2297 ft = 122,7564 in.

: Axial turbine with 6 blades at 45o angle

Jenis pengaduk Dimensi pengaduk : Di

= 19,875 in = 1,656 ft = 0,505 m

V- 3

Zi

= 17,888 in = 1,49 ft = 0,45 m

L

= 6,625 in

W

= 3,379 in = 0,28 ft

Bahan konstruksi : Stainless steel SA 240 Grade M Type 316 Daya

: 7 Hp

Jumlah

: 1 buah

6. POMPA (L-114) Fungsi

: Untuk memindahkan larutan dari tangki pengencer ke mixer.

Type

: Pompa sentrifugal

Bahan

: Stainless steel

Dimensi pompa : OD

= 0,540 in

= 0,045 ft

ID

= 0,364 in

= 0,030 ft

A

= 0,00072 ft2

Daya pompa = 1,0 Hp Jumlah

= 1 buah

7. TANGKI PENCAMPUR (M-110) Fungsi

: Untuk mencampur bahan baku dengan air dan Ca(OH)2

Type

: Bejana tegak dengan bagian badan berbentuk shell, tutup atas berbentuk standard dished dan tutup bawah berbentuk conical.

Dimensi : di

= 119,625 in = 9,97 ft

Do

= 120

V- 4

thb

= 3/16

tha

= 4/16

ts

= 3/16

Tinggi tutup bawah = 8,64 ft Tinggi Tangki Jenis pengaduk

= 103,62 in

= 23,47 ft = 281,70 in. : axial turbine with 6 blades at 45o angle

Dimensi pengaduk : Di

= 39,875 in = 3,32 ft = 1,91 m

Zi

= 35,89 in = 2,99 ft = 0,91 m

L

= 39,875 in = 3,32 ft

W

= 6,78 in = 0,56 ft


: 1,0 Hp

Jumlah

: 1 buah


: Untuk memompa larutan dari tangki pencampur ke tangki pemanas.

Type

: Pompa sentrifugal

Bahan

: Stainless steel

Dimensi pompa : OD

= 4,500 in

= 0,375 ft

ID

= 4,026 in

= 0,3355 ft

A

= 0,08840 ft2

V- 5

Daya pompa Jumlah

= 12,5 Hp

= 1 buah

9. TANGKI PEMANAS (R-121) Fungsi

: Untuk memanaskan slury hingga suhu 50 oC sebelum masuk fermentor.

Jenis

: Silinder tegak, tutup atas berbentuk standard dished, tutup bawah berbentuk conical dan dilengkapi pengaduk.

Dimensi tangki

: do

= 114 in

di

= 113,75 in

ts

= 3/16 in

tha

= 6/16 in

thb

= 6/16 in

= 9,479 ft

Tinggi tangki = 222,687 in = 18,557 ft Bahan


Jumlah

: 1 buah

Jenis pengaduk

: Axial turbine with 6 blades at 45 oC angle


= 2,9597 ft = 35,51625 in = 0,902 m

L

= 0,7399 ft = 8,8791 in

W

= 0,7399 ft = 8,8791 in

Daya pompa

: 20 Hp

Jumlah

: 1 buah

V- 6

Bahan

: Carbon steel SA 240 Grade M Type 316

Dimensi coil : Di

= 1,610 in

Do

= 1,90 in

a’

= 2,04 in

a“

= 0,498 ft

Lc

= 18,0062 ft

Jumlah lilitan = 64 lilitan 10. POMPA (L-122) Fungsi

: Untuk mengalirkan larutan dari tangki pemanas ke tangki buffer.

Type

: Centrifugal pump

Bahan

: Stainless steel

Dimensi pompa : OD

= 4,500 in

= 0,375 ft

ID

= 4,026 in

= 0,3355 ft

A

= 0,08840 ft2

Daya pompa

= 1,0 Hp

Jumlah

= 1 buah

11. TANGKI BUFFER (F-123) Fungsi

: Untuk menampung slury dari tangki pemanas sebelum masuk fermentor.

Daya motor : 20 Hp Dimensi tangki

:

V- 7

V total = 2496,176 ft3 do

= 186,44 in

= 15,54 ft

di

= 191,75 in

= 15,98 ft

ts

= 4/16 in

tha

= 6/16 in

thb

= 6/16 in

Ls

= 23,969 ft

= 287,625 in



Jumlah

: 1 buah

Jenis pengaduk


Dimensi pengaduk : Da

= 2,9597 ft = 35,51625 in = 0,902 m

L

= 0,7399 ft = 8,8791 in

W

= 0,7399 ft = 8,8791 in

N

= 90 rpm

= 1,5 rps


: Untuk mengalirkan larutan dari tangki buffer ke fermentor.

Type

: Centifugal pump

Jumlah

:1 buah

Bahan

: Stainless steel

Dimensi pompa : OD

= 4,500 in

= 0,375 ft

V- 8

ID

= 4,026 in

A

= 0,08840 ft2

Daya pompa Jumlah

= 0,3355 ft

= 1,0 Hp

= 1 buah

13. FERMENTOR (R-120) (Perancangan alat utama oleh : MATHIAS PHONE. 0305010010) 14. POMPA (L-125) Fungsi

: Memindahkan larutan dari fermentor 1 ke fermentor berikutnya.

Type

: Centrifugal pump

Bahan

: Stainless steel

Dimensi pompa : OD

= 4,500 in

= 0,375 ft

ID

= 4,026 in

= 0,3355 ft

A

= 0,08840 ft2

Daya pompa Jumlah

= 12,5 Hp

= 24 buah

15. COOLER (E-131) Fungsi

: Mendinginkan biogas dari suhu 50 oC menjadi 30 oC.

Type

: Shell and tube

Bahan

: Carbon Steel

Dimensi : Bagian shell : - IDs = 21 ¼I -n

=4

-B

= 12

V- 9

- de

= 0,99 in = 0,0825 ft

-L

= 12 ft

Bagian tube : - OD = ¾ - ID

= 0,620”

- a’

= 0,302

- a”

= 0,1963 ft2/ft

- L

= 16 ft

- n

=4

- pitch = 1 16. KOMPRESOR (G-132) Fungsi

: Menaikkan tekanan aliran dari 1 atm menjadi 10 bar.

Type

: Axial kompresor

Daya kompresor = 7,5 Hp Jumlah

= 1 buah

17. ABSORBER (D-130) (Perancangan alat utama oleh : PETRUS PULANG. 0305010012) 18. GAS HOLDER METANA (F-133) Fungsi

: Untuk menampung metana dari water scrubber.

V total

= 11798,3126 cuft

ts

= 6/16

do

= 20 ft

di

= 19,9375 ft

Ls

= 32,408 ft = 388,9 in

V- 10

tha = thb = ¼ in Jumlah

= 1 buah

19. KOMPRESOR (G-134) Fungsi

: Menaikkan tekanan aliran dari 10 bar menjadi 46 bar.

Type

: Axial kompresor

Daya kompresor = 15 Hp Jumlah

= 1 buah

20. EKSPANDER (G-135) Fungsi

: Menurunkan tekanan gas dari 10 bar menjadi 1 bar.

Type

: Multi stage reciprocating expander.

Bahan konstruksi : Commercial steel Massa laju alir

: 22896,8087 lb/ jam

Daya

: 0,5 Hp

Jumlah

: 1 buah


: Memindahkan slury dari ekspander ke menara regenerasi.

Type

: Pompa sentrifugal

Bahan

: Stainless steel

Dimensi pompa : OD

= 3,500 in

= 0,2917 ft

ID

= 3,068 in

= 0,2557 ft

A

= 0,05130 ft2

Daya pompa = 4,0 Hp

V- 11

Jumlah

= 1 buah

22. MENARA REGENERASI (F-137) Fungsi

: Sebagai tempat pemisah antara air dengan gas impurities.

Type

: Silinder vertikal, tutup atas dan bawah berbentuk standard dished.

Dimensi tangki : do

= 126 in

di

= 10,47 ft

ts

= 3/16 in

tha

= 3/16 in

thb

= 3/16 in

= 125,625 in

Tinggi tangki total = 18,99 ft = 227,88 in Jumlah : 1 buah 23. POMPA (L-138) Fungsi

: Memindahkan air dari menara regenerasi ke scrubber.

Type

: Pompa sentrifugal

Bahan

: Stainless steel

Dimensi pompa : OD

= 1,660 in

= 0,138 ft

ID

= 1,380 in

= 0,115 ft

A

= 0,01040 ft2

Daya pompa

= 1,5 Hp

Jumlah

= 1 buah

V- 12

24. KOMPRESOR (G-139) Fungsi


Type

: Axial kompresor

Massa laju alir

= 7282,2243 kg/jam = 16054,391 lb/jam


= 1 buah

25. EKSPANDER (G-140) Fungsi


Type

: Multi stage reciprocating expander.


: 22896,8087 lb/ jam

Daya

: 0,5 Hp

Jumlah

: 1 buah

26. AKUMULATOR (G-141) Fungsi

: Untuk menampung kondensat dari kolom distilasi I selama 10 menit.

Type


Dimensi tangki : do

= 66 in

di

= 65,75 in = 5,48 ft

ts

= 2/16 in

tha

= 2/16 in

thb

= 2/16 in

V- 13

Tinggi tangki total = 8,23 ft = 98,77 in Jumlah

: 1 buah

27. SCREW PRESS (F-140) Fungsi

: Meemeras dan memisahkan slury padat dan cair.

Power

: 0,5 Hp

Waktu

: 24 jam

Tekanan

: 7,298 psi

Jumlah

: 1 buah

28. BAK PENAMPUNG SLURY CAIR (F-141) Fungsi

: Menampung slury cair dan sekaligus sebagai bak pengendap.

Type

: Bak segi empat dari bahan batu bata dilapisi beton setebal 5 cm.

Bahan

: Beton

Ukuran :

Jumlah

Panjang

: 25,9 m

Lebar

: 22 m

Tinggi

:3m

: 2 buah (1 cadangan ).

29. BAK PENAMPUNG SLURY PADAT (F-142) Fungsi

: Menampung slury padat dan sekaligus sebagai bak aerasi terbuka O2.

Type


Bahan

: Beton.

Ukuran :

V- 14

Jumlah

Panjang

: 26 m

Lebar

: 25,54 m

Tinggi

: 1,5 m

: 4 buah

V- 15

BAB VI PERANCANGAN ALAT UTAMA

Nama

: Absorber

Fungsi

: Menerap gas impurities dengan menggunakan air

Tipe

: Packed kolom

Prinsip Kerja : Absorber berupa bejana tegak, yang berdiri pada skirt dan pondasi beton. Dalam operasi normal, feed gas yan masuk dari bawah melalui nozzle pemasukan gas bergerak ke atas melalui kolom isian, sedangkan air yang digunakan untuk mengikat gas impurities dialirkan secara berlainan arah dari nozzle pemasukan feed liquid. Akibat kontak tersebut, gas yang tidak dinginkan dapat terserap oleh air dan mengalir melalui bottom, sedangkan produk gas yang diinginkan dengan kemurnian tinggi keluar melalui top dari kolom. Data

: Dari neraca massa Appendik A

1. Temperatur

: 300C = 3030 K

2. Tekanan

: 1 atm.

Tahap Perancangan A. Perancangan Kolom absorber - Ukuran diameter - Pressure drop - Liquid hold up - Menentukan dimensi shell

VI- 1

- Menentukan dimensi isian - Menentukan dimensi support plate B. Perencanaan nozzle untuk masuk - Pemasukan gas - pemasukan liquid - Pengeluaran gas - Pengeluaran liquid C. Perencanaan mekanis D. Perencanaan skirt dan pondasi Perhitungan 6.1. Perencanaan kolom absorber Gas masuk absorber Komponen

Kg/jam

lb/jam

Lbmol/jam

CH4

2644,8

5381,2550

364,4534

CO2

7273,2

16.035,9514

364,4534

H2S

35

77,1680

1,4290

H2O

665,64

1467,6031

81,5335

Jumlah

10.618,64

23411,9775

811,8694

Liquid masuk absorber Komponen

Kg/jam

lb/jam

Lbmol/jam

Air proses

2438,4347

5375,4347

298,6353

Jumlah

2438,4347

5375,4347

298,6353

VI- 2

Gas keluar absorber Komponen

Kg/jam

lb/jam

Lbmol/jam

CH4

2644,8

5381,2550

364,4534

CO2

25,9757

57,2712

1.3016

Jumlah

2670,7757

5888,5263

365,7551

Liquid keluar absorber Komponen

Kg/jam

lb/jam

Lbmol/jam

CO2

7247,2243

15.978,6801

363,1518

H2S

35

77,1680

1,4290

H2O

3103,7

6851,8570

380,6587

Jumlah

10.389,9243

22907,7051

745,2396

Kecepatan gas masuk (G)

= 10.618,64 kg/jam = 23410,07 lb/jam = 6,50 lb/sec

Kecepatan liquid masuk (L) = 2348,4347 kg/jam =5375,821 lb/jam = 1,49 lb/sec BM campuran gas

= 35,36123

BM air

= 18

ρ campuran gas

= 0,9208 lb/ft3

ρ air

= 62,4280 lb/ft3

VI- 3

μ campuran gas

= 0,1635 cp

μ air

= 0,9 cp

Penentuan diameter Absis = L G

: 1/2

ρG ρL

1,49 ⎡ 0,9208 ⎤ = 6,5 ⎢⎣ 62,4280 ⎥⎦

1/ 2

= 0,058 Ordinat

= G2 ρG

a Ø x μ0,2 €3 ρL x gc

dimana : Ø=

=

l − (dt − do) 2 (ldo 2 ) 0, 0170

harus > 0,20 (Ludwig 147)

(23410,27 / 3600) 2 (0,014) 2 (0,9) 0, 2 (125) 0,9208 (62,4280)(32,2)

= 0,058 l

: ring height

do : outside diameter of ring dt : inside diameter ring maka ditrial

Ø = 0.30

a = packing factor €3 Packing yang digunakan adalah Berl Sadless 1 inchi maka a = 125 (Ludwig hal 155) €3 Dimana : a : area onterfesial efektif VI- 4

€ : Fractional voids gc : konversi gravitasi = 32,2 ft/dtk2 Berdasarkan Ludwig fig 9-11B maka diketahui ordinat = 0,03 = G2 ρG maka Vg2

=

a x μ0,2 = Vg2 a ρG x x2 x μ0,2 3 € ρL x gc €3 ρL x gc

0,03 x32,2 x64,428 1 x130 x0,9208 x0,9 2 2

= 0,64 Vg

= 0,8 ft/sec (kecepatan flooding)

Flow rate gas : Qv

=V x 1 jam Ρ 3600 detik =

23410,07 1 jam x 0,9208 3600 det ik

= 7,062 ft3/detik Maka cross sectional area diperoleh : A

= 7,062 ft3/detik 0,4 ft/detik = 17,65 ft2

Diameter tower : Diameter tower D

=

:

(4 / 3,14) x17,65

= 4,74 ft =56 in Lokasi 0,05 dan 0.0546 pada fig 9-11D reading berada pada kondisi lower loading region.

VI- 5

Diameter pada flooding sebesar 50% Kecepatan operasi = 0,5 x 0,8 = 0,4 ft/detik -

Persen flooding

Diameter pada flooding sebesar 50 % Kecepatan operasi = 0,5 x 0,8 = 0,4 ft/detik Dari gambar 9-11A diperoleh flooding line for dumped packing = 0,064 Maka persen flooding : 0,058 x100% = 97% 0,064 Evaluasi : Menurut Ludwig hal 155, koreksi persen floding dapat dicari melalui jenis packing yang digunakan yakni Berl Sadlles 1 inch; 2

2 125 x100% = 97% 1,8 158

(terbukti sama)

- Persen loading (average) Menentukan tinggi isian Absis 0,058 untuk memberikan ordinat 0,064 pada line B Kecepatan masa gas

= 23.410,27 lb/jam : 4,74 ft2 = 4938,8 lb/jam ft2

(gambar 9.30 ludwig) diperoleh harga Hog = 1,875 Kog untuk air = 6,33 Maka : Z =1,875 x 6,33 = 11,9 ft packing VI- 6

- Pressure drop Dari gambar 9-11A Ludwing diperole pressure drop (∆P) : 0,4 in water per feet (lower limit loading zone) Pressure drop untuk water absorber = 0,4 – 0, 6 (memenuhi) ∆P bed

= (0,4) x (15) = 6 in water/ft packing

Estimasi presure drop per support: 1 in Maka untuk 2 support + 1 support plate : = 3 x 1 in = 3 in Total estimasi pressure drop : ∆P

: 6 in water/ft packing

Internal

: 3, 0 in water/ft packing

Total

: 9 in water/ft packing

Liquid hold-up dalam tower 0,6

htw

= 0,004 L’ dP

htw

= 0,004 1,49’ 0,68

0,6

= 0,485 ft3/ft3 water. Dimana : Htw = Water Hold up L’

= Liquid rate

Dp = Equivalent Spherical packing Dp diperoleh dari tabel 9-7 untuk nominal size 1 in = 0,68

VI- 7

-

Berat Berat packing kerin dalam kolom = 45 lbs/ft3 x 15 x 0,785 = 529,875 lbs Total berat pada bottom support plate jika operasi tidak flooded = 52,3 + 529,875 = 582,175 lbs Keamanan pada saat flooding Menurut tabel 9.6A hal 124 Luwig % free gas space = 69 % Volume liquid space

= 15 x 0,785 x 0,69 = 8,12 ft3

Berat air dalam space

= 8,12 x 62,428 = 506.,91

Maximum support load = 529,875 + 506.,91 = 1036,785 lbs Specifik support load

= 1,1 x 1036,785 lbs = 1140,46 lbs

Dari fugure 9-2D Ludwig dan tabel 14-7b Perry, untuk tower silinder standard, dari data-data di atas diperoleh: Dimensi shell ID

: 15 in

OD

: 16,25 in

VI- 8

Tinggi shell

: 15 feet = 180 in

Tebal shell

: 5/8 in

Tebal bottom

:3/4 in

Dimensi isian Jenis

: keramik intalox saddle

Ukuran

: 1 in

Dp

: 0,68 in

Berat/ft3

: 42 lb/fit3

Dimensi Support plate Diameter plate

: 14 in

Tinggi plate

: 1 in

D lubang

: 1 ¼ in

Jml lubang

: 31

Berat

: 19 lbs

Menentukan tingi tutup atas dan bawah berbentuk standartdishead (ha = hb dan thb=tha) Tinggi tutup

: 0,169 x ID : 0,169 x 15 in = 2,535 in

Tinggi kolom (L)

= tinggi shell + 2 (ha) = 180 in + 2 x (2,535 in ) =185,07 in = 15,4225 ft.

VI- 9

Menentukan tebal tutup atas (tha) Tha

= 0,885 x pi x r + C F x E – 0,1pi =

0,885 x130,763x7,5 1 + 15200 x0,85 − 0,1x130,763 16

= 3/16 in Thb = tha = 3/16 in

6.4. Perhitungan Nozzle A. Perencanaan : ¾ Nozzle pada tutup bawah standard dishead •

Nozzle untk pemasukan gas masuk

•

Nozzle untuk pengeluaran slurry

¾ Nozzle pada tutup bawah standard dishead •

Nozzle untuk pemasukan air

•

Nozzle untuk pengeluaran gas produk

¾ Digunanakan flange standard tipe welding neck pada : •

Nozzle untuk pemasukan gas masuk.

•

Nozzle untuk pengeluaran slurry

•

Nozzle untuk pemasukan air

•

Nozzle untuk pengeluaran gas produk.

VI-10

B. Dasar Perhitungan Nozzle pada tutup bawah standard dished A. Nozzle pemasukan gas. Rate gas masuk = 2438,4347 kg/jam= 5375 lb/jam Densitas produk = 62,428 lb/ft3 Perhitungan Rate volumerik (Q)

= Rate produk keluar ρ produk = 5375 lb/jam 62,428 Lb/ft3 = 405 ft3/jam =0,012 ft3/dt

Dari Peter & Timmerhausse fig 14.2 hal 498, didapatkan Di optimum : Di opt = 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13 = 3,9 (0,112)0,45 (57,7015)0,13 = 3,9 x 0,373 x 1,69 = 2,45 in = 0,204 ft Dari Geankoplis, App. A.5 al 892, maka dipilih pipa 2 in IPS Sch. 40 dengan ukuran : •

ID

= 2,06 in

•

OD

= 2,375 in

•

A

= 0,023 ft2

VI-11

Dari Brownell & Young, table 12-3 di dapatkan : Ukuran pipa nomina (NPS)

= 2 in

Diameter flange (A)

= 6 in

Ketebalan flange minimum(T)

= ¾ in

Diameter luar bagian yang menonjol (R)

= 3 5/8 in

Diameter hub pada dasar (E)

= 3 1/6 in

Diameter hub pada titik pengelasan (K)

= 2,38 in

Panjang julakan hub (L)

= 2 ½ in

Diameter dalam flange (B)

= 2,07 in

Jumlah lubang baut

= 4 buah

Diameter baut

= 5/8

B Nozzle pengeluaran slurry : - Rate slurry

=10.389,9243 kg/jam = 22.907,7051lb/jam

- Densitas

= 66,65731 lb/ft3

Perhitungan : Rate volumerik (Q)

= Rate produk keluar ρ produk =22.907,7051lb lb/jam 66,65731 Lb/ft3 = 343,663 ft3/jam = 0,095 ft3/dt

Dari Peter & Timmerhausse fig 14.2 al 498, di dapatkan Di optimum: Di opt = 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13 = 3,9 (0,095)0,45 (66,65731)0,13

VI-12

= 3,9. 0,346. 1,72 = 2,32 in = 0,193 ft Dari Geankoplis, APP A.5 al 892, maka dipilih pipa 2 in IPS Sch.40 dengan ukuran: ID

= 2,067 in

OD

= 2, 375 in

A

= 0,023 ft2

Dari Brownell & Young tabel 12-3 di dapatkan : Ukuran pipa nomina (NPS)

= 2 in

Diameter flange (A)

= 6 in


= ¾ in


= 3 5/8 in


= 3 1/6 in


= 2,38 in


= 2 ½ in


= 2,07 in

Jumlah lubang baut

= 4 buah

Diameter baut

= 5/8

C Nozzle pemasukan air Rate bahan masuk = 2438,4347 kg/jam = 5375,4347 lb/jam Densitas

= 62,428 lb/ft3

Perhitungan :

VI-13

Rate volumerik (Q)

= Rate air masuk ρ produk = 5375,4347 lb/jam 62,428 Lb/ft3 = 86,106 ft3/jam = 0,0239 ft3/dt

Dari Peter & Timmerhausse fig 14.2 al 498, di dapatkan Di optimum: Di opt = 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13 = 3,9 (0,0239)0,45 (62,428 )0,13 = 3,9.0,186.1,71 = 0,0816 in = 0,0068 ft Dari Geankoplis, APP A.5 al 892, maka dipli pipa 1,25 in IPS Sch.40 dengan ukuran: ID

= 1,380 in

OD

= 1,660 in

A

= 0,0104 ft2


= 1,25 in

Diameter flange (A)

= 4 5/8 in


=5/8 in


= 2 ½ in


= 2 5/16 in


= 1,66 in

VI-14


= 2 ¼ in


= 1,38 in

Jumlah lubang baut

= 4 buah

Diameter baut

= 1/2

D. Nozzle Untuk Pengeluaran Gas Produk Rate gas keluar

= 2670,7757 kg/jam = 5888,5263lb/jam

Densitas

= 26,3358 lb/ft3

Perhitungan : Rate volumerik (Q)

= Rate gas keluar ρ produk = 5888,5263 lb/jam 26,3358 Lb/ft3 = 223.5939 ft3/jam = 0,062 ft3/dt

Dari Peter & Timmerhausse fig 14.2 al 498, di dapatkan Di optimum: Di opt = 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13 = 3,9 (0,062)0,45 (26,3358 )0,13 = 3,9 0,286. 1,53 = 1,70 in = 0,14 ft Dari Geankoplis, APP A.5 al 892, maka dipli pipa 1,25 in IPS Sch.40 dengan ukuran: ID

= 1,380 in

OD

= 1,660 in

A

= 0,0104 ft2

VI-15


= 1,25 in

Diameter flange (A)

= 4 5/8 in


=5/8 in


= 2 ½ in


= 2 5/16 in


= 1,66 in


= 2 ¼ in


= 1,38 in

Jumlah lubang baut

= 4 buah

Diameter baut

= 1/2

Dari Brownell & Young tabel 12.2 hal 221 diperoleh dimensi flange untuk semua nozzle, dipilih flange standard tipe welding nec dengan dimensi nozzle sebagai berikut: Nozzle A

= Nozzle untuk pemasukn gas

Nozzle B

= Nozzle untuk pengeluaran slurry

Nozzle C

= Nozzle untuk pemasukan air

Nozzle D

= Nozzle untuk pengeluaran produk

NPS

= Ukuran pipa nominal, in

A

= Diameter luar flange, in

T

= ketebalan flange minimum, in

R

= Diameter bagian luar ang menonjol, in

E

= Diameter hubungan atas, in

VI-16

K

= Diameter hubungan pada titik pengelasan, in

L

= panjang julakan, in

B

= Diameter dalam flange, in

Nozzle NPS

A

T

R

E

K

L

B

A

2

6

¾

3 5/8

3 1/16

2,38

2½

2,07

B

2

6

¾

3 5/8

3 1/16

2,38

2½

2,07

C

1¼

4 5/8

5/8

2½

2 5/16

1,66

2¼

1,38

D

1¼

4 5/8

5/8

2½

2 5/16

1,66

2¼

1,38

2. Sambungan Antar Tutup dengan Shell. Untuk mempermudah pemeliharaan dan perbaikan dari kolom absorbsi maka tutup menara dihubungkan dengan bagian shell dengan menggunakan system flange dal bolting. 1. Flange

: Hingh alloy Steel SA-336 Grade F8 Type 304

Tensil stress min

: 75.000

Allowable stress

:18.750

Type flange

: Ring flange loose Type

2. Bolting

: High alloy Steel SA-193 Grade B8 Tpe-321

Tensil stress min

: 75.000

Allowable stress

:15.000

3. Gasket

: Asbeston with suitable binder

VI-17

Gasket factor (m) : 2,75 y = 3700 (B & Y fig.12.11 hal 228) (Browned & Young

Perencanaan Gasket A. Menentukan lebar gasket do di

=

y − pm y − p ( m + 1)

=

(B & Y per 12.2. hal 226)

3700 − (145,463 x 2,75) 3700 − 145,463(2,75 + 1)

= 1,023 ID Gasket

= OD shell =16,25 in

DO Gasket

= 1,023 x 16,25 = 16,623

Lebar gasket minimum

=

16,623 − 16.25 = 0,18 2

Diameter rata-rata gasket (G) = ID + lebar gasket = 16,25 + 0,18 =16,43 in Perhitungan jumlah dan ukuran baut a. Perhitungan beban baut Beban agar gasket tidak bocor (H¥) Wm2 = hy = b x μ x G x y (B%Y pers 12 88 hal 240) Didapat lebar setting gasket bawah: Bo = N/2 =

2 / 16 = 0.0625 in 2

Evektivitas gasket untuk : b< ¼’ maka:

VI-18

B

= bo = 0.0625 in

Sehingga: Hy = Wm2 = 0.0625 x 3.14 x 16.43 x 3700 = 11.475.406 Beban tanpa tekan (Hp) Hp

= 2 x b x μ x G x mxp (B&Y pers. 12.90 hal 20) = 2 x 0,0625 x 3,14 x 16.43 x 2,75 x 145,463 = 2481,529 lb

Beban baut karena internal pressure (H) H

= 3,14 x G2 x p 4 =

(B & Y per.12.89 hal 240)

3 ,14 x16 , 623 2 x145 , 63 4

= 28524,05 lb Jadi total berat pada kondisi operasi : Wm1 = H + HP =28.524,05 lb + 2481,529 lb =31005,579 lb Karena Wm1 > Wm2 maka yang memegang kontrol Wm1 Perhitungan luas bolting minimum area Dari persamaan 12-92 Brownwl & Young, hal 240: Am

=

Wm1 31005,579 = = 2,067 in2 fb 15000

VI-19

Perhitungan bolt minimum Dari tabel 10.4 Brownwl & Young, hal 188dicoba: Ukuran baut

: 1 in

Root area

: 0,55 in2

Maka jumlah bolting minimum : =

2,067 Am = =3,75 baut = 4 baut 0,55 rootarea

Dari tabel 10.4 Brownwl & Young, hal 188 didapat: Bolt spacing

: 3 in

Minimum radial distance

: 1 3/8 in

Edge distance

: 1 1/16 in

Bolting cyrcle diameter (C)

: ID shell + 2 (1.4159 x go x R)

Dengan go = tebal shell – 3/6 in C = 15 + 2 (1.4159 x 3/16 + 1 3/8) = 19,28 in nxBs 4 x3 = = 3,821 << 4 (memenuhi) 3.14 3.14

Diameter luar flange (A) : OD

= C + 2E

= 19,28 + 2 x 1 1/16

= 21,405 Cek lebar gasket : Ab actual

= jumlah bolt x root area = 4 x 0,55 = 2,2 in2

VI-20

Lebar gasket minimum = Ab actual x F 2xμxYxG =

2,2 x15000 2 x3,14 x3700 x15,805

= 0,0898 >.0,0625 (memenuhi) Jadi lebar gasket

= 3,16 in

Perhitungan momen Untuk keadaan bolting up (tanpa tekanan dalam) W = (Ab + Am) x F ( B dan Y pers 12.94 hal 242) 2 (2,2 + 2,067) x15000 = 2 = 341,05 lb Jarak radial dari beban gasket terhadap bolt ciccle (Hg) Hg

=

=

C −G 2 19,28 − 15,805 = 1,738 2

Momen flange (Ma); Ma= Hg x w =1,738 x 34105,5=59275,36 lb in Dalam keadaan operasi W = Wm1= lb Momen dan force daerah dalam flange (Hd) Hd

= 0,785 x B2 x p ( B & Y pers 12.96 hal 242)

VI-21

Dimana : B

: diameter luar shell = 16,25 in

P

: tekanan operasi = 145,463

Hd

: 0,785 x 16,252 x 145,463 = 26.232,24 lb

Radial bolt cycle pada aksi Hd : hd

=

C− B 19,28 − 16 = = 1,64 in 2 2

Moment Hd : Md

= hd x Hd

(B & Y pers 12.98 hal 242)

= 1,64 x 26.232,24 = 47.490,88 lb in Hg

=W–H =34105,5 lb – 28524,05 lb = 5581,45 lb

Mg

= Hg x hg =5581,44 lb – 28254,05 = 5581,45 lb

Ht

= H – Hd =28524,05 lb – 26232,24 lb = 2291,81 lb

Ht

=

hd + hg 2

=

1,64 + 1,738 = 1,689in 3

Moment (Mt) (Mt)

= Ht x ht = 2291,81 x 1,689 in = 3870,87 in

Moment total pada keadaan operasi : Mo

= Md + M g + M t = 47940,88 + 9700,56l +3870,87=61512,31

Karena Mo >>Ma, maka Mmax = Mo = lb in

VI-22

Perhitungan tebal flange t

=

Dimana

YxMax fxB

= k = A/B

A

= diameter lubang flange =21,405 in

B

= diameter luar shell = 16,25 in

Maka :

21,405 in = 1,34 16,25 in

Dari Brownel & Young fig. 22 hal 238. Dengan K = 1,34 didapat harga Y=6,5 Sehingga tebal flange : t

=

6,5 x61512,31 1,67 in =1,67 15000 x 16

Perhitungan penyangga Penyangga

dirancang

untuk

menahan

beban

kolom

absorber

perlengkapannya. Beban-bena yang ditahan oleh penyangga terdiri dari : a. Berat bagian shell -

Berat shell dan berat tutup

b. Berat kepengkapan bagian dalam -

Berat down comer dan berat tray

c. Berat kelengkapan bagian luar -

Berat larutan

-

Berat pipa

VI-23

dan

-

Berat isolasi

-

Berat attachment seperti nozzle, valve dan alat control

Berat beban yang harus ditahan kolom penyangga a. Berat shell Tebal shell

: : 5/8 in = 0,625 in = 0,05 ft

Tinggi shell

: 15 ft = 180 in

Keliling shell

: 3,14 x tebal shell = 3,14 x 5/8 in = 1,9625 in = 0,16 ft

Luas shell

:keliling x tebal shell = 0,16 ft x 0,05 ft = 0,8 ft2

Volume shell

: luas x tinggi : 0,8 ft2 x 15 ft = 12 ft3

ρ shell

: 490 lb/ft3 (Perry 6th tabel 3-11 hal 3-95)

Berat shell(ws)

: volume x ρ shell : 12 ft3 x 490 lb/ft3 = 5880 lb

b. Berat tutup ⎡ do ⎤ D = do + ⎢ ⎥ + ( 2 x sf) – 2/3 x icr ⎣ 42 ⎦

Dari tabel 5.11 B & Y didapat : Do = 16,25 icr =1, sf = 2 ⎡16,25 ⎤ D = 16,25 + ⎢ + ( 2 x 2) – 2/3 x 1 ⎣ 42 ⎥⎦

D = 20 in Volume = /4 x d x tebal tutup = 0,785 x (20) x 3/16 = 2,94 ft3 Berat tutup total (Wtu)

: Volume tutup x ρ x 2 VI-24

: 2,94 x 490 x 2 = 2884,875 lb c. Berat down comer Dipakai dasar perhitungan dengan down comer tanpa lubang aliran uap. ID down comer = 16/12 ft Luas down comer

: ¼ x ID2 : 0,784 x (16/12)2 = 1,395 ft2

Volume

: luas x tebal : 1,395 x 0,1875 = 0,262 ft3

Berat sat plate

: volume x ρ : 0,262 x 490 = 128,22 lb

Berat keseluruhan (Wd) : jumlah x berat satu plate : 8 x 128,22 = 1025,76 lb. d. Berat tray Ditetapkan berat tiap tray = 25 lb/ft3 Luas tray

= Ac – Ao = 0,986 ft2 – 0,8108 ft2 = 0,1752 ft2

Jumlah tray

= 8 buah

Berat tray (Wtr)

= n x luas tray x berat tray = 8 x 0,1752 x 25 = 35,04 lb

Penyangga tray yang digunakan egual angles Ukuran

= 1 ½ in x 1 ½ in x ¼ in

Berat

= 2,34 lb/ft

Wpt

= (2,34 x 8 x 1,5)/12 = 2,34 LB

VI-25

e. Berat larutan Wl

=mxt

Dimana WL

= Berat larutan dalam absorber = 2438, 4347 kg

T

= waktu tinggal 1 jam

WL

= 2438, 4347 kg/jam x 1 jam = 2438, 4347 kg = 5375,4347 lb

f. Berat Pipa Pipa yan ada telah mencakup untuk feed masuk absorben, absorben masuk, bottom produk, dan top produk. Ditetapkan

: 4 x tinggi kolom absorber : 4 x 101,28 in = 405,12 in = 33,76 ft

Diambil rata-rata pipa 3 in sch 40 berat 7,58 lb/ft Berat pipa (Wp)

= 33,76 ft x 7.58 lb/ft = 255,9 lb

g. Berat Isolasi ρ bahan

: 40 lb/ft3

Tebal isolasi

:3 – 6 in diambil 6 in = 0,5 ft

Berat isolasi

: pi/4 x OD shell x ts x t isolasi x ρ isolasi : 0,785 x (16/12) x (3/16) x 0,5 x 40 : 3,925 lb

h. Berat attacment Berat attacment meliputi nozzle, valve dan alat control Wa

= 18 % WS ( B & hal 157)

VI-26

= 18 % x 270,24 lb = 48,64 lb Jadi berat total yan harus ditopang penangga: W total = Ws + Wtu + Wd + + Wpt + WI + Wp + Wi + Wa W = 270,24 + 2884,875 +1025,76 + 2,34 + 5375,4347 + 255,9 + 3,925 +48,64 = 9867,1177 Perencanaan skirt support Sistem penyangga ang digunakan adalah skirt support Tinggi support = ½ L + 2,5 ft Dimana : L : Tinggi tangki absorber = tinggi shell = 101,28 in = 8,44 ft Tinggi support

= ½ (8,44) + 2,5 ft = 6,72 ft = 80,64

Menentukan tebal skirt -

Stress karena angin

Fwb

⎛ Do + Di ⎞ 2 15,89⎜ ⎟ xH 2 ⎠ ⎝ = 2 Do xt

H = tinggi karena skirt ke top kolom = 6,72 + (1/2)(8,44) = 10,94 ft

Fwb

⎡16,25 + 15 ⎤ 15,89 x ⎢ x10,94 2 ⎥ 117,47 2 ⎣ ⎦ = = 2 t 16,25 xt

- Stress dead weight FDB

=

W πxdoxt

VI-27

= -

9867,1177 196,39 = 3,14 x16 xt t

Stress kompresi maksimum

Fcmax =0,125 E (t/do)cos α Dimana : E = concrete = 2. 106 psi ( Brownell & Young hal 183) = 0,125 x 2.106 (t/90)

Fc max

= 2777,7 t FcMax = fwb + fdb 2777,7 t = 117,47/t + 196,39/t =

313,86 = 2777,7

= 0,38 Jadi tebal skirt yang digunakan = 4 Perhitungan Bearing plate Dari Brownell & Young tabel 10.1 hal 184 diperoleh : Fc

= 2500 psi

fc max

= 1000 psi

n

= 12

Trial ; fs allowable untuk struktural stell skirt = 20.000 psi Diameter kolom

= 15 in

Ditetapkan OD shell :16,25 Maka OD bearing plate : 1,25x 16,25 = 20,31 in Jumlah Chair : 4 ( B & Y tabel 10.5 hal 191) VI-28

Jumlah bolt : 4 Ukuran baur Luas bolt

: 1 in ( B & Y tabel 10.4 hal 188)

: 0,551 in2

Dari pers 9.11 Brownell & Young hal 158 Pw

= 0,0025 x Vw2 ( B & Y pers 9.11 hal 158)

Dimana : Pw

= tekanan angin permukaan alat (lb/ft2)

Vw

= kecepatan angin = 100 mph

Maka : Pw

=0,0025 x 1002 = 25 lb/ft2

Mw

= ½ x Pw x H2 x

ID + OD 2

Dimana : Mw

: bending moment pada puncak kolom (lb/ft)

deff

: diameter efektif vessel = (ID + OD)

H

: tinggi skirt ke top kolom = 10,94 ft

Maka : Mw

= ½ x 25 x (10,942) x

15 + 16,25 2

= 2244,07 lb/ft t3

=

(OD − ID) BP 20,31 − 16,25 = = 2 in 2 2

Diperkirakan fc = 1000 psi K

=

1 ⎛ fs ⎞ ⎟⎟ ⎜⎜1 + ⎝ nxfc ⎠

VI-29

=

1 =0,375 20000 ⎞ ⎛ ⎜1 + ⎟ ⎝ 12 x1000 ⎠

Fc (bolt cycle) = Fc max x

2 xkxdxt 3 2 xkxdxt 3 + t 3

= 2500 x

2 x0,375 x 20 x 2 2 x0,375 x 20 x 2 + 2

= 2500 x 40/42 = 2380,952 psi <2500 (memenuhi) Daro B dan Y tabel 10.2 hal 186 Untuk harga K = 0,375 maka Cc = 1,765

z= 0,369

Ct = 2,224

j = 0,784

Tensile load (Ft) dapat dihitung Eq 10.24 Brownel hal 189 Ft :

:

Mw − (Wdwxzxd ) jxd 2244,07 − (9867,11776 x0,369 x 20,31 / 12) = 2189,33 lb 0784 x 20 / 12

Dimana : A

: root area = 0,55 in2

Dbolt size : 1 in Jumlah baut : 4 ( B & Y tabel 10.4 hal 188) t1 :

:

EbautxA πxOD

4 x0,55 =0,035 3,14 x 20,31

VI-30

Relation ship pada tension side : Ft = fs x t1 x r x C1 ( B & Y pr 10.9 hal 185) Fs =

2189,33 ft =2617,99 psi = t1xrxC1 0,035 x0,75 / 12 x1,88

Fc

= Ft + Wdw ( B & Y per 10.27 hal 186) = 2189,33 lb + 9867,1177 lb = 12056,4477 lb

Kompresive stress sesungguhnya pada bolt cycle (Fc) : Fc = (t2 + n t1) x r x fc x Cc T2 =t3 - t1 = 2- 0,035 = 1,965 in Fc (t 2 + nt1) xrxCc

fc =

fc

=

12.056,4477 10 (1,965 + 12 x0,035) x x1,765 12

= 207,144 Pengecekan harga k : K=

=

1 ⎡ fs ⎤ ⎢1 + nxfc ⎥ ⎣ ⎦

1 = 0,42 2617,99 ⎤ ⎡ ⎢1 + 12 x1495,15 ⎥ ⎣ ⎦

Untuk harga K = 0,42 maka : Cc = 1,765

z = 0,416

Ct = 2,224

j = 0,784

VI-31

Mengecek komprosive stress baut maksimum (fs comp) yang sesungguhnya berdasarkan persamaan 10.2 Brownel & Young hal 184 : Fscompressive = n x fc = 12 x 207,144 lb = 2485,728 psi Dari persamaan 10.30 Brownel dan Young hal 187 didapat: 2 x k x d x t3 ⎤ ⎡ Fc (max induced) = ⎢Fc bolt cycle x 2 x k x d ⎥⎦ ⎣

2 x 0,42 x 20 + 2 ⎤ ⎡ = ⎢207,144 x 2 x 0,42 x 20 ⎥⎦ ⎣ = 277,86 < 1000 psi (memenuhi) Dari Brownel dan Young tabel 10.4 hal 188 didapatkan ukuran baut 1" dengan dimensi : Bolt spacing min (Bs)

= 2 1/4 "

Nut dimension

=1⅝"

Bearing plate

= Type eksternal bolting chair, pada plate dipasang compressing ring agar lebih kuat

Ditetapkan tinggi gusset = 12 in Bearing diperluat dengan 4 buah gusset yang mempunyai spasi yang sama (gusset spacing) Dari gambar 10.6 Brownel & Young hal 191 didapat : Lebar gusset

= A : 9 + 3 = 12

Jarak gusset

= B : 8 + 3 = 11

Luas area bolt (AB) = 5,621 in2 Maksimal bolt load ditentukan (P) : P = fs x AB (Eq. 10.35 B & Y hal 190) VI-32

Dimana : fs = hasil perhitungan tekanan yang disebabkan oleh baut = 2617,99 psi lb/in2 Beban bolt (P) = 2617,99 psi lb/in2 x 5.621 lb/in2 = 14.715,7219lb/in2 L = (ODBP - ODshell)/2 = (20,31 – 16,25)/2 = 2 in Dari Brownel & Young tabel 10.4 hal 188 didapat : 5 e = 8 = 0,8125 2 1

µ = poison ratio = 0.3 (untuk stell eq. B & Y hal 192) γ = 0.4575 My

=

⎤ P ⎡ ⎛ 2l ⎞ x ⎢(1 + μ ) x In ⎜ ⎟ + (1 - γ )⎥ 4π ⎣ ⎝π e⎠ ⎦

=

⎤ 2x2 14.715,721 ⎡ ⎞ ⎛ x ⎢(1 + 0,3) x In ⎜ ⎟ + (1 - 0,4575)⎥ 4 x 3,14 ⎝ 3,14 x 0,8125 ⎠ ⎣ ⎦

= 902,209 lb in Ts

=

6 x 902,209 6 x My = 20.000 F max

= 0,27

= 5/16 in

Maka tebal compression plate = 5/16 in .t4

=

6 x 718.4 6 x My = (2 - 0,27) x 20.000 (t 3 - bhd) x f allow = 0,353 =

3 in 8

Maka tabel bearing plate = 3/8 in

VI-33

.t6

= 3/8 t5 =

3 5 3 = 0,117 in = in x 8 16 16

Maka tinggi gusset =

3 in 16

Diameter anchor bolt

Dari data di atas maka diperoleh : - Panjang

= 12 inch

- Diameter

= 3 inch

- Jumlah

= 8 buah

Dimensi pondasi

Pondasi terdiri dari beban dengan kandungan air 6 US gal per 94 sack semen (B & Y tabel 10.1 hal 184) Beban total yang harus ditahan pondasi : - Berat bejana total - Berat kolom penyangga - Berat base plate Gaya yang bekerja pada pondasi dianggap sebagai gaya vertikal berat total kolom, sedangkan bidang kerja dianggap bujur sangkar dengan perencanaan ukuran : Luas tanah untuk pondasi : luas pondasi atas = 24 x 24 = 576 in2 Luas tanah untuk dasar pondasi : luas pondasi bawah : 48 x 48 = 2304 in2 Tinggi pondasi

: 24 in

Luas rata-rata (A)

: 1/2 (242 + 242) = 1440 in2

Volume pondasi (Vp) : A x t = 1440 x 24 = 34650 in2 Densitas untuk gravel : 126 lb/ft3 (Perry 6th tabel 3 - 118)

VI-34

Maka : W pondasi = V x ρ = 34560 x 126 lb/ft3 x 5.787 .10-4 ft/in3 = 2520 lb Berat total keseluruhan : W total : 2520 + 9867,1177lb = 12.387,1177 lb Tekanan tanah

Pondasi didirikan di atas sand & gravel dengan minimum safe bearing power = 5 ton/ft3 dan maksimal safe = 10 ton/ft3. Diambil 7,5 ton/ft3. Kemampuan tanah menahan tekanan sebesar : P =7,5 ton/ft3 x

2520lb 1 ft = 13,125 lb/in3 x 2 1 ton 1440 in

Tekanan sistem pondasi terhadap tekanan luas tanah (P) : P=

W total 12.378,1177 = A 1440 in 2

= 8,60 lb/in2 <<< 13,125 lb/in2 (memenuhi) Kesimpulan : Karena tekanan yang diberikan pada tanah lebih kecil dari kemampuan tanah menahan tekanan, maka pondasi dengan (24 x 24) in untuk luas atas dan (48 x 48) in untuk luas bawah dan tingi pondasi 24 in dapat digunakan (aman).

VI-35

Spesifikasi kolom absorber : 1. Dimensi shell : ID

= 15 in

OD

= 16,25 in

Tinggi shell

= 15 feet=180 inch

Tebal shell

= 5/8 in

Tinggi kolom isian = 11,9 ft packing Bahan konstruksi : HAS SA -286 Grade M type 410 2. Dimensi Isian Jenis

= keramik intalox saddle

Ukuran

= 1 in

Dp

= 0,68 in

Berat /ft3

= 42 lb/ft3

3. Dimensi Support plate : Diameter plate

= 14 in

Tinggi plate

= 1 in

D lubang

= 1 1/4 in

Jml lubang

= 31

Berat

= 19 lbs

4. Pressure Drop : ΔP

= 6 in water

Internal

= 3 in water

Total

= 9 in water

VI-36

5. Tutup atas dan tutup bawah Tinggi

: 2,53 in

Tabel

:3/16

Bahan konstruksi : HAS SA -286 Grade M type 410 6. Nozzle gas masuk : Ukuran pipa nomina (NSP)

= 2 in

Diameter flange (A)

= 6 in

Ketebalan flange minimum (T)

= ¾ in

Diameter luar bagian yang menonjol (R) = 35/8 in Diameter hub pada dasar (E)

= 31/16 in


= 2,38 in


= 2 ½ in


= 2,07 in

Jumlah lubang baut

= 4 buah

Diameter baut

= 5/8

7. Nozzle pengeluaran slurry : Ukuran pipa nomina (NSP)

= 2 in

Diameter flange (A)

= 6 in


= ¾ in

Diameter luar bagian yang menonjol (R) = 35/8 in Diameter hub pada dasar (E)

= 31/16 in


=2,38 in


= 2 ½ in

VI-37


= 2,07 in

Jumlah lubang baut

= 4 buah

Diameter baut

= 5/8

8. Nozzle pemasukan air Ukuran pipa nomina (NSP)

= 1,25

Diameter flange (A)

= 4/5/8


= 5/8

Diameter luar bagian yang menonjol (R) = 2/1/2 Diameter hub pada dasar (E)

= 2/5/16


= 1,66


= 2/1/4


= 1,38

Jumlah lubang baut

= 4 buah

Diameter baut

= 1/2

9. Nozzle pengeluaran produk gas Ukuran pipa nomina (NSP)

= 1,25

Diameter flange (A)

= 4 5/8


= 5/8

Diameter luar bagian yang menonjol (R) = 2/1/2 Diameter hub pada dasar (E)

= 2/5/16


= 1,66


= 2/1/4


= 1,38

VI-38

Jumlah lubang baut

= 4 buah

Diameter baut

= 1/2

10. Flange dan gasket Diameter flange

: 21,405 in

Tebel flange

: 1,67 in

Bahan kons flange

: HAS SA 366 Grade F8 type 304

Lebar gasket

: 0,18 in

Diameter gasket

: 16,43 in

Bahan kons gasket

: Asbestos

11. Baut Ukuran baut

: 1 in

Bolting minimal

: 4 buah

Diameter bolt circle

: 19,28 inch

Bahan konstruksi

: HAS SA 193 Grade F8 type 321

12. Skirt support Tinggi

: 80,64 in

Tebal

: 4 in

Bahan konstruksi

: High alloy SA 240 Grade M type 316

13. Bearing plate Type

: Eksternal bolting chair

Diameter dalam

: 15 inh

Diameter luar

: 20,31 inh

VI-39

Tebal bearing

: 2,56 in

Tinggi gusset

: 12 in

Jumlah gusset

; 4 buah

Tebal gusset

: ½ in

Compresiion plate

: ½ in

Jumlah bolt

:8

Bahan kontruksi

: carbon stell SA 135 grade B

14. Anchor bolt

15.

Panjang

: 12 in

Diameter

: 3 in

Jumlah

: 8 buah

Pondasi Type

: 6 US gallon water/94sack sement

Luas atas

: 576 in2

Luas bawah

: 2304 in2

Tinggi pondasi

: 24 in

Bahan Kontruksi

: cement sand and gravel

VI-40

BAB VI PERANCANGAN ALAT UTAMA

Perancangan alat utama dalam pra rencana pabrik ini adalah fermentor. Secara garis besar spesifikasi alat utama adalah sebagai berikut : 1. FERMENTOR Fungsi

: Sebagai tempat terjadinya fermentasi kotoran sapi hingga terbentuk biogas. (C6H10O5)n + ( H2O)n

(3CH4)n + (3CO2)n

Type

: Tangki berpengaduk dengan coil pendingin

Bentuk

: Silinder tegak dengan tutup atas berbentuk standar dished dan tutup bawah berbentuk conical dengan sudut 120 0C.

Bahan konstruksi : High Alloy Steel SA 240 Grade M Type 316 Jumlah

: 24 buah (1 buah cadangan)

Waktu tinggal

: 1 jam tiap fermentor

Suhu operasi

: 50 0C

Tekanan

: 1 atm

Kapasitas

: 33.333,34 kg

Perlengkapan fermentor terdiri dari : 1 Coil pendingin yang berfungsi mengalirkan air pendingin yang digunakan untuk menjaga proses fermentasi tetap berada pada suhu optimum fermentasi (30 0C), karena pada proses fermentasi akan menghasilkan panas (reaksi bersifat eksotermal).

VI- 1

2 Pengatur suhu untuk mengatur suhu agar tetap pada 30

0

C (Temperature

Controller/TC). 3 pH Controller 4 Pressure Controller 5 Level Controller 6 Pengaduk untuk membantu proses perpindahan panas dan pemerataan campuran. Pada fermentor ini dilengkapi pula dengan nozzle-nozle, dimana nozzle-nozle tersebut diletakan pada tiga bagian, yaitu : 1. Dua nozzle pada tutup atas, meliputi : pemasukan feed dan pengeluaran produk atas (gas). 2. Tiga nozzle ada pada bagian silinder, yaitu nozzle untuk pemasukan dan pengeluaran coil, serta man hole. 3. Satu nozzle ada pada bagian tutup bawah yaitu untuk pengeluaran produk bawah. Alat ini dioperasikan secara kontinyu dengan waktu tinggal selama 48 jam. Perincian opersional masing-masing tahap sebagai berikut : a. Pengisian bahan baku dan proses fermentasi Pengisian dilakukan dengan waktu pengisian 5 menit dan proses fermentasi terhitung saat bahan baku mesuk pertama kali. Tujuan pengadukan untuk membantu proses perpindahan panas pada pengaturan suhu fermentor. Media dijaga pada suhu optimum sehingga terjadi fermentasi dengan mengalirkan air pendingin lewat coil dan diatur dengan Temperature Controller (TC). b. Pengosongan Pengosogan dilakukan selama 10 menit dan hasil dari proses dialirkan ke kompresor.

VI- 2

c. Pembersihan Setelah fermentor kosong dilakukan pembersihan dengan air selama 15 menit. d. Sterilisasi Fermentor yang telah bersih, kemudian disterilisasi dengn steam pada suhu 100 0C selama 30 menit untuk membunuh mikroorganisme yang tidak berguna dalam proses fermentasi. 6.1. Dasar perencanaan •

Rate bahan

= 33.333,34 kg

•

Waktu tinggal

= 48 jam (2 hari)

•

Densitas campuran

= 73,6 lb/ft3

•

Viskositas

= 0,048 lb/ft . dt

= 73.487,435 lb/jam

Fermentasi dilakukan selama 48 jam dengan pengisian fermentor setiap 1 jam, sehingga massa masuk adalah : m

= 73.487,435 lb/jam

Vliquid

=

=

mtotal

ρ campuran 73487,435 lb / jam = 879,036 ft3 3 73,6 lb / fit

6.2. Perencanaan •

Digunakan 24 buah fermentor dengan 1 buah fermentor sebagai cadangan.

•

Digunakan jenis dlinder tegak dengan tutup atas berbentuk standar dished dan tutup bawah conical dengan sudut 1200C dan dilengkapi dengan coil pendingin.

•

Bahan konstruksi adalah High Alloy Steel SA 240 Grade M Type 316.

6.3. Tahap perencanaan

VI- 3

•

Dimensi bagian fermentor

•

Dimensi pengaduk

•

Dimensi coil pendingin

•

Dimensi penyangga fermentor

6.3.1. Dimensi bagian fermentor Menentukan di Vruang kosong

= 20% VT, maka :

VT

= Vliquid + Vrk = 879,036 ft/jam + 0,2 Vtotal

0,8 Vtotal

= 879,036 ft/jam

Vtotal

= 1098,795 ft3

VT

= Vsilinder + Vtutup atas + Vtutup bawah 3

2

3

1098,795 ft = ¼ π di Ls + 0,0847 di +

π di 3 24 tg 1 / 2 α

1098,795 ft3 = ¼ π di2 (1,5 di) + 0,0847 di3 +

π di 3 24 tg (60)

1098,795 ft3 = 1,1781 di3 + 0,0847 di3 + 0,0756 di3 1,3384 di3

= 1098,795 ft3

di3

=

di

= 9,37 ft = 112,44 in.

1098,795 = 820,977 ft3 1,3384

Menghitung volume liquid dalam shell (HL) Vliquid dalam shell = Vliquid – V tutup bawah

VI- 4

π di 3

= 879,036 ft3 -

24 tg 1 / 2 α

π (9,37) 3

3

= 879,036 ft -

24 tg (60)

= 879,036 ft3 - 62,143 = 816,894 ft3 Menghitung tinggi larutan dalam tangki (Lls) Lls

=

=

Vliquid dalam shell

π / 4 x di 2 816,894 ft 3 π / 4 x (9,37) 2

= 11,853 ft

= 142,232 in

Menentukan tekanan design (Pi) Pi

= Poperasi + Phidrostatik

Poperasi = 1 atm = 14,7 psi Phidrostatik

=

=

ρ ( H − 1)

(Brownell & Young. Pers 3.17, hal 46)

144

73,6 (11,853 − 1) 144

= 6,301 psi sehingga : Pi

= (14,7 psi + 6,301 psi) - 14,7 psi = 6,301 psi

Menentukan tebal tangki (ts) Bahan konstruksi

: High Alloy Steel SA 240 Grade M Type 316

VI- 5

F allowable

: 18750 (Brownell & Young, App D, hal 342)

Faktor korosi

: 2/16

Type pengelasan

: double welded butt joint (E = 0,8)

Tekanan design

: 6,301 psi

ts

=

Pi di +C 2 ( F .E − 0,6 Pi )

=

6,301 x 112,44 2 + 2 (18750 .0,8) − 0,6 x 6,301) 16

=

2,378 3 ≈ 16 16

Standarisasi do do

= di + 2 ts = 112,44 in.+ 2 (3/16) = 112,44 + 0,375 = 112,065 in = 9,34 ft

Dari tabel 5.7, hal 90 Brownell & Young didapat : do standar

= 114 in

di baru

= do – 2 ts

di baru

= do – 2 ts = 114 – 2 (3/16) = 113,625 in = 9,47 ft

Menentukan tinggi silinder (ls) ls

= 1,5 x di = 1,5 x 9,47 ft

VI- 6

= 14,2031 ft

= 170,4375 in

Menentukan dimensi tutup : a. Menentukan tebal tutup atas (tha) dan tutup bawah (thb) :

Tutup atas berbentuk standart dished, maka : tha

=

0,885 . Pi .r +C F . E − 0,1 Pi

=

0,885 x 6,301x 108 2 + (18750 x 0,8) − (0,1 x 6,301) 16

=

0,6424 2 + 16 16

=

2,6424 3 in. ≈ 16 16

Tutup bawah berbentuk conical dengan α = 120 0C, maka : thb

=

Pi .di +C 2 ( F . E − 0,6 Pi ) cos 1 2 α

=

6,301 x 113,625 2 + 2 (18750 . 0,8 − 0,6 x 6,301) cos 1 2 .120 16

=

0,7639 2 + 16 16

=

2,7639 3 in. ≈ 16 16

b. Menetukan tinggi tutup atas (ha) dan tutup bawah (hb) :

Tutup atas berbentuk standart dished head : ha

= 0,169 x di = 0,169 x 113,625 in = 19,2026 in = 1,6002 ft

VI- 7

Tutup bawah berbentuk conical dengan α = 120 0C, maka :

hb

=

1 / 2 di tg 1 2 120

=

1 / 2 x 113,625 tg 60

= 32,8017 in = 2,7335 ft Menentukan tinggi tangki : Tinggi tangki = h. shell + h. tutup atas + h. tutup bawah = 170,4375 in + 19,2026 in + 32,8017 in = 222,4418 in = 18,5368 ft Kesimpulan perancangan untuk dimensi reaktor : Dengan bahan konstruksi High Alloy Steel SA-240 grade M type 316 maka didapat ukuran : do

= 114 in

di

= 113,625 in = 9,4688 ft

Ls

= 170,4375 in = 14,2031 ft

ts

= 3/16 in

= 0,0156 ft

tha

= 3/16 in

= 0,0156 ft

thb

= 3/16 in

= 0,0156 ft

ha

= 19,2026 in = 1,6002 ft

hb

= 32,8017 in = 2,7335 ft

Tinggi tangki = 222,4418 in = 18,5368 ft 6.3.2. Perhitungan dimensi pengaduk. Perencanaan pengaduk :

VI- 8

•

Jenis pengaduk

: Turbin 6 blades sudut 45o

•

Bahan impeller


•

Bahan poros pengaduk : Hot Roller SAE 1020

•

Data dari jenis pengaduk :

(Mc. Cabe Jilid I hal 242 kurva A)

S1

= 0,33

S4

= 0,25

S2

= 1,0

S5

= 0,1

S3

= 0,25

S6

= 1,0

Diameter Pengaduk (Da) S1

=

Da Dt

Dimana : Dt

= diameter tangki = 9,4688 ft

Da

= 0,33 x 9,4688 ft = 3,1247 ft = 37,4963 in

Jarak pengaduk dari dasar tangki (E) S2

= 1,0

S2

=

E

= S2 x Da

E Da

= 1,0 x 3,1247 ft = 3,1247 ft = 37,4963 in Panjang daun pengaduk (L) S3

= 0,25

VI- 9

L Da

S3

=

L

= S3 x Da = 0,25 x 3,1247 ft = 0,7812 ft = 9,3741 in

Lebar baffle pengaduk (W) S4

= 0,25

S4

=

W

= S4 x Da

W Da

= 0,25 x 3,1247 ft = 0,7812 ft = 9,3741 in Tebal baffle (J) S5

= 0,1

S5

=

J

= S5 x Dt

J Dt

= 0,1 x 9,4688 ft = 0,94688 ft = 11,3626 in Jumlah pengaduk (N) S6

= 1,0

S6

=

H

= S6 x Dt

H Dt

= 1,0 x 9,4688 ft

VI- 10

= 9,4688 ft = 113,625 in N

=

=

H 2 x Da 2

8,96875

2 x (2,9597 )

2

= 0,512 ≈ 1 buah Daya pengaduk (P) Motor penggerak

= 200 – 250 (diambil V = 250)

V

= π x Da x n

Da

= 3,1247 ft = 37,4963 in = 0,952 m

n

=

V π x Da

=

250 3,14 x 0,952

(Brown, hal. 507)

= 83,6322 rpm ≈ 90 rpm NRe

=

n x Da 2 x ρ

(Geankoplis, pers 3.4-1, hal 144)

μ

Dimana : n

= kecepatan putar = 90 rp, (put/ men)

Da

= diameter pengaduk = 3,1247 ft = 37,4963 in

ρ

= 73,6 lb/ft3

μ

= 0,048 lb/ ft. dt

NRe

= bilangan Reynold

= 2,88 lb/ ft.menit.

Sehingga :

VI- 11

NRe

=

(90 rpm) x (3,1247 ft ) 2 x 73,6 lb / ft 3 2,88 lb / ft.menit

= 22456,6250 ≥ 2100 , maka aliran turbulen. Karena NRe > 10.000 maka perhitungan pemakaian daya : P

=

K T x n 3 x Da 5 x ρ gc

(Mc. Cabe, pers.9-24 hal 245)

Dimana : P

= daya pengaduk (lbf. ft/ min)

KT

= 1,65 (Mc. Cabe, pers.9-24 hal 245)

n

= kecepatan putar = 90 rpm = 1,5 rps = 5400 rph

Da

= diameter pengaduk 3,1247 ft

gc

= 32,2 lb. ft/ det.lbf

ρ

= 73,6 lb/ ft3

Sehingga : P

=

1,65 x (1,5 rps ) 3 x (3,1247 ft ) 5 x 73,6 lb / ft 3 32,2 lb ft / dt.lb f

= 3791,589 lb.ft/detik. = 6,8938 Hp Kehilangan daya Grand loss (kebocoran daya akibat poros dan bearing) = 25 % daya Transmisi loses (kebocoran daya akibat belt atau gear) = 15 % daya Ploss

= 25% . P = 0,25 x 6,8938 Hp = 1,7234 Hp

VI- 12

Daya total yang dibutuhkan pengaduk Ptotal

= Ploss + P = 1,7234 Hp + 6,8938 Hp = 8,6172 Hp

Bila : •

Efisiensi motor

= 80 %

•

Efisiensi pengaduk

= 60 %

Maka : Daya motor (P)

=

Ptotal η motor xη pengaduk

=

8,6172 Hp 0,8 x 0,6

= 17,9526 Hp ≈ 18 Hp Sehingga daya motor yang digunakan adalah 18 Hp Menghitung diamter poros pengaduk Diameter poros (Dp)

⎡16 T ⎤ = ⎢ ⎥ ⎣πs ⎦

1/ 3

Dimana : s

= maksimal design bearing stress yang diizinkan, lb/ in = 20 % x 36000 lb/in. = 7200 lb/in

T

= momen punter =

63025 x P n

VI- 13

=

63025 x 18 90

= 12605 lb/ in2 Sehingga : Dp

⎡16 x 12605 ⎤ = ⎢ ⎥ ⎣ π . 7200 ⎦

1/ 3

= 2,0739 in = 0,1728 ft Menentukan panjang poros L=H+Z-Z H =Tinggi silinder ditambah tutup atas = 170,4375 in + 19,2026 in = 189,6401 in = 15,8033 ft Z = panjang poros diatas tangki = 0,46 m = 1,5 ft = 18 in Zi =jarak impeler dari dasar tangki = 3,1247 ft = 37,4963 in Jadi panjang poros pengaduk: L = (15,8033 ft + 1,5 ft) – 3,1247 ft = 14,1786 ft = 170,1432 in Kesimpulan perancangan : Diameter pengaduk (Da)

= 3,1247 ft = 37,4963 in

Panjang daun pengduk (L)

= 0,7812 ft = 9,3741 in

Lebar daun pengaduk (W)

= 0,7812 ft = 9,3741 in

Tebal baffle (J)

= 0,94688 ft = 11,3626 in

Daya pengaduk (P)

= 18 Hp

Diameter poros (Dp)

= 2,0739 in = 0,1728 ft

VI- 14

Panjang poros (Lp)

= 14,1786 ft = 170,1432 in

Jumlah pengaduk

= 1 buah

3. Perhitungan Coil Pendingin M = 13.533,7884 kg/ jam T1 = 122o F

t1 = 80,6o F

t2 = 95o F

T2 = 122o F Dasar perencanan : Kebutuhan air pendingin (M)

= 13.533,7884 kg/ jam = 29.836,5898 lb/ jam

Panas yang diserap air pendingin

= 338344,711 kkal/ jam

= 338344,711 kkal/ jam x 3,9683 Btu/kkal = 1341785,78 Btu/jam Suhu air pendingin masuk (t1)

= 27o C

= 80,6o F

Suhu air pendingin keluar (t2)

= 35o C

= 95o F

Suhu bahan masuk (T1)

= 50o C

= 122o F

Suhu bahan keluar (T2)

= 50o C

= 122o F

Tekanan

= 1 atm

ρ campuran

= 73,6 lb/ft3

μ campuran

= 1,32 Cp

Cp

= 0,2796 kkal/kgoC

VI- 15

Perhitungan coil : 1. Menentukan ∆TLMTD ∆t1

= (T1 – t2) = (122o F -95o F ) = 27o F

∆t2

= (T2 – t1) = (122o F -80,6o F ) = 41,4o F

∆TLMTD =

=

Δ t1 − Δ t 2 ⎡ Δt ⎤ ln ⎢ 1 ⎥ ⎣ Δt 2 ⎦ 27 − 41,4 = 33,6886o C ⎡ 27 ⎤ ln ⎢ ⎥ ⎣ 41,4 ⎦

2. Menentukan suhu caloric Tc

= ½ (T1 + T2) = ½ (122 + 122)o F

= 122o F

tc

= ½ (t1 + t2 )

= ½ (80,6 + 95)o F

= 87,8o F

3. Penentuan tube Direncanakan ukuran pipa 12 in IPS, dengan ukuran : (Kern, tabel 1.1 hal. 844) do

= 12,75 in

= 1,0625 ft

di

= 12,09 in

= 1,0075 ft

a”

= 3,338 ft2/ft

a’

= 115 in2

= 0,7986 ft2 Evaluasi Rd

VI- 16

Liquid panas (Larutan)

Liquid dingin (air)

4. Menghitung NRe

di do

115 in 2 = 0,7986 ft2 144

= 364,4665 x

m ap

= 345,6 Btu/ jam.ft2. oF

Ap =

Gp =

4. hio = hi x

=

29836,5898 lb / jam 0,7986 ft 2

= 37361,12 lb/jam. ft2 NRep =

=

G p x di

μ x 2,42

37361,12 lb / j. ft 2 x 1,0075 ft 1,32 x 2,42

= 42152,4867 > 2100 Kern, fig. 20-2 hal 718 didapat : 5. Menghitung faktor panas (JH) JH = 1700 6. Menghitung harga koefisien film perpindahan panas ⎛ k ⎞ ⎛ cp x μ ⎞ hi = JH ⎜ ⎟ ⎜ ⎟ ⎝ di ⎠ ⎝ k ⎠

1/ 3

⎛ μ ⎞ ⎜⎜ ⎟⎟ ⎝ μω ⎠

0 ,14

k = 0,12 Btu/ jam.ft2. F/ft Cp = 0,53 Btu/ lb o

VI- 17

1,0075 ft 1,0625 ft

⎛ μ ⎞ ⎜⎜ ⎟⎟ ⎝ μω ⎠

0 ,14

= 1, karena μ < μω

hi

=

1700

⎛ 0,12 ⎞ ⎛ 0,53 x 1,32 ⎞ ⎟ ⎜ ⎟⎜ ⎝ 1,0075 ⎠ ⎝ 0,12 ⎠

x

1/ 3

x1

= 364,4665 Btu/ jam.ft2. oF

7. Menghitung tahanan panas pipa bersih (UC) UC

=

hio x ho hio + ho

=

345,6 x 364,4665 345,6 + 364,4665

= 177,3913 Btu/ jam.ft2. oF 8. Menghitung tahanan panas pipa terpakai (UD) Rd

=

UC −U D UC x U D

Dari tabel 12 hal 845, Kern didapat : Rd = 0,0043 0,0043 UD

=

177,3913 − U D 177,3913 x U D

= 100,6314 Btu/ jam.ft2. oF

9. Menghitung luas permukaan perpindahan panas A

=

Q U D x ΔTLMTD

VI- 18

=

1341785,78 Btu / jam 100,6314 Btu / jam. ft 2 .o F x 33,6886 o F

= 395,792 ft2 10. Menghitung panjang lilitan coil L

=

A a"

=

395,792 ft 2 = 118,6 3,338 ft 2

11. Menghitung jumlah lilitan coil n

=

L π x dc

dimana : dc

= 0,65 x di

di

= diameter tangki

sehingga : dc

= 0,65 x 9,4688 ft = 6,1547 ft

n

=

118,6 = 6,14 ≈ 6 buah. π x 6,1547

12. Menghitung tinggi lilitan coil Lc

= (n - 1)(Ic + do) + do

Jika Ic (jarak antar coil) = 0,25 in = 0,0208 ft Lc

= (6 - 1)(0,0208 + 1,0625) + 1,0625 = 6,4792 ft = 77,7504 in

Kesimpulan perancangan :

VI- 19

OD

= 12,75 in

= 1,0625 ft

ID

= 12,09 in

= 1,0075 ft

a’

= 115 in2

= 0,7986 ft2

a“

= 3,338 ft2/ft

Jarak antar coil

= 0,25 in

Jumlah lilitan

= 6 lilitan

4. Perhitungan Nozzle 1. Menentukan pemasukan media Dasar perancangan : Kebutuhan liquid masuk = 33.333,34 kg

= 73.487,435 lb/jam

Densitas campuran : 73,6 lb/cuft Karena bahan masuk dalam waktu 5 menit, maka : Perhitungan volumetrik : Q

=

=

mtotal

ρ campuran 73.487,435 lb / jam 73,6 lb / cuft

= 879,036 ft3/ 5 menit

= 2,9301 ft3/ dtk.

ID optimum : ID

= 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13 = 3,9 (2,9301)0,45 (73,6)0,13 = 11,0627

Berdasarkan App.K, Brownell & Young hal 387, didapatkan dimensi pipa :

VI- 20

Ukuran pipa nominal (NPS)

= 12 in

Schedule (NSC)

= 100

Diameter dalam (ID)

= 11,064

Diameter luar (OD)

= 12,750 in

Tebal pipa (to)

= 0,843 in

Berdasarkan hal 221, Brownell & Young didapatkan dimensi flange : Ukuran pipa nominal (NPS)

= 12 in

Diameter luar flange (A)

= 19 in

Tebal flange minimum (T)

= 1 ¼ in

Diameter luar bagian menonjol (R)

= 15 in

Diameter hubungan pada alas (E)

= 14 3/8 in

Diameter hub. Pada titik pengelasan (K) = 12,75 in Panjang nozzle (L)

= 4 ½ in


= 12,00 in

Jumlah lubang baut

= 12 buah

Diameter lubang baut

= 1 in

Diameter baut

= 7/8 in

Bolt circle

= 17

2. Menentukan nozzle pemasukan coil pendingin Dasar perancangan : Dari perhitungan coil pendingin didapatkan : IDoptm

= 12,090


VI- 21


= 12 in

Schedule (NSC)

= 30

Diameter dalam (ID)

= 12,090

Diameter luar (OD)

= 12,750

Tebal pipa (to)

= 0,330 in


= 12 in


= 19 in


= 1 ¼ in


= 15 in


= 14 3/8 in


= 4 ½ in


= 12,00 in

Jumlah lubang baut

= 12 buah


= 1 in

Diameter baut

= 7/8 in

Bolt circle

= 17

3. Menentukan nozzle pengeluaran coil pendingin Dasar perancangan : Dari perhitungan coil pendingin didapatkan : IDoptm

= 12,090


VI- 22


= 12 in

Schedule (NSC)

= 30

Diameter dalam (ID)

= 12,090

Diameter luar (OD)

= 12,750

Tebal pipa (to)

= 0,330 in


= 12 in


= 19 in


= 1 ¼ in


= 15 in


= 14 3/8 in


= 4 ½ in


= 12,00 in

Jumlah lubang baut

= 12 buah


= 1 in

Diameter baut

= 7/8 in

Bolt circle

= 17

4. Man hole Man hole dirancang untuk pemeriksaan atau pembersihan bagian dalam dari fermentor. Perancangannya : Diameter dalam nozzle (din)

= 20 in

VI- 23

tn (tebal nozzle)

= 3/16 in

dn (diameter nozzle)

= din + 2 tn = 20 + 2 (3/16) = 20,375 in

dp (diameter penguat)

= 2 din = 2 (20)

two min (tebal pengelasaan bagian luar)

= 40 in = ½ + tn = ½ + 3/16 = 3/32 in

twi min (tebal pengelasaan bagian dalam)

= 0,7 x tn = 0,7 x 3/16 = 0,3125 in

trs (tebal teoritis silinder)

=

Pi x di 2 ( f .E − 0,6.Pi )

=

6,301 x 113,625 2 (18750 x 0,8 − 0,6 x 6,301)

= 0,024 in trn (tebal teoritis nozzle)

=

=

Pi . din 2( f .E − 0,6.Pi )

6,301 x 20 2 (18750 x 0,8 − 0,6 x 6,301)

= 0,004 in Menentukan penguat man hole A

= din x trs

VI- 24

= 20 x 0,024 = 0,48 in2 A1

= din x (ts – trs - c) = 20 x (0,1875 – 0,024 – 0,0625) = 2,02 in2

A2

= 2(21/4.tn - tp)(tn – trn - c) = 2 (2 ¼ x 0,1875)(0,1875 – 0,004 – 0,0625) = 0,102 in2

A < A1 + A2 0,48 in2 < 2,02 in2 + 0,102 in2 0,48 in2 < 2,122 in2, maka nozzle tidak perlu penguat. Berdasarkan fig. 12-2, hal 221 Brownell & Young didapatkan dimensi flange : Ukuran pipa nominal (NPS)

= 20 in


= 27 ½ in


= 1 11/16 in


= 23 in


= 22 in


= 5 11/16 in


= 19,25 in

Jumlah lubang baut

= 20 buah


= 1 ¼ in

Diameter baut

= 1 1/8 in

Bolt circle

= 25

VI- 25

5. Menentukan pengeluaran biogas (produk) Dasar perancangan : Biogas keluar fermentor = 10.618,64 kg/ jam x 2, 2046 lb/kg = 23409,85 lb/ jam Densitas campuran

= 8,368 lb/ ft3

Perhitungan volumetrik : Q

=

=

mtotal

ρ campuran 23409,85 lb / jam = 2797,544 ft3/ jam. 3 8,368 lb / ft

karena gas keluar dalam waktu 5 menit, maka : Q

= 2797,544 ft3/ 5 menit = 9,3251 ft3/ dtk.

ID optimum : ID

= 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13 = 3,9 (9,3251)0,45 (8,368)0,13 = 14,0395 in ≈ 14 in

Berdasarkan App.K, Brownell & Young hal 387, didapatkan dimensi pipa : Ukuran pipa nominal (NPS)

= 14 in

Schedule (NSC)

= 10

Diameter dalam (ID)

= 13,624 in

Diameter luar (OD)

= 14 in

Tebal pipa (to)

= 0,188 in


= 14 in

VI- 26


= 21 in


= 1 3/8 in


= 16 ¼ in


= 15 ¾ in


= 5 in


= 13,25 in

Jumlah lubang baut

= 12 buah


= 1 1/8 in

Diameter baut

= 1 in

Bolt circle

=18 ¾ in

6. Menentukan pengeluaran slurry Dasar perancangan : Slurry keluar fermentor = 23762,7118 kg/ jam x 2,2046 lb/ kg = 52387,27 lb/ jam Densitas campuran

= 48,32 lb/ft3

Perhitungan volumetrik : Q

=

=

mtotal

ρ campuran 52387,27 lb / jam = 1084,1737 ft3/ jam. 3 48,32 lb / ft

Karena slurry keluar dalam waktu 5 menit, maka : Q = 1084,1737 ft3/ 5 menit = 3,614 ft3/ dtk ID optimum :

VI- 27

ID

= 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13 = 3,9 (3,614)0,45 (48,32)0,13 = 11,5106 in ≈ 12 in

Berdasarkan App.K, Brownell & Young hal 387, didapatkan dimensi pipa : Ukuran pipa nominal (NPS)

= 12 in

Schedule (NSC)

= 60

Diameter dalam (ID)

= 11,626 in

Diameter luar (OD)

= 12,750 in

Tebal pipa (to)

= 0,502 in


= 12 in


= 19 in


= 1 ¼ in


= 15 in


= 14 3/8 in


= 4 ½ in


= 12,00 in

Jumlah lubang baut

= 12 buah


= 1 in

Diameter baut

= 7/8 in

Bolt circle

= 17

5. Sambungan tutup dengan dinding fermentor

VI- 28

Untuk mempermudah perbaikan dan perawatan dari reaktor, maka tutup bejana dihubungkan dengan bagian shell secara system flange dan bolting. 1. Gasket Bahan : Flat metal jacketed, asbestos filled (Brownell & Young, fig. 12.11, hal 228) Gasket factor (Stainless steels)

= 3,75

Minimum design seating stress

= 9000

Penentuan tebal gasket Dari pers. 12-2 Brownell & Young, hal 226, didapat :

Y −P xm do = di Y − P (m + 1) dimana : Y

= yeald stress (9000 psia)

m

= gasket faktor (3,75)

do

= diameter luar gasket

di

= diameter dalam gasket

P

= internal pressure (14,7 psig)

diketahui :

do gasket = OD shell

= 114 in

Maka :

9000 −14,7 x3,75 114 = 9000 −14,7 (3,75 + 1) di

VI- 29

114 = 1,0008 di

di

= 1,0008 x 114

lebar gasket (n) =

=

= 114,0912 in

di − do 2 114,0912 −114 2

= 0,0456 x 16/16 = 1/16 in Diameter rata-rata gasket (G)

= di + n = 114,0912 + 0,0625 = 114,1537 in

Perhitungan jumlah dan ukuran baut •

Perhitungan beban baut

Beban baut supaya gasket tidak bocor (Hy), dengan menggunakan pers. 12.88, Brownell & Young, hal 240, maka : Wm2 = Hy = b. μ. G. Y Dari gbr. 12.12, Brownell & Young, hal 229, lebar settling gasket bawah : Bo

= n/2 = 0,0625/ 2 = 0,03125 in

Untuk Bo

= 0,03125 in

b

= 0,03125 in

= Bo

sehingga : Hy

= Wm2

= 0,03125 in x 3,14 x 114,1537 in x 9000 psia = 100811,986 lb

VI- 30

Beban agar baut tidak bocor (Hp) Hp

= 2 b. μ. G. m. P = 2 x 0,03125 in x 3,14 x 114,1537 in x 3,75 x 14,7 psia = 1234,947 lb

Beban karena tekanan dalam (H) : H

=

=

π .G 2 x P

(Brownell & Young, pers. 12.89, hal 240)

4

π . (114,1537) 2 x 14,7 4

= 150372 lb Jadi total berat pada kondisi operasi (Wm1) : Wm1 = H + Hp = 150372 lb + 1234,947 lb = 151606,947 lb karena Wm1 > Wm2, maka yang mengontrol adalah Wm1 2. Bolting Bahan : High Alloy Steel SA 336 Grade M type 316 (App. D, Brownell & Young) Tensile strength minimum

= 75000

Allowable

= 18750

Type flange

= Ring flange loose type

•

Perhitungan luas minimal bolting area

Dengan pers. 12.92, Brownell & Young hal 240 :

VI- 31

Am1

=

Wm1 fa

=

151606,947 lb 18750 psia

= 8,086 in2 Perhitungan Bolt Optimum Dari tabel 10.4, hal. 188 Brownell & Young, dicoba : Ukuran baut

: 1 3/8

Root area

: 1,054 in2

Maka jumlah bolting minimum

=

Am1 Root area

8,086 in 2 = = 7,6714 ≈ 8 buah 1,054 in 2 Dari tabel 10.4, hal. 188 Brownell & Young, didapat : Bolt spacing distance preference (Bs)

= 3 in

Minimum radial distance (R)

= 1 7/8 in

Edge distance (E)

= 1 3/8 in

Bolting circle diameter (C) : C

= ID shell + 2 (1,415 go + R)

(Brownwll & Young, hal 243 )

Dimana : go

= tebal shell

= 3/16 in

Sehingga : C

= 113,625 + 2 (1,415 x 0,1875) + 1,875 = 116,0306 in

VI- 32

- Cek bolting : N x Bs

π

=

8 x3

π

= 7,6433 in

- Diameter luar flange OD = Bolt circle diameter – 2E = 116,0306 in – 2(1,375) = 115,2806 in - Cek lebar gasket Ab actual

= jumlah baut x root area = 8 x 1,054 in2 = 8,432 in2

- Lebar gasket minimal L

= Ab actual x

= 8,432 in2 x

f 2.π .Y . G 18750 2.π . 9000 x 114,1537

= 8,432 in2 x 0,0029 = 0,0245 in < 0,0625 (memenuhi) Perhitungan moment • Untuk keadaan bolting up tanpa tekanan dalam, dengan pers. 12.94, hal 243, Brownell & Young, diperoleh : W

=

( Ab + Am ) x fa 2

=

(8,432 + 8,086) x 18750 2

VI- 33

= 154856,25 lb • Jarak radial dari beban gasket yang bereaksi terhadap bolt (hG) hG

=

bolt circle diameter − IDrata −rata 2

=

116,0306 − 114,1537 2

= 0,9385 in • Moment flange (Ma) Ma

= hG x W

(Brownell & Young, hal 243)

= 0,9385 in x 154856,25 lb = 145326,784 lb • Dalam keadaan operasi : W

= Wm1

= 151606,947 lb

• Hidrostatik and force pada daerah dalam flange (HD) : HD

= 0,785 x B2 x P (Brownell & Young, pers. 12.96, hal 243)

Dimana : B

= OD shell = 114 in

P

= tekanan operasi

= 14,7 psia = 14,7 lb/ in2

Maka : HD

= 0,785 x (114 in)2 x 14,7 lb/ in2 = 149967,342 lb.

• Jarak radial bolt circle pada aksi (hD) hD

= 0,5 (C - B)


= 0,5 (116,0306 -114)

VI- 34

= 1,0153 in • Moment MD MD

= hD x HD


= 1,0153 in x 149967,342 lb.in2 = 152263,717 lb.in • Perbedaan antara baut flange dengan gaya hidrostatik total (HG) HG

=W–H


= Wm1 – H = 151606,947 lb - 150372 lb = 1234,9468 lb • momen flange (MG) MG

= HG x hG


= 1234,9468 lb x 0,9385 in = 1158,998 lb.in • perbedaan antara gaya hidrostatik total dengan gaya hidrostatik dalam area flange (HT) HT

= H – HD


= 150372 lb - 149967,342 lb.in = 404,6582 lb hT

=

hD + hG 2

=

1,0153 + 0,9385 2


= 0,9769 in

VI- 35

• momen komponen (MT) MT

= HT x hT


= 404,6582 lb x 0,9769 in = 395,3106 lb.in • Moment total pada keadaan operasi (MO) MO

= MD + MG + MT (Brownell & Young, pers. 12.96, hal 244) = 152263,717 lb.in + 1158,998 lb.in + 395,3106 lb.in = 153818,025 lb.in

Karena Ma < MO, maka Mmax = MO = 153818,025 lb.in 3. Flange Bahan : High Alloy Steel SA 336 Grade M type 316 (App. D, Brownell & Young) Tensile strength minimum

= 75000

Allowable

= 18750

Type flange

= Ring flange loose type

Perhitungan Tebal Flange Dengan menggunakan pers. 12.85, hal 239, Brownell & Young : t

⎛ Y x M max = ⎜⎜ ⎝ f xB

⎞ ⎟⎟ ⎠

0,5

Dimana : K

= A/B

A

= diameter luar flange = 115,2806 in

B

= diameter luar shell = 114 in

VI- 36

f

= stress yang diijinkan untuk bahan flange

= 18750 psia

Mmax =153818,025 lb.in Maka : K

=

115,2806 = 1,02 in 114

Dengan harga K = 1,02 in, diperoleh harga (Brownell & Young, fig. 12-22, hal 238): Y

= 97

Sehingga : t

⎛ 97 x 153818,025 ⎞ ⎟⎟ = ⎜⎜ ⎝ 18750 x 114 ⎠

0,5

= 2,6420 in Kesimpulan perancangan : 1. Gasket Bahan

: Flat metal jacketed, asbestos filled (Brownell & Young, fig. 12.11, hal 228)

Gasket factor

: 3,75

Minimum design seating stress Tebal

: 1/16 in

Lebar

: 1/16 in

: 9000

2. Bolting Bahan

: High Alloy Steel SA 336 Grade M type 316 (App. D, Brownell & Young, hal 344)

Tensile strength minimum

: 75000

VI- 37

Allowable stress

: 18750

Ukuran

: 1 3/8 in

Jumlah baut

: 8 buah

Type flange

: Ring flange loose type

3. Flange Bahan

: High Alloy Steel SA 336 Grade M type 316 (App. D, Brownell & Young, hal 344)

Tensile strength minimum

: 75000

Allowable stress

: 18750

Tebal

: 2,6420 in

Diameter luar (OD)

: 115,2806 in

Type flange

: Ring flange loose type

6. Perhitungan sistem penyanggah Sistem penyanggah dirancang untuk mampu menyanggah berat bejana total dan perlengkapannya. Bahan-bahan yang ditahan terdiri dari : • Berat silinder dan tutupnya • Berat larutan dalam fermentor • Berat pengaduk dan perlengkapannya • Berat attachement • Berat coil pendingin Berat silinder dan tutupnya (Ws) Rumus :

VI- 38

Ws

= ¼ π (OD2 – ID2) H. ρ

Ws

= berat silinder fermentor (lb)

OD

= diameter luar silinder

= 114 in = 9,5 ft

ID

= diameter dalam silinder

= 113,625 in = 9,4688 ft

H

= tinggi silinder

= 14,2031 ft

ρ

= densitas bahan konstruksi = 489 lb/ ft3

Dimana :

= 170,4375 in

(Perry, edisi 6, tabel 3-118, hal 3 - 95) = ¼ π ((9,5)2 – (9,4688)2) x 14,2031 ft x 489

Ws

= 3226,6816 lb x 1 kg / 2,2046 lb = 1463,613 kg Berat tutup atas dan tutup bawah •

Tutup atas

Rumus : WdA

=Axtxρ

Dimana : WdA = berat tutup standard dished (lb) A

= luas tutup standard dished (ft2)

t

= tebal tutup standard dished = 3/16 in = 0,015625 ft

ρ

= densitas bahan konstruksi = 489 lb/ ft3 (Perry, edisi 6, tabel 3-118, hal 3 - 95)

A

= 6,28 x Rc x h

Dimana :

VI- 39

Rc

= crow radius = ID shell

= 113,625 in = 9,4688 ft

h

= tinggi tutup standard dished = 19,2026 in = 1,6002 ft

A

= 6,28 x 9,4688 ft x 1,6002 ft

Maka :

= 95,1544 ft2 = 13703,6736 in2 Sehingga diperoleh : WdA = 95,1544 ft2 x 0,015625 ft x 489 lb/ ft3 = 727,0391 lb x 1 kg/ 2,2046 lb = 329,7828 kg •

Tutup bawah

Rumus : WdB

=Axtxρ

Dimana : WdB = berat tutup conical (lb) A

= luas tutup conical (ft2)

t

= tebal tutup conical

ρ


= 3/16 in = 0,015625 ft

(Perry, edisi 6, tabel 3-118, hal 3 - 95) A

= 6,28 x Rc x h

Dimana : Rc

= crow radius = ID shell

= 113,625 in = 9,4688 ft

h

= tinggi tutup conical

= 32,8017 in = 2,7335 ft

A

= 6,28 x 9,4688 ft x 2,7335 ft

Maka :

VI- 40

= 162,5450 ft2

= 23406,4827 in2

Sehingga diperoleh : WdB = 162,5450 ft2 x 0,015625 ft x 489 lb/ ft3 = 1241,9455 lb x 1 kg/ 2,2046 lb = 563,3428 kg Jadi berat tutup atas dan tutup bawah : Wd

= WdA + WdB = 329,7828 kg + 563,3428 kg = 893,1256 kg

Berat larutan Rumus : W1

=mx t

Dimana : m = berat larutan dalam fermentor = 33.333,34 kg/jam = 73.487,435 lb/jam t = lama waktu pengisian

= 0,5 jam

Maka : W1

= 33.333,34 kg/jam x 0,5 jam = 16666,6700 kg

Berat attachement Berat attachement meliputi perlengkapan seperti nozzle, dan sebagainya : Rumus : Wa

= 18 % x Ws

Dimana :

VI- 41

Wa

= berat attachement (lb)

Ws

= berat silinder fermentor = 3226,6816 lb

Sehingga : Wa

= 18 % x 3226,6816 lb = 580,8027 lb x 1 kg / 2,2046 lb = 263,4503 kg

Berat coil pendingin Rumus : Wc

= ¼ π (OD2 – ID2) H. ρ

Wc

= berat silinder fermentor (lb)

OD

= diameter luar silinder

= 12,75

= 1,0625 ft

ID

= diameter dalam silinder

= 12,09 in

= 1,0075 ft

H

= tinggi silinder

= 6,4792 ft

= 77,7504 in

ρ


Dimana :

(Perry, edisi 6, tabel 3-118, hal 3 - 95) Wc

= ¼ π ((1,0625)2 – (1,0075)2) x 6,4792 x 489 = 620,7185 lb = 620,7185 lb x 1 kg/ 2,2046 lb = 281,5561 kg

Berat poros pengaduk Rumus : Wp

=Vxρ

VI- 42

Dimana : Wp

= berat poros pengaduk (kg)

V

= volume poros pengaduk (ft3)

ρ


Dengan : V

= ¼ π (D2 x Lp)

Dimana : D

= diameter poros pengaduk

= 2,0739 in = 0,1728 ft

Lp

= panjang poros pengaduk

=14,1786 ft = 170,1432 in

Maka : V = ¼ π ((0,1728 ft)2 x 14,1786 ft) = 0,3323 ft3 Sehingga diperoleh : Wp

= 0,3323 ft3 x 489 lb/ ft3 = 162,5172 lb = 162,5172 lb x 1 kg / 2,2046 lb = 73,7173 kg

Berat impeller Rumus : Wi

=Vxρ

V

= 4 (P x L x T)

Dimana :

VI- 43

Wi

= berat impeller, kg

V

= volume impeller pengaduk

L

= lebar blade = 0,7812 ft

T

= tebal blade = 0,94688 ft

P

= panjang 1 kepingan blade P = Di/2 = 3,1247 ft/ 2 = 1,5624 ft

Di

= diameter pengaduk = 3,1247 ft

ρ


Volume impeller pengaduk (V): = 4 (1,5624 ft x 0,7812 ft x 0,94688 ft) = 4 (1,1557 ft3) = 4,6228 ft3 sehingga, Wi

= 4,6228 ft3 x 489 lb/ ft3 = 2260,5716 lb = 2260,5716 lb x 1 kg / 2,2046 lb = 1025,389 kg

Berat total WT

= Ws + Wd + W1 + Wp + Wc + Wa+ Wi = 1463,613 kg + 893,1256 kg + 16666,6700 kg + 73,7173 kg + 281,5561 kg + 263,4503 kg + 1025,389 kg = 20667,5213 kg x 2,2046 lb/1 kg

VI- 44

= 45563,6175 lb Untuk faktor keamanan diambil 10 % berlebih berat fermentor : = 10 % x 45563,6175 lb

WT

= 4556,362 lb Sehingga WTactual = 45563,6175 lb + 4556,362 lb = 50119,98 lb = 50119,98 lb x 1 kg/ 2,2046 lb = 22734,27 kg Kesimpulan perancangan : Berat silinder

= 1463,613 kg

Berat tutup atas

= 329,7828 kg

Berat tutup bawah

= 563,3428 kg

Berat larutan

=16666,6700 kg

Berat poros pengaduk

= 73,7173 kg

Berat attachement

= 263,4503 kg

Berat coil pendingin

= 281,5561 kg

Berat impeller

= 1025,389 kg

Berat total

=22734,27 kg

7. Kolom penyanggah Direncanakan : •

Dibuat 4 buah kolom penyanggah

•

Digunakan kolom penyanggah jenis I beam

Perhitungan : Beban tiap kolom

VI- 45

Rumus : p

=

4 Pw ( H − L) Σw + n . dbc n

P

=

p. Pw ( H − L) Σw + n . dbc n

Dimana : P

= Beban tiap kolom (lb)

Pw

= total beban permukaan karena angin (lb)

H

= tinggi vessel dari baseplate (ft)

L

= jarak darii baseplate ke dasar vessel (ft)

dbc

= diameter tangki (ft)

n

= jumlah penyanggah (buah)

p

= beban kompresi total maksimum untuk tiap leg (lb)

∑w

= berat total (lb) Reaktor diletakkan di dalam ruangan sehingga beban tekanan angin tidak

dikontrol sehingga Pw = 0, maka berlaku rumus : P

=

Σw n

=

50119, ,98 lb 4

= 12529,99 lb

Jarak pondasi ke dasar kolom (L)

= 5 ft

Tinggi silinder (H)

= 18,5368 ft

Panjang/ tinggi penyanggah (leg)

=½H+ ½L = ½ x 18,5368 ft + ½ x 5 ft = 11,7684 ft

VI- 46

= 141,2208 in.

Trial ukuran I beam Untuk ukuran I beam 4 dicoba ukuran 4 x 2 5/8 dipasang dengan memakai beban eksentrik (terhadap sumbu). Dari Brownell & Young. hal 353, item 2 didapatkan :

Nominal size

= 4 in

Area of section

= 2,21 in

Depth of beam (HI) = 4 in

Width of flange (bI) = 2,660 in

Axis 1-1

= 1,64 in

Analisa terhadap sumbu y-y : Dengan : l r

=

141,2208 in 1,64 in

= 86,1102 in

Karena l/r antara 60 – 200 (Brownell & Young), maka : Fc aman

=

=

A

18000 (l / r ) 2 1+ 18000 18000 (86,1102) 2 1+ 18000

=

P Fc aman

=

12529,99 12748,3899

= 12748,3899

= 0,98 in2 < 2,21 in2

Evaluasi : A hasil < A tersedia = 0,98 in2 < 2,21 in2 maka ukuran I beam memadai.

VI- 47

Base plate Base plate merupakan alas atau telapak dari kolom yang akan dilas dengan base plate.

(Hesse, hal 163).

Perencanaan :

Beban kolom diasumsikan terdistribusi secara seragam dengan panjang = 0,95 h dan lebar = 0,8 b.

Digunakan besi cor (beton) sebagai bahan konstruksi dari base plate.

Perhitungan : 1. Menentukan luas yang diperlukan untuk tekanan bearing, dalam hal ini adalah luas penampang base plate. Rumus : A =

P fc

Dimana : A

= luas penampang base plate (in2)

P

= beban dari tiap-tiap base plate = beban tiap-tiap kolom =12529,99 lb

fc

= bearing capacity

= 600 lb/in2

Maka : A=

12529,99 lb = 20,88 in2 2 600 lb / in

2. Menentukan panjang dan lebar base plate Rumus : A =pxl

VI- 48

Dimana : A = 20,88 in2 p

= panjang base plate = 2m + 0,95 h

l

= lebar base plate = 2n + 0,8 b

Asumsi : m = n Dari item 2. I beam, Brownell & Young hal 353, dipilih ukuran baut 4 x 2 5/8 sehingga : b

= 2,660 in

h

= 4 in

maka : A

=pxl

20,88 in2 = (2m + 0,95 h) x (2n + 0,8 b) 20,88 in2 = (2m + 0,95 (4)) x (2m + 0,8 (2,660)) 20,88 in2 = (2m + 3,8) x (2m + 2,128) 20,88 in2 = 4m2 + 11,856m + 8,0864 4m2 + 11,856m – 12,80 = 0 Sehingga : m12

− b ± b 2 − 4 a.c = 2.a =

− 11,856 ± (11,856) 2 − 4 x 4 x (−12,80) 2x4

= 0,841 in

VI- 49

Jadi : Panjang base plate (p)

= 2m + 0,95 h = 2 x 0, 841 in + 0,95 x 4 in = 1,682 in + 3,8 in = 5,482 in

Lebar base plate (l)

≈ 6 in

= 2m + 0,8 b = 2 x 0, 841 in + 0,8 x 2,660 = 1,682 in + 2,128 in = 3,81 in

≈ 4 in

Dari perhitungan didapatkan panjang base plate 6 in dan lebar base plate 4 in, maka ditetapkan ukuran base plate yang digunakan adalah 6 x 4 dengan luas (A) = 24 in2. Peninjauan terhadap bearing capacity Rumus : f

=

P A

dimana : f

= bearing capacity, lb/in2

P

= beban tiap kolom

= 12529,99 lb

A

= luas base plate

= 24 in2

Maka : f

=

12529,99 lb 24 in 2

= 522,08 lb/ in2 < 600 lb/ in2

VI- 50

karena I < Ibp = 522,08 lb/ in2 < 600 lb/ in2 maka dimensi base plate memenuhi. Peninjauan terhadap base plate •

•

Panjang base plate p

= 2m + 0,95 h

6 in

= 2 m + 0,95 x 4 in

m

= 1,1 in

Lebar base plate l

= 2n + 0,8 b

4 in

= 2n + 0,8 x 2,660 in

n

= 0,936 in

karena m > n, maka m mengontrol pemilihan terhadap base plate. •

Tebal base plate Rumus : tbp

=

0,00015 p . m 2

dimana : t

= tebal base plate (in)

P

= actual unit yang terjadi pada base plate = 522,08 lb/ in2

m

= 1,1 in

maka : tbp

=

0,00015 x (522,08) x (1,1) 2

= 0,3079 in

VI- 51

Ukuran baut • Beban tiap baut Pbaut

=

Abaut

=

P

=

nbaut

12529,99 = 3132,50 lb/ baut 4

Pbaut f baut

Dimana : fbaut

= stess tiap baut max = 12000 lb/ in2

Abaut

=

Abaut

= ¼ . π db2

3132,50 12000

= 0,2610 in2

0,2610 in2 = 0,785 db2 db

= 0,5766 in ≈ 1 in

Dari Brownell & Young, tabel 10.4, hal 188 didapatkan ukuran baut 1 in2 dengan dimensi : Ukuran baut

= 1 in2

Root area

= 0,551 in

Bolt spacing

= 2 ¼ in

Jarak radial min.

= 1 3/8 in

Edge distance

= 1 1/16 in

Nut dimention

= 1 5/8 in

Radius fill max

= 7/16 in

Perhitungan Lug dan Gusset

VI- 52

• Tebal plate horizontal lug (tph) Rumus : tph

=

6 My f all

(Brownell & Young, pers. 10-41, hal 193)

dimana : tph

= tebal base plate

fall

= allowable working stress

My

= jumlah momen punter pada baut.

My

=

P 4π

= 18750 psia

⎡ ⎤ 2l +1− γ 1 ⎥ ⎢(1 + μ ) ln eπ ⎣ ⎦ (Brownell & Young, Eq.10.38, hal 192)

dimana : P

= beban baut = 3132,50 lb/ baut

μ

= poisson’s ratio baja = 0,30 (Brownell & Young, hal 192)

l

= panjang horizontal base plate lug bagian bawah (in) = 1,5 x b = 1,5 x 2,660 in

a

= 3,99 in

= panjang horizontal base plate bagian atas (in) =½xl = ½ x 3,99 in = 1,995 in

e

=

nut dim ention across flats 2

=

1 5/8 2

= 0,8125 in

VI- 53

b

= jarak antar gusset = 1 in + 8 in

l

= 9 in

= jari –jari luar bearing = 2 (b – 0,5 x ukuran baut) = 2 (2,660 in – 0,5 x 1 in) = 4,32

γ1

= konstruksi dari perhitungan moment

Perbandingan tebal base plate =

=

b l

9 = 2,0 4,32

Dari Brownell & Young, tabel 10-6 hal 192 diperoleh harga γ1 = 0,042 , sehingga : My

=

3132,50 4π

⎡ ⎤ 2 x 4,32 + 1 − 0,042⎥ ⎢(1 + 0,30) ln 0,8125 π ⎣ ⎦

= 634,416 in.lb. jadi, tph

=

6 x 634,416 18750

= 0,4506 in • Tebal base plate vertikal Gusset (tg) Rumus : tg

= 3/8 x thp

dimana :

VI- 54

tg

= tebal base plate vertikal (in)

tph

= tebal base plate horizontal = 0,4506 in

maka : tg

= 3/8 x 0,4506 in = 0,1690 in

• Lebar gusset Lebar = 1,5 x b = 1,5 x 2,660 in

= 3,99 in

• Lebar lug A = ukuran baut + 9 in = 1 in + 9 in

= 10 in

• Tinggi gusset hg

= A + ukuran baut = 10 in + 1 in = 11 in

• Tinggi lug H

= hg + 2 tph = 11 + 2 (0,4506 in) = 11,9012 in

Menentukan dimensi pondasi • Beban total yang harus ditahan pondasi : 1. Berat beban bejana total 2. Berat kolom penyanggah 3. Berat base plate

VI- 55

Ditentukan : 1. masing-masing kolom penyanggah diberi pondasi 2. spesifikasi semua penyanggah sama Perhitungan : • beban yang ditanggung tiap kolom penyangga (W) W

= 12529,99 lb

• beban base plate (Wbp) Rumus : Wbp

= p x l x tbp x ρ

Dimana : Wbp

= beban base plate (lb)

p

= panjang base plate = 6 in = 0,5 ft

l

= lebar base plate

= 4 in = 0,3333 ft

tbp

= tebal base plate

= 0,3079 in

ρ

= densitas bahan konstruksi (baja)

= 0,0257 ft = 498 lb/ ft3

sehingga : Wbp

= 0,5 ft x 0,3333 ft x 0,0257 ft x 498 lb/ ft3 = 2,1329 lb

• beban penyangga tiap kolom (Wp) Rumus : Wp

=LxAxfx ρ

Dimana : Wp

= beban kolom (lb)

VI- 56

L

= tinggi kolom

= 18,5368 ft

A

= area of section

= 2,21 in2

f

= factor korosi

= 3,4

ρ

= densitas bahan konstruksi (baja)

= 0,0153 ft2

= 498 lb/ ft3

sehingga : Wp

= 18,5368 ft x 0,0153 ft2 x 3,4 x 498 lb/ ft3 = 480,2136 lb

• beban total WT

= W x Wbp x Wp = 12529,99 lb x 2,1329 lb x 480,2136 lb = 13012,3365 lb x 1 kg / 2,2046 lb = 5902,3571 kg

Gaya yang bekerja pada pondasi dianggap sebagai gaya vertikal berat total kolom, sedangkan bidang kerja dianggap bujursangkar dengan perencanaan ukuran : •

Luas tanah untuk atas pondasi = luas pondasi atas = 1 0 x 1 0 = 100 in2

• Luas tanah untuk dasar pondasi

= luas pondasi bawah = 2 0 x 2 0 = 400 in2

• Tinggi pondasi = 15 in • Luas rata-rata permukaan (A): A = 0 , 5 x ( 1 0 + 2 0 ) 2 = 200 in2 • Volume pondasi (V): V = A x t = 2 0 0 i n 2 x 15 in= 3000 in3 • Berat pondasi (W) W

=Vxρ

VI- 57

= 1,7361 ft 3

Dimana : ρ

= densitas pondasi (cement wet gravel)

= 196 lb/ft3

(tabel 3.118, Perry’s ed. 6 hal . 3- 95) sehingga : W

= 1,7361 ft 3 x 196 lb/ft3 = 340,2778 lb x 1 kg / 2,2046 lb = 154,349 kg

Menentukan tekanan tanah Pondasi didirikan di atas semen dan gravel, dengan asumsi : Save bearing minimum = 5 ton/ ft2 Save bearing maximum = 10 ton/ ft2

(tabel 12.2, Hesse, hal 327)

Kemampuan tekanan tanah sebesar : = 10 ton/ ft2

P

= 22046 lb/ft2 = 153,097 lb/ in2 sehingga tekanan tanah : P

=

W A

Dimana : W

= berat beban total + berat pondasi

A

= luas bawah pondasi = (20 x 20) in2

Sehingga : P

=

13012,3365 lb + 340,2778 lb 400 in 2

VI- 58

= 400 in2

= 33,3815 lb/ in2 < 153, 097 lb/ in2 Acuan harga safety didasarkan pada minimum bearing poer yaitu 6000 kg/ft2 atau sebesar 9 1,8617 lb/in2 , karena tekanan tanah = 33,3815 lb/ in2 kurang dari 91,8617 lb/in2, berarti pondasi dapat digunakan. Kesimpulan Pondasi: Luas atas = 10 x 10 = 100 in2 = 0,0644 m2 Luas bawah = 20 x 20 = 400 in2= 0,2578 m2 Tinggi

= 15 in = 0,4064 m

Bahan Konstruksi cemen and Gravel.

VI- 59

BAB VII INSTRUMENTASI DAN KESELAMATAN KERJA

Instrumentasi dan keselamatan kerja adalah dua faktor penting dalam suatu industri guna meningkatkan kualitas dan kuantitas produk. Instrumentasi digunkan untuk mengontrol jalannya suatu proses agar dapat dikendalikan sesuai yang diinginkan. Sedangkan keselamatan kerja juga harus diperhatikan untuk mencegah kerugian nyawa, materi, alat-alat, sarana dan prasarana pabrik yang dapat timbul sewaktu-waktu. Dengan pertimbangan tersebut perlu adanya suatu bagian yang berfungsi untuk mengontrol paralatan proses dan manajemen tentang keselamatan kerja.

7.1. Instrumentasi Dalam mengatur dan mengendalikan kondisi pada alat proses diperlukan adanya alat-alat kontrol atau instrumentasi. Instrumentasi ini merupakan suatu petunjuk (indikator) atau pengontrol. Dalam industri kimia banyak variabel yang perlu diukur ataupun dikontrol seperti suhu, tekanan, laju alir, ketinggian cairan dan kecepatan cairan. Instrumentasi merupakan bagian yang penting dalam pengendalian proses suatu pabrik industri. Dengan adanya instrumentasi yang memadai, maka bagianbagian dari pabrik yang penting memerlukan pengendalian operasi/proses. Pengendalian operasi/proses meliputi keseluruhan unit pabrik maupun hanya pada beberapa unit pabrik yang benar-benar diperlukan secara cermat dan akurat.

VII- 1

Pengetahuan akan pemilihan alat-alat pengendalian proses ini penting karena menyangkut harga peralatan itu sendiri yang cukup mahal. Pada umumnya instrumentasi dapat dibedakan berdasarkan pada proses kerjanya, yaitu : 1. Proses manual Pada proses manual biasanya peralatan itu hanya dari instrumentasi petunjuk dan pencatat saja yang sepenuhnya ditangani oleh tenaga manusia. 2. Proses otomatis Pengendalian secara otomatis dilakukan dengan alat kontrol yang dapat bekerja dengan sendirinya dan terhubung oleh monitor agar setiap saat kita dapat memantau performance alat proses. Pengendalian proses yang secara otomatis dilakukan dengan pertimbangan biaya yang cukup matang, karena biasanya penggunaan alat kontrol otomatis memakan biaya yang lebih besar atau sebaliknya justru lebih murah daripada pemakaian alat kontrol manual. Pengendalian proses secara otomatis memiliki keuntungan antara lain : •

Mengurangi jumlah pegawai (man power)

•

Keselamatan kerja lebih terjamin

•

Hasil proses lebih akurat dan dapat dipertanggungjawabkan

Beberapa bagian instrumen yang diperlukan antara lain : a. Sensing elemen/Primary Element

VII- 2

Pada proses manual, biasanya alat hanya terdiri dari instrumen petunjuk dan pencatat saja. b. Elemen pengukur Merupakan elemen yang menerima output dari elemen primer dan melakukan pengukuran. Yang termasuk dalam elemen pengukur adalah alat-alat petunjuk (indikator) dan alat pencatat. c. Elemen pengontrol Merupakan elemen yang menunjukkan harga perubahan dari variabel yang dirasakan oleh sensing elemen dan dsiukur oleh elemen pengukur untuk mengatur sumber tenaga yang sesuai dengan perubahan. Tenaga yang diatur dapat berupa mekanis, elektris dan pneumatis. d. Elemen proses pendingin Merupakan elemen yang mengubah input di dalam proses sehingga variabel yang diukur tetap berada pada range yang diinginkan. Pada pra rencana pabrik metana (CH4), instrumen yang digunakan alat kontrol otomatis maupun manual. Hal ini tergantung dari sistem peralatan dan pertimbangan teknis serta faktor mekanis. Tujuan penggunaan instrumentasi ini diharapkan akan mencapai hal-hal sebagai berikut : •

Menjaga variabel proses pada batas operasi yang aman

•

Mengatur laju produksi agar berada dalam batas yang direncanakan

•

Kualitas produksi menjadi lebih terjamin

•

Membantu mempermudah pengoperasian suatu alat

VII- 3

•

Kondisi-kondisi berbahaya dapat segera diketahui secara dini melalui alarm peringatan

•

Efisiensi kerja akan lebih meningkat

Faktor-faktor yang perlu diperhatikan dalam pemilihan instrumentasi adalah : •

Jenis instrumentasi

•

Range yang diperlukan untuk pengukuran

•

Ketelitian yang diperlukan

•

Bahan konstruksi serta pengaruh pemasangan pada kondisi proses

•

Faktor ekonomi Pada pra rencana pabrik metana (CH4), instruemen yang digunakan adalah

alat kontrol yang bekerja secara manual maupun secara otomatis. Hal ini tergantung dari sistem peralatan, faktor teknis, faktor ekonomis serta kelayakan lingkungan kerja tetapi instrumentasi yang digunakan cenderung pada pemakaian alat kontrol secara otomatis karena ada beberapa keunggulan kompetitif bila dibandingkan secara manual. Namun demikian tenaga manusia masih sangat diperlukan dalam pengoiperasian dan pengawasan proses. Dalam perencanaan suatu pabrik, alat kontrol yang diperlukan adalah : a. Indikator Untuk mengetahui secara langsung kondisi operasi suatu daerah tertentu dari suatu peralatan. b. Controller Untuk mengendalikan suatu kondisi operasi dalam aliran proses pada harga yang telah ditentukan.

VII- 4

c. Recorder Untuk menunjukan dan mencatat secara kontinyu kondisi operasi pada harga yang telah ditentukan. Dengan adanya instrumen diharapkan proses akan bekerja sesuai dengan yang diharapkan. Instrumen yang digunakan pada pra rencana pabrik Metana (CH4) ini adalah : a. Temperature Controller (TC) Berfungsi untuk mengendalikan suhu fluida dalam suatu aliran proses sesuai dengan harga yang ditentukan. b. Pressure Controller (PC) Berfungsi untuk mengatur tekanan dalam suatu proses secara langsung c. Ration Controller (RC) Berfungsi untuk mengatur perbandingan bahan yang masuk dalam suatu peralatan. Pada pabrik ini, peralatan proses yang menggunakan (RC) adalah storage NaOH d. Level Controller (LC) Berfungsi untuk mengendalikan ketinggian fluida dalam suatu peralatan. Penempatan alat-alat kontrol pada setiap alat dapat dilihat pada tabel berikut : Tabel 7.1: Instrumentasi pada tiap peralatan No

Kode

Nama Alat

1 2 3 4 5

F-113 F-114 F-112 M-110 R-121

Penampung feed Bin kotoran Bin CaO Tangki pencampur Tangki pemanas

VII- 5

Instrumen LC WC WC PC TC

Sambungan tabel 7.1: Instrumentasi pada tiap peralatan No 6 7 8 9 10

Kode F-123 R-120 E-131 D-130 F-136

Nama alat Tangki buffer Fermentor Cooler Absorber Menara regenerasi

Instrumen LC TC TC PC, FC PC

7.2 Keselamatan Kerja Dalam perencanaan suatu pabrik, keselamatan kerja merupakan hal yang sangat penting yang harus diperhatikan karena menyangkut kelancaran dan keselamatan kerja karyawan, disamping itu juga menyangkut lingkungan dan masyarakat disekitar pabrik. Keselamatan kerja ini merupakan usaha untuk memberikan rasa aman dan tenang kepada karyawan dalam bekerja, sehingga kontinuitas dan efektifitas kerja dapat terjamin. Usaha untuk mendapatkan keselamatan kerja bukanlah semata-mata ditujukan hanya faktor manusianya saja akan tetapi untuk menjaga peralatan yang ada di dalam pabrik. Dengan terpeliharanya peralatan dengan baik, maka alat tersebut dapat digunakan dalam jangka waktu yang cukup lama. Secara umum ada tiga macam bahaya yang dapat terjadi dalam pabrik dan harus diperhatikan dalam perencanaanya yaitu: •

Bahaya kebakaran dan ledakkan

•

Bahaya mekanik

•

Bahaya terhadap kesehatan

Beberapa faktor yang menyebabkan terjadinya kecelakaan kerja sebagai berikut: a. Latar belakang pekerja

VII- 6

Yaitu sifat atau karakter yang tidak baik dari pekerja yang merupakan sifat dasar bekerja, maupun dari lingkungannya yang dapat mempengaruhi pekerja dalam melakukan pekerjaanya, sehingga dapat menyebabkan kelalaian pekerja. Sifat-sifat tersebut meliputi: •

Tidak cocoknya manusia terhadap mesin atau terhadap lingkungan kerjanya

•

Kurangnya pengetahuan dan keterampilan

•

Ketidakmampuan fisik dan mental

•

Kurangnya motifasi kerja dan kesadaran akan keselamatan kerja

b. Kelalaian pekerja Adanya sifat gugup, tegang, mengabaikan keselamatan akan menyebabkan pekerja melakukan tindakan yang tidak aman. c. Tindakan yang tidak aman dan bahaya mekanis/fisis: Tindakan yang tidak aman dari pekerja, seperti berdiri dibawah beban tersuspensi. d. Kecelakaan: Kejadian seperti jatuhnya pekerja, tertumbuk benda melayang sehingga melukai pekerja. e. Lingkungan fisik Meliputi mesin, peralatan dan lingkungan kerja. Kecelakaan kerja disebabkan oleh kesalahan perencanaan, arus, kerusakkan alat, kesalahan dalam pembelian, kesalahan dalam penyusunan atau aatu peletakan dari peralatan dan lain-lain

VII- 7

f. Sistem manajemen pabrik Sistem manajemen pabrik merupakan unsur terpenting. Kesalahan sistem manajemen dapat menyebabkan kecelakaan kerja antara lain: •

Prosedur kerja yang tidak diterapkan dengan baik

•

Tidak adanya inspeksi peralatan

•

Tidak adanya penanggulangan terhadap bahaya kecelakaan

•

Kurangnya pengawasan terhadap kegiatan pemeliharaan dan mofikasi pabrik.

Usaha-usaha untuk mencegah dan mengurangi terjadinya bahaya-bahaya yang ditimbulkan di dalam pabrik antara lain : •

Memberi pelatihan-pelatihan dan pencegahan kecelakaan terhadap pengawasan khususnya karyawan yang bekerja pada bagian proses dengan alat berat.

•

Memberi pengamanan berupa pakaian serta perlengkapan sebagai pelindung.

•

Menyediakan pertlengkapan berupa unit pertolongan pertama pada kecelakaan.

7.2.1 Bangunan Pabrik 1. Konstruksi •

Kontruksi bangunan, peralatan produksi baik langsung ataupun tidak langsung harus cukup dan pemilihan bahan kontruksinya harus tepat

•

Pada tempat-tempat yang berbahaya hendaknya diberi pagar atau peringatan yang jelas

VII- 8

•

Antara peralatan mesin-mesin dan alat-alat proses diberi jarak cukup jauh

2. Bahaya yang disebabkan oleh adanya api, listrik dan kebakaran •

Tangki bahan bakar jaraknya harus cukup jauh dari tempat yang dapat menyebabkan kebakaran

•

Untuk mencegah atau mengurangi bahaya-bahaya yang timbul, maka dipakai isolasi-isolasi panas atau isolasi listrik dan pada tempat bertekanan tinggi diberi pagar atau penghalang.

•

Memberi penjelasan-penjelasan mengenai bahaya-bahaya yang dapat terjadi dan memberikan cara pencegahannya.

•

Memasang tanda-tanda bahaya, seperti alarm peringatan apabila terjadi bahaya.

• 7.2.2

Penyediaan alat-alat pencegah kebakaran, baik akibat listrik ataupun api. Ventilasi Ruang kerja harus mendapatkan ventilasi yang cukup, sehingga pekerja

dapat leluasa untuk menghirup udara segar yang berarti ikut serta menjamin kesehatan dan keselamatan kerja. 7.2.3 •

Perpipaan Jalan proses yang terletak diatas permukaan tanah lebih baik dari pada diletakkan dibawah tanah, karena hal ini menyangkut timbulnya bahaya akibat kebocoran dan sulit untuk mengetahui letak kebocoran

•

Pengaturan dari perpipaan dan value penting untuk mengamankan operasi, bila terjadi kebocoran pada chek value sebaiknya diatasi dengan pemasangan blok value disamping chek value tersebut

VII- 9

•

Sebelum pipa-pipa dipasang, sebaiknya dilakukan test hidrostatik yang bertujuan mencegah terjadinya stress yang berlebihan pada bahan-bahan tertentu atau bagian pondasi.

7.2.4 Karyawan Untuk menjaga kesehatan dan kesejahteraan karyawan perlu adanya kesadaran dari seluruh pekerja agar dapat bekerja dengan baik sehingga tidak membahayakan keselamatan jiwanya dan orang lain. Untuk itu pengetahuan akan bahaya masing-masing alat sangatlah penting diketahui oleh semua karyawan terutama operator control. Seluruh pekerja harus menggunakan pelindung seperti topi pengaman, sepatu karet, sarung tangan dan masker. Pada karyawan terutama pekerja perlu diberi bimbingan atau pengarahan agar karyawan dapat melaksanakan tugasnya dengan baik dan tidak membahayakan. Hal-hal yang perlu diperhatikan demi keselamatan karyawan dan kelancaran proses industri diperlukan: •

Alat-alat yang berputar dan bergerak misalnya motor harus dilengkapi dengan penutup

•

Memakai sarung tangan, masker dan sepatu karet

•

Pakaian pekerja harus kuat dan bersih

•

Memakai topi atau helm pelindung

7.2.5

Listrik Pada pengoperasian peralatan listrik perlu dipasang pengaman pemutus

arus bila sewaktu-waktu terjadi hubungan singkat yang menyebabkan kebakaran,

VII- 10

juga perlu diadakan pemeriksaan kemungkinan adanya kabel yang terkupas yang dapat membahayakan pekerja bila tersentuh kabel tersebut. Ada beberapa hal yang perlu diperhatikan dalam pengoperasian instalasi listrik adalah sebagai berikut: •

Semua bagian pabrik diberi penerangan yang cukup dan diutamakan pada bagian proses

•

Penyediaan pembangkit tenaga cadangan

•

Peralatan yang sangat penting seperti switcher dan transformar diletakkan di tempat yang lebih aman

•

Peralatan listrik dibawah tanah diberi tanda-tanda tertentu yang jelas

7.2.6 Pencegahan dan Penanggulangan Bahaya Kebakaran dan Peledakan Pencegahan terhadap bahaya kebakara dan peledakan bertujuan untuk memperkecil kemungkinan terjadinya kecelakaan terhadap pekerja maupun kerusakan peralatan yang mengakibatkan terhentinya proses industri. Terjadinya bahaya ini dapat disebabkan oleh : 1. Tejadinya kebocoran gas, karena biogas merupakan gas yang mudah terbakar sehingga adanya kebocoran sangat rentan terhadap peledakan dan kebakaran. 2. Kelebihan tekanan yang disebabkan oleh pompa dan juga kompresor sangat rentan terhadap adanya bahaya peledakan. 3. Terjadinya hubungan singkat (korselting) pada saklar, stop kontak atau alat listrik lainnya baik pada peralatan instrumentasi maupun pada

VII- 11

peralatan listrik sederhana seperti lampu, radio, komputer, mesin fax, answering machine dll. 4. Kebakaran yang diakibatkan percikan api pada furnace yang berbahan bakar fuel oil. Cara untuk mencegah atau mengurangi kemungkinan terjadinya kebakaran antara lain : 1. Memasang alat pendeteksi kebocoran gas 2. Memasang safety valve disetiap alat untuk mencegah terjadinya kelebihan tekanan dan juga kesalahan lainnya serta pemasangan pipa air melingkar (water hydrant) di seluruh area pabrik. 3. Pemasangan alat pemadam kebakaran yang mudah dijangkau disetiap tempat rawan ledakan dan kebakaran, terutama disekitar alat-alat proses bertekanan dan bersuhu tinggi. 4. Tangki bahan bakar jaraknya harus cukup jauh dari tempat yang mudah menimbulkan kebakaran. 5. Dipasang isolasi-isolasi panas atau isolasi listrik dan pada tempat yang bertegangan tinggi diberi penghalang atau pagar. 6. Pemasangan alat-alat listrik harus diatur sedemikian rupa agar tidak berdekatan dengan sumber panas. 7. Membuat

plakat-plakat,

slogan-slogan

atau

Standar

Procedures (SOP) pada setiap proses yang salah satu isinya.

VII- 12

Operational

7.2.7 Pencegahan dan Penanggulangan Bahaya Mekanik Bahaya mekanik disebabkan oleh pengerjaan konstruksi bangunan atau alat proses yang tidak memenuhi syarat. Hal-hal yang harus diperhatikan untuk mencegah atau mengurangi kemungkinan terjadinya bahaya mekanik adalah : 1. Perencanaan alat harus sesuai dengan aturan yang berlaku termasuk pemilihan bahan konstruksi dan pertimbangan faktor korosi. Perencanaan alat under design biasanya lebih besar menciptakan bahaya mekanik. 2. Pemasangan alat kontrol atau indikator yang baik dan sesuai, serta pemberian alat pengaman proses pada alat-alat yang beresiko besar terjadinya bahaya ini. 3. Sistem perpipaan untuk air, udara, steam dan bahan bakar hendaknya diberi cat dan warna tertentu atau berbeda dengan warna sekitarnya dan diberi sesuai isi pipa. 7.2.8

Pencegahan Bahaya terhadap Kesehatan dan Kerja Karyawan Untuk mencegah keselamatan karyawan perlu adanya kesadaran dari

seluruh karyawan agar dapat bekerja dengan baik dan efektif sehingga tidak membahayakan keselamatan jiwanya dan orang lain. Oleh karena itu pengetahuan tentang Kesehatan dan Keselamatan Kerja (K3) perlu diketahui oleh seluruh karyawan dari mulai karyawan operator proses sampai karyawan administrasi. Perusahaan akan mengadakan semacam pelatihan atau penyuluhan pada seluruh karyawan terutama karyawan baru agar sosialisasi K3 lebih efektif tercipta di lingkungan kerja. Pelatihan atau penyuluhan K3 akan berbeda bagi setiap karyawan tergantung pada bagian mana dia bekerja. Setiap operator proses,

VII- 13

karyawan wajib mengetahui cara-cara pemakaian alat-alat pelindung seperti (masker, topi, safety belt, sepatu, sarung tangan, dll) dan juga harus mengetahui bahaya-bahaya yang akan terjadi dari mulai tangki bahan baku sampai tangki storage. Sedangkan karyawan gudang wajib mengetahui prosedur penggunaan kendaraan pengangkut sampai cara penyusunan kemasan produk. Selain itu bahaya terhadap kesehatan karyawan umumnya datang dari bahan baku, bahan yang diproses dan produk. Karena itu diusahakan agar ruangan proses maupun ruangan lainnya memiliki ventilasi atau pertukaran udara disesuikan standar WHO (World Health Organization) yang cukup sehingga dapat memberikan kesegaran kepada karyawan serta dapat menghindari gangguan terhadap pernapasan. Pada karyawan terutama pada operator perlu dibimbing atau diarahkan agar karyawan dapat melakukan tugasnya dengan baik dan tidak membahayakan keselamatan jiwanya atau orang lain. Untuk

mencegah

kecelakan

kerja diperlukan

alat-alat

keselamatan kerja seperti terlihat pada tabel berikut. Tabel 7.2. Alat keselamatan kerja No

Lokasi penggunaan

Alat pengaman

1 2 3 4 5

Masker Topi pengaman Sarung tangan Sepatu karet Pemadam kebakaran

6

Isolasi panas

Laboratorium, ruang proses Ruang proses, gudang Ruang proses, gudang Ruang proses, gudang Semua ruang di area pabrik Utilitas (reboiler, furnace), ruang proses (alat reaktor, rotary klin, preheater), perpipaan.

VII- 14

pelindung

BAB VIII UTILITAS

Utilitas adalah salah satu bagian yang sangat penting dan diperlukan untuk menunjang jalannya proses prouksi dalam suatu industri kimia. Unit utilitas yan diperlukan pada pra rencana pabrik metana ini yaitu: •

Air yang berfungsi sebagai air proses, air pendingin, air sanitasi dan air untuk pemadam kebakaran.

•

Listrik yang berfungsi untuk menjalankan alat-alat produksi, utilitas dan untuk penerangan.

•

Bahan baker untuk mengoperasikan boiler. Dari kebutuhan unit utilitas yang diperlukan, maka utilitas tersebut dibagi menjadi

4 unit yaitu : 1. Unit penyediaan air 2. Unit penyediaan steam 3. Unit pembangkit tenaga listrik 4. Unit penyediaan bahan bakar 8.1 Unit Penyediaan Air Unit penyediaan air bertugas untuk memenuhi kebutuhan air baik ditinjau dari segi kuantitas maupun kualitas. Segi kuantitas air merupakan jumlah kebutuhan air yang harus dipenuhi sedangkan segi kualitas air menyangkut syarat air yang harus dipenuhi. Di dalam Pra Rencana Pabrik Metana keperluan air dipergunakan untuk:

VIII- 1

a. Air Umpan Boiler Air umpan boiler merupakan bahan baku pembuatan steam yang berfungsi sebagai media panas. Kebutuhan steam sebesar 855,7169 kg/jam. Air umpan boiler disediakan dengan excess 20 % sebagai pengganti steam yang hilang yang diperkirakan karena adanya kebocoran akibat dari transmisi sebesar 10 % sedangkan faktor keamanan sebesar 15 %, sehingga kebutuhan air umpan boiler sebanyak 1129,5463 kg/jam. Air untuk keperluan ini harus memenuhi syarat-syarat agar air yang digunakan tidak merusak ketel (boiler). Persyaratan yang harus dipenuhi adalah air tidak mengandung kation-kataion seperti Ca2+, Mg2+ dan anion-anion seperti SO42-, Cl-, SO32-. Untuk itu diperlukan treatment secara lebih sempurna. Dari Perry, ed.6, Hal 976 didapat bahwa air umpan boiler tersebut mempunyai syarat sebagai berikut: Total padatan (total disolved solid) : 3500 ppm Alkalinitas

: 700 ppm

Padatan terlarut (suspended solid)

: 300 ppm

Silika

: 60-100 ppm

Besi

: 0,1 ppm

Tembaga

: 0,5 ppm

Oksigen

: 0.007 ppm

Kesadahan (hardness)

:0

Kekeruhan (turbidity)

: 175 ppm

Minyak

: 7 ppm

Residual fosfat

: 140 ppm

VIII- 2

Setelah memenuhi persyaratan tersebut, air umpan boiler harus bebas dari: -

Zat-zat yang menyebabkan korosi yaitu: gas-gas terlarut seperti O2, CO2, H2S dan NH3

-

Zat-zat yang dapat menyebabkan busa yaitu zat organik, anorganik dan zatzat yang tidak terlarut dalam jumlah yang besar.

Untuk memenuhi syarat tersebut dan untuk mencegah kerusakan pada boiler, maka sebelum digunakan air umpan boiler harus diolah dahulu, melalui: demineralizer, untuk menghilangkan ion-ion pengganggu dan deaerator, untuk menghilangkan gas-gas terlarut. Spesifikasi alat: Nama Alat

: Boiler

Type

: Fire tube boiler

Fungsi

: Menghasilkan steam

Rate steam

: 1886,5135 lb/jam

Heating surface

: 20232,169 ft2

Jumlah tube

: 584 buah

Ukuran tube

: 6 in ips = 20 ft,

Bahan bakar

: Fuel oil 33o API

Rate diesel oil

: 31,5027 kg/jam

Jumlah

: 1 buah.

b. Air Sanitasi Air sanitasi digunakan untuk keperluan para karyawan di lingkungan pabrik untuk konsumsi, cuci, mandi, masak, laboratorium, perkantoran dan lain-lain.

VIII- 3

Syarat-syarat yang perlu dipenuhi: 1. Syarat Fisik -

Suhu

: Dibawah suhu kamar

-

Warna

: Tidak berwarna/jernih

-

Rasa

: Tidak berasa

-

Bau

: Tidak berbau

-

Kekeruhan : <1 mg SiO2/liter

-

pH

: Netral

2. Syarat Kimia -

Tidak mengandung logam berat seperti Pb, As, Cr, Cd, Hg, dan sebagainya.

-

Tidak mengandung zat-zat kimia beracun.

3. Syarat Mikrobiologis Tidak mengandung bakteri terutama bakteri patogen yang dapat merubah sifatsifat fisik air. Untuk memenuhi persyaratan tersebut, setelah proses penjernihan, air harus diberi desinfektan seperti klor cair atau kaporit. Kebutuhan air sanitasi pada Pra Rencana Pabrik Metana ini adalah : 1. Untuk kebutuhan karyawan Menurut standar WHO kebutuhan air untuk tiap karyawan = 120 kg/hari. 2. Untuk laboratorium dan taman Direncanakan kebutuhan air untuk taman dan laboratorium adalah sebesar 30 % dari kebutuhan karyawan. 3. Untuk pemadam kebakaran dan cadangan air

VIII- 4

Air sanitasi untuk pemadam kebakaran dan air cadangan direncanakan sebesar 40% dari kebutuhan air sanitasi. c. Air pendingin Air pendingin berfungsi sebagai media pendingin pada alat perpindahan panas. Hal ini disebabkan karena: -

Air merupakan materi yang banyak didapat

-

Mudah dikendalikan dan dikerjakan

-

Dapat menyerap panas

-

Tidak mudah menyusut karena pendinginan

-

Tidak mudah terkondensasi

Sebagai media pendingin, air harus memenuhi persyaratan tertentu, yaitu tidak mengandung: -

Kesadahan (hardness), dapat memberikan efek pembentukkan kerak

-

Besi, penyebab korosi

-

Silika, penyebab kerak

-

Minyak, penyebab terganggunya film corrosion inhibitor yang dapat menurunkan efisiensi perpindahan panas dan merupakan makanan mikroba yang dapat menyebabkan terbentuknya endapan.

Mengingat kebutuhan air sebagai pendingin cukup besar dan untuk menghemat pemakaian air, maka air pendingin yang digunakan didinginkan kembali (disirkulasi) dalam Cooling Tower, sehingga tidak perlu dilakukan penggantian air pendingin, kecuali bila ada kebocoran atau kehilangan karena penguapan, maka disediakan penambahan air sebesar 20 % dari kebutuhan air pendingin.

VIII- 5

d. Air Proses Air proses adalah air yang digunkan dalam proses. Proses Pengolahan Air Proses pengolahan air pada Pra Rencana Pabrik Metana (CH4) ini dilakukan sbb: Air dari sungai dipompa dengan pompa air sungai (L-212) ke dalam Bak Sedimentasi

(F-213)

yang berfungsi sebagai bak pengendap kotoran-kotoran yang

terikut, kemudian dipompa (L-214) ke Bak Skimmer (F-215) untuk menghilangkan kotoran yang belum hilang pada bak sedimentasi. Dengan menggunakan Pompa Skimmer (L-216) dipompa menuju Tangki Clarifier (H-210), disini terjadi proses koagulasi dan flokulasi dengan penambahan alum sebagai zat koagulan dan diadakan pengadukan dengan kecepatan yang cepat dan lambat agar alum dan air dapat tercampur secara homogen. Setelah terjadi koagulasi dan flokulasi dalam bak clarifier, kemudian dialirkan ke Sand Filter (F-217) untuk menyaring air dari kotoran-kotoran yang masih tersisa.. Selanjutnya air yang sudah bersih ditampung dalam Bak Penampung air bersih (F-218) dan diolah dengan fungsinya masing-masing yaitu : a. Pengolahan air sanitasi Air dari bak air bersih (F-218) dialirkan dengan pompa (L-241) menuju bak Klorinasi (F-241) dan ditambahkan desinfektan klor (Cl2) sebanyak 1 ppm yang diinjeksikan langsung ke dalam pipa. Selanjutnya dipompa ke bak air sanitasi (F-243) dengan menggunakan pompa (L-242) dan siap untuk dipergunakan sebagai air sanitasi. b. Pelunakan air umpan boiler

VIII- 6

Proses pelunakan air umpan boiler dilakukan dengan pertukaran ion dalam demineralizer yang terdiri dari dua tangki, yaitu tangki kation exhanger (D-220A) dan tangki anion exhanger (D-220B). Kation exhanger yang digunakan adalah resin zeolit (H2-Z) dan anion exhanger yang digunakan adalah deacidite (DOH). Air dari bak air bersih (F-218) dialirkan dengan pompa (L-221) menuju kation exchanger (D-220A). Dalam tangki kation exhanger terjadi reaksi sebagai berikut (Punmia, Hal 362) : Ca

Ca

Na2(CO3)2 + H2Z

Na2Z + 2CO2 + 2H2O

Mg

Mg

Ca

Ca

Na2SO4 + H2Z

Na2Z + H2SO4

Mg

Mg

Ca

Ca

Na2SO4 + H2Z

Na2Z + 2HCl

Mg

Mg

Ion- ion bikarbonat, sulfat dan klor diikat dengan ion Z membentuk CO2 dan air, H2SO4 dan HCl. Selanjutnyan air yang bersifat asam ini akan dimasukkan ke dalam anion exhanger untuk menghilangkan anion-anion yang mengganggu proses. Resin yang digunakan De-acidite (DOH). Reaksi yang terjadi: (Punmia, Hal 362) H2SO4 2DOH + 2HCl

D2SO4 2DCl + 2H2O

2HNO3

2DNO3

VIII- 7

Sehingga keluaran dari tangki demineralisasi adalah garam-garam kalsium, natrium, magnesium yang terikat pada kation exchanger dalam bentuk CaZ, NaZ, MgZ. Sedangkan H2SO4, HCl, dan HNO3 terikut pada anion exchanger dalam bentuk D2SO4, DCl dan DNO3 . Setelah keluar dari demineralizer, air umpan boiler telah bebas dari ion-ion yang mengganggu dan siap untuk digunakan. Setelah keluar dari tangki demineralisasi, air lunak ini digunakan sebagai air umpan boiler. Untuk memenuhi kebutuhan umpan boiler, air lunak ditampung dlam bak air lunak (F-222) yang selanjutnya dipompa (L-232) ke Deaerator (D-233) untuk menghilangkan gas-gas impuritis pada air umpan boiler dengan sistem pemanasan. Dari deaerator air siap diumpankan ke boiler (Q-230) dengan pompa (L-223). Steam yang dihasilkan boiler didistribusikan ke peralatan dan kondensat yang dihasilkan di recycle. c. Pengolahan air pendingin Untuk memenuhi kebutuhan air pendingin dari bak air bersih (F-218), air dipompa (L-224) ke bak air pendingin (F-225) kemudian dialirkan ke peralatan dengan pompa (L-226). Setelah digunakan air direcycle ke cooling tower (P-227) dan selanjutnya dari cooling tower, air direcycle ke bak air pendingin kembali. d. Proses regenerasi Regenerasi hydrogen / kation exhanger dilakukan dengan menggunakan asam klorida dengan reaksi sebagai berikut: CaZ Na2Z + H2SO4 MgZ

CaSO4 H2Z + Na2SO4 MgSO4

VIII- 8

CaZ

CaCl2

Na2Z + HCl

H2Z + Na2Cl

MgZ

MgCl2

Pemakaian resin yang terus-menerus menyebabkan resin tidak aktif lagi. Hal ini dapat diketahui dari pemeriksaan kesadahan air umpan boiler yang dilakukan terusmenerus. Jika terdapat kenaikan kesadahan air umpan boiler, maka hal ini menunjukkan bahwa resin sudah jenuh dan perlu diregenerasi (setelah ± 17 jam). Sedangkan regenerasi anion exchenger dengan menggunakan larutan Na2CO3 atau NaOH. Reaksi yang terjadi : D2SO4

SO4

2 DCl + Na2CO3

2 DOH + Na2Cl2 + CO2

2 DNO3

(NO3)2

8.2 Unit Penyediaan Steam Unit ini berfungsi untuk menyediakan kebutuhan steam yang digunakan sebagai pemanas pada heater dan reboiler. Kebutuhan steam dipenuhi dengan jalan menguapkan air di dalam sebuah ketel (boiler). Untuk itu maka kesadahan air pengisi ketel (boiler feed water) harus benar-benar diperhatikan dan diperiksa dengan teliti serta harus bebas dari kotoran yang mungkin akan mengganggu jalannya operasi pabrik. Steam yang dibutuhkan dalam proses ini mempunyai kondisi : •

Tekanan

= 1 atm

•

Temperatur

= 120o C

VIII- 9

Zat-zat yang terkandung dalam air umpan boiler (bahan baku pembuatan steam) yang dapat menyebabkan kerusakan pada boiler: -

Kadar zat terlarut (solute matter) yang tinggi

-

Zat padat terlarut (suspended solid)

-

Garam-garam kalsium dan magnesium

-

Zat organik (organik matter)

-

Silika, sulfat, asam bebas dan oksida

Syarat-syarat yang harus dipenuhi oleh air umpan boiler: a. Tidak boleh membuih / berbusa Busa disebabkan oleh adanya solid matter, suspended matter dan kebasaan yang tinggi. Kesulitan yang dihadapi dengan adanya busa adalah: -

Kesulitan pembacaan tinggi permukaan pada boiler

-

Dapat menyebabkan percikan yang kuat yang mengakibatkan adanya solid-solid yang menempel dan terjadinya korosi dengan adanya pemanasan lebih lanjut

b. Tidak boleh membentuk kerak dalam boiler Kerak dalam boiler ini disebabkan oleh garam-garam Ca2+, Mg2+, CO32+, SiO2 dan Al2O3. Kerak yang terbentuk di dinding boiler akan menyebabkan: -

Isolasi terhadap panas sehingga proses perpindahan panas terhambat

-

Kerak yang terbentuk dapat pecah sewaktu-waktu, sehingga dapat menimbulkan kebocoran karena boiler mendapat tekanan yang kuat

VIII- 10

c. Tidak boleh menyebabkan korosi pada pipa Korosi pada pipa boiler disebabkan oleh keasaman (pH rendah), minyak dan lemak, bikarbonat dan bahan-bahan organik dan gas CO2, O2,. H2S, SO3, NH3 yang terlarut dalam air. Reaksi elektrokimia antara besi dan air akan membentuk lapisan pelindung anti korosi pada permukaan baja, yaitu: Fe 2+ + 2H2O

Fe (OH)2 + 2H+

Tetapi bila terdapat oksigen dalam air, maka lapisan hidrogen yang terbentuk akan bereaksi dengan oksigen membentuk air, akibat hilangnya lapisan pelindung tersebut terjadi korosi menurut reaksi: 4H+ +O2

2H2O

4Fe (OH)2 + O2 + 2H2O

4Fe(OH)3

Adanya bikarbonat dalam air akan menyebabkan terbentuknya CO2, karena pemanasan dan adanya tekanan. CO2 yang terjadi bereaksi dengan air menjadi asam karbonat. Asam karbonat akan bereaksi dengan metal dan besi membentuk gram bikarbonat. Dengan adanya pemanasan (kalor), garam bikarbonat ini membentuk CO2 lagi. Reaksi yang terjadi : Fe 2+ + 2H2CO3

Fe (HCO)2 + 2H

Fe (HCO)2 + H2O + panas

Fe (OH)2 + 2H2O + 2CO2

8.3 Unit Penyediaan Listrik Kebutuhan listrik pabrik Margarin ini direncanakan disediakan oleh PLN dan generator set. Tenaga listrik yang disediakan dipergunakan untuk menggerakkan motor, penerangan, instrumentasi dan lainnya.

VIII- 11

Berdasarkan peraturan menteri kesehatan no 7 tahun 1964 tentang syarat-syarat kesehatan dan kebersihan serta penerangan dalam tempat kerja, dimana untuk area kerja yang dituntut tingkat ketelitian tinggi dalam waktu yang lama, syarat intensif penerangan tiap m2 area kerja 500-1000 Lux atau sama dengan 500-1000 Lumen/m2. Untuk memenuhi kebutuhan listrik direncnakan listrik dipenuhi dari PLN sebesar 655,913 kW dan dari generator sebesar 158,454604 kW Jadi total kebutuhan listrik dalam Pra Rencana Pabrik Metana adalah 808,032604 kW dengan daya yang harus dihasilkan oleh generator adalah 250 kW 8.4 Unit Penyediaan Bahan Bakar Bahan bakar pada Pra Rencana Pabrik Metana digunakan sebagai bahan bakar Boiler : 858,1893 liter/hari dan Generator : 733,465 Liter /hari Jadi kebutuhan total bahan bakar adalah 1591,654 liter/hari. Bahan bakar yang digunakan dalam Pra Rencana Pabrik Metana adalah solar (diesel oil). Pemilihan bahan bakar tersebut berdasarkan pertimbangan sebagai berikut: -

Harga relatif murah

-

Mudah didapat

-

Viskositas relatif rendah

-

Heating valuenya relative rendah

-

Tidak menyebabkan kerusakan pada alat

VIII- 12

BAB IX LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK

Pemilihan lokasi pabrik merupakan faktor yang sangat berkaitan erat dengan efisiensi perusahaan dan harus dapat dipertanggungjawabkan baik dari segi teknis maupun ekonomis. Tata letaknya merupakan faktor dipertimbangkan agar kelancaran operasional pabrik menjadi sangat efektif. Oleh karena itu lokasi dan tata letak pabrik merupakan dua faktor yang tidak terpisahkan untuk menciptakan lingkungan kerja yang efektif dan efisien. Tapi hal yang paling mendasar adalah tersedianya infrastruktur yang harus diciptakan oleh pemerintah setempat agar investor menjadi tertarik untuk mendirikan pabrik di daerahnya sehingga tercipta kawasan industri yang dapat meningkatkan Pendapatan Asli Daerah (PAD) sebagai kompensasi dari daerah yang kini memiliki otonomi yang luas untuk merealisasikan kebijakan arah pembangunan.

Pabrik gas methana dari kotoran sapi akan dibangun di Kecamatan Mbay Kabupaten Nagekeo Provinsi Nusa Tenggara Timur. 9.1. Penentuan Lokasi Pabrik Dalam pendirian suatu pabrik, pemilihan lokasi menjadi faktor yang sangat berpengaruh terhadap kelangsungan hidup pabrik baik sekarang maupun masa mendatang. Oleh karena itu perencanaannya harus mempertimbangkan beberapa faktor yaitu:

IX-

1. Faktor utama a. Bahan baku b. Marketing c. Utiltas (bahan bakar, sumber air, dan listrik) d. Keadaan geografis dan masyarakat e. Iklim dan Alam Sekitarnya 2. FaktorKhusus a. Tenaga Kerja b. Transportasi c. Karakteristik lingkungan lokasi. d. Faktor-faktor lingkungan lokasi pabrik e. Perluasan pabrik f. Buangan Pabrik (waste disposal) g. Masalah lingkungan h. Peraturan dan perundang-undangan 9.1.1. Faktor Utama A. Bahan baku. Hal-hal yang harus diperhatikan dari segi bahan adalah : a) Letak sumber bahan baku b) Kapasitas bahan baku c) Cara memperoleh dan membawanya ke pabrik d) Kualitas bahan baku yang ada

Lokasi pabrik jika ditinjau dari keberadaan bahan baku maka pabrik

IX- 1

hendaknya didirikan dekat dengan sumber bahan baku agar sistem transport bahan baku menjadi efisien yang akhirnya dapat mengurangi biaya produksi.

Bahan baku kotoran sapi tersebar merata di wilayah Flores Dari segi bahan baku, Kecamatan Mbay Kabupaten Nagekeo dipilih karena wilayah tersebut merupakan daerah potensif peternakan sapi. Selain itu, letaknya yang sangat strategis di wilayah Flores Tengah dan mudah dijangkau dari beberapa kabupaten sekitarnya yakni Kabupaten Ngada, Manggarai Timur, Manggarai, Manggarai Barat, Ende, Sikka dan kabupaten Flores Timur. Hal ini sangat mempengaruhi transportasi bahan baku ke wilayah pabrik. B. Marketing. Marketing merupakan salah satu faktor yang penting didalam industri kimia karena strategi marketing sangat menentukan keuntungan perusahaan. Halhal yang perlu diperhatikan adalah: 1. Daerah marketing. 2. Proyeksi kebutuhan produk masa sekarang dan akan datang. 3. Pengaruh persaingan dagang. 4. Jarak dan sarana pengangkutan untuk lokasi pemasaran. Mbay merupakan jalur utama distribusi bisnis dan ekonomi yang strategis di pulau Flores. Sebagai jalur pertemuan dari beberapa kota diharapkan perusahaan akan memperoleh keuntungan bisnis yang besar. C. Utiltas (bahan bakar, sumber air, dan listrik).

IX- 2

Faktor utilitas menjadi sangat penting karena menyangkut kelancaran proses produksi. Utilitas meliputi kebutuhan bahan bakar, air, dan listrik. Bahan bakar digunakan untuk menggerakkan alat yang menghasilkan panas. a. Air Air merupakan kebutuhan yang sangat penting dalam suatu industri kimia. Air digunakan untuk kebutuhan proses, media pendingin air umpan boiler, air sanitasi dan kebutuhan lainnya. Untuk memenuhi kebutuhan ini air dapat diambil dengan tiga macam sumber, yaitu: air sumber sungai, air kawasan dan air dari PDAM. Apabila air dibutuhkan dalam jumlah besar, maka pengambilan air dari sungai langsung akan lebih ekonomis. Hal-hal yang perlu diperhatikan dalam pemilihan sumber air antara lain: -

Kemampuan sumber air dapat melayani pabrik

-

Kualitas sumber air yang disediakan

-

Pengaruh musim terhadap kemampuan penyediaan air

b. Listrik dan bahan bakar Listrik dan bahan bakar dalam industri mempunyai peranan penting, terutama sebagai motor penggerak selain sebagai penerangan dan untuk memenuhi kebutuhan lainnya. Hal-hal yang perlu diperhatikan: -

Ada atau tidaknya jumlah tenaga listrik di daerah itu

-

Harga tenaga listrik dan bahan bakar di daerah itu

-

Mudah tidaknya mendapat bahan bakar

-

Persediaan tenaga listrik dan bahan bakar di masa mendatang

IX- 3

Untuk memenuhi kebutuhan air sehari-hari diambil dua sumber: air sungai dan air PDAM. Air sungai diolah terlebih dahulu pada unit utilitas untuk menghasilkan air yang berkualitas sesuai dengan ketentuan. Apabila dalam masa kemarau air sungai surut maka digunakan air PDAM untuk memenuhi kebutuhan sehari-hari. Jadi air PDAM hanya bersifat cadangan. Air digunakan untuk sanitasi dan untuk kebutuhan proses (air pendingin).

Sumber listrik diperoleh dari PLN, walaupun demikian tenaga generator sangat diperlukan sebagai cadangan yang harus siap bila setiap saat diperlukan karena listrik PLN tidak akan selamanya berfungsi dengan baik yang disebabkan pemeliharaan atau perbaikan jaringan listrik.

D. Keadaan geografis dan masyarakat. Keadaan geografis dan masyarakat harus mendukung iklim industri untuk menciptakan kenyamanan dan ketentraman dalam bekerja. Hal-hal yang perlu diperhatikan adalah: 1. Kesiapan masyarakat setempat untuk berubah menjadi masyarakat industri. 2. Keadaan alam seperti gempa bumi, banjir, angin topan, dll. 3. Kondisi tanah tempat pabrik berdiri yang dapat menyulitkan pemasangan konstruksi bangunan atau peralatan proses. E. Iklim dan Alam Sekitarnya Iklim dan alam sekitarnya merupakan bagian yang sangat penting juga, karena pabrik yang akan didirikan harus ramah lingkungan. Selain itu iklim juga

IX- 4

berpengaruh terhadap konstruksi bangunan dan spesifikasi peralatan. Hal-hal yang perlu diperhatikan: -

Keadaan alamnya, keadaan alam yang menyulitkan konstruksi bangunan dan mempengaruhi konstruksi peralatan

-

Keadaan angin (kecepatan dan arahnya) pada situasi terburuk dan pernah terjadi pada lokasi tersebut

-

Bahaya alam berupa gempa, banjir dan lain-lain yang pernah terjadi di lokasi tersebut

-

Kemungkinan untuk memperluas di masa mendatang

9.1.2. Faktor Khusus A. TenagaKerja. Kebutuhan tenaga kerja baik tenaga kasar atau tenaga ahli sangat mudah didapat karena letaknya yang tidak jauh dari kota-kota besar. Tingkat pendidikan masyarakat dan tenaga kerja juga menjadi pendukung pendirian pabrik ini. B. Transportasi. Transportasi di daerah Indramayu dapat dilakukan dari darat dan laut. Distribusi bahan baku dan pemasaran produk dapat terjangkau dengan waktu yang tidak terlalu lama karena letaknya yang strategis.Beberapa fasilitas-fasilitas yang ada, yaitu : a) Jalan raya yang dapat dilalui truk b) Sungai dan laut yang dapat dilalui oleh kapal pengangkutan c) Pelabuhan dan serikat buruh C. Karakteristik Lokasi Hal-hal yang perlu diperhatikan adalah :

IX- 5

a) Susunan tanah, daya dukung terhadap pondasi bangunan pabrik, kondisi jalan serta pengaruh air b) Penyediaan dan fasilitas tanah untuk perluasan atau bangunan unit baru c) Harga tanah D. Faktor-faktor lingkungan lokasi pabrik Hal-hal yang perlu diperhatikan adalah : a) Adat istiadat, kebudayaan daerah sekitar lokasi pabrik b) Fasilitas perumahan, sekolah, poliklinik dan tempat ibadah E. Perluasan pabrik. Karena kawasan industri di daerah Mbay tidak terlalu banyak, maka harga tanah industri tidak terlalu tinggi sehingga perluasan pabrik perlu direncanakan untuk meningkatan kapasitas produksi sebagai konsekuensi dari meningkatnya permintaan produk. F. Buangan Pabrik (waste disposal) Apabila buangan pabrik berbahaya bagi kehidupan disekitarnya, maka harus diperhatikan cara pengolahan limbah pabriknya, sehingga limbah yang dibuang tidak merugikam maryarakat disekitarnya. Hal-hal yang perlu diperhatikan adalah: -

Cara mengeluarkan untuk buangan, terutama sehubungan dengan peraturan pemerintah dan peraturan setempat

-

Masalah polusi dan pencemaran yang mungkin timbul

G.Masalah Lingkungan Hal-hal yang perlu diperhatikan: -

Apakah merupakan pedesaan atau perkotaan

IX- 6

-

Fasilitas rumah, sekolah dan tempat ibadah

-

Perijinan dari pemerintah maupun penduduk di sekitar lokasi pabrik

H. Peraturan dan Perundang-Undangan Hal-hal yang perlu diperhatikan: -

Ketentuan-ketentuan mengenai daerah industri tersebut

-

Ketentuan mengenai jalan umum yang ada

Ketentuan mengenai jalan umum bagi industri di daerah tersebut Berdasarkan beberapa pertimbangan faktor-faktor diatas, maka dipilih lokasi pabrik di daerah Mbay Kabupaten Nagekeo dengan alasan : Dasar pemilihan lokasi pabrik itu adalah: -

Dekat bahan baku

-

Dekat dengan daerah pemasaran

-

Tersedianya kebutuhan air dan tenaga listrik

-

Fasilitas transportasi yang memadai

-

Tersedianya tenaga industri yang cukup

IX- 7

Gambar 9.1. Peta Lokasi Pabrik Gas Methana

IX- 8

9.2. Tata Letak Pabrik Perencanaan tata letak bangunan pabrik, alat-alat proses, penyimpanan bahan baku dan produk pabrik harus direncanakan secara matang dan terpadu sehingga diperoleh koordinasi kerja yang efektif dan seefisien mungkin. Beberapa faktor yang diperhatikan dalam menentukan tata letak pabrik (plant lay out) antara lain : •

Kemudahan dalam operasi dan proses yang disesuaikan dengan kemudahan dalam memelihara peralatan serta kemudahan mengontrol hasil produksi.

•

Distribusi utilitas yang tepat dan ekonomis.

•

Keselamatan kerja.

•

Memberikan kebebasan bergerak yang cukup leluasa diantara peralatan proses dan peralatan yang menyimpan bahan – bahan berbahaya.

•

Adanya penyediaan lahan yang akan dipakai untuk perluasan pabrik dimasa mendatang.

•

Masalah pengolahan limbah pabrik agar tidak menggangu lingkungan.

•

Jalan dan bangunan yang ada. Tata letak pabrik terdiri atas beberapa bagian yaitu : 1) Areal proses Areal proses merupakan tempat berlangsungnya proses pembuatan karbon aktif, tata letak alat disusun berdasarkan aliran proses yang ada. Daerah ini diletakkan pada lokasi yang dapat memudahkan suplay bahan baku dari tempat penyimpanan dan pengiriman produk ke areal

IX- 9

penyimpanan produk serta memudahkan pengawasan dan pemiliharaan alat – alat proses. 2) Areal penyimpanan/Gudang Areal penyimpanan merupakan tempat penyimpanan bahan baku dan produk yang dihasilkan serta alat–alat proses (suku cadang). Penyimpanan bahan baku dan produk diletakan didaerah yang mudah dijangkau oleh peralatan pengakutan. 3) Areal pemeliharan/Bengkel Areal ini merupakan tempat untuk melakukan kegiatan perawatan dan perbaikan peralatan sesuai dengan kebutuhan pabrik. 4) Areal Utilitas /Sarana Penunjang Areal ini merupakan tempat untuk menyediakan keperluan dalam menunjang jalannya proses produksi. Berupa tempat penyediaan air, tenaga listrik, pemanas dan sarana pengolahan limbah. 5) Areal Perkantoran dan Administrasi Areal ini merupakan pusat kegiatan administrasi perusahaan seharihari dalam mengatur pabrik serta mengatur kegiatan lainnya. Areal ini di tempatkan di bagian depan pabrik agar tidak menggangu kegiatan dan keamanan pabrik. 6) Areal laboratorium Areal ini merupakan tempat untuk quality kontrol terhadap produk ataupun bahan baku, serta tempat untuk penelitian.

IX-10

7) Fasilitas umum Fasilitas umum terdiri dari kantin, klinik pengobatan, lapangan parkir serta musholla sebagai tempat peribadatan. Fasilitas umum ini diletakan

sedemikian

rupa

sehingga

seluruh

karyawan

dapat

memanfaatkannya. 8) Areal perluasan Areal ini merupakan lahan kosong yang disediakan untuk perluasan pabrik di masa yang akan datang. Perluasan dilakukan karena adanya peningkatan kapasitas produksi dimana perluasan yang dilakukan adalah dengan cara menambah alat proses. Tata letak bangunan dapat dilihat pada gambar 9.2

IX-11

Gambar 9.2.. Tata Letak Pabrik Gas Methana

IX-12

Tabel 9.1. Keterangan Gambar : No

Jenis Area

Luas M

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30

Pos Keamanan Taman Tempat Parkir Tamu Front Office Toilet Ruang Dapur Ruang Serbaguna (Aula) Ruang Rapat Penelitian & Tempat Parkir Kendaraan Operasional dan Karyawan Gudang Distribusi Produk Timbangan Truk Operasional Gudang Distribusi Bahan Baku Gudang Produk Area Proses Factory Manager Dept. Produksi Laboratorium Pengendalian Mutu (Quality Control) Dept. Teknik Musollah ATM Bank Ruang Makan Karyawan (Kantin) Koperasi Karyawan Poliklinik Ruang Kontrol Ruang Generator Boiler Utilitas (Unit Pengolahan Air) Bengkel (Workshop) Daerah Perluasan Pabrik Total

IX-13

40.000

2

Ft2 18 400 100 500 16 300 2500 400 400

193.68 4304 1076 5380 172.16 3228 26900 4304 4304

1200 400 160 300 270 7500 30 30

12912 4304 1721.6 3228 2905.2 80700 322.8 322.8

56 30 132 25 625 168 400 300 240 100 2500 900 20.000

602.56 322.8 1420.3 269 6725 1807.7 4304 3228 2582.4 1076 26900 9684 215.200 430.400

9.3 Tata Letak Peralatan Proses Dalam perencanaan process layout ada beberapa hal yang perlu diperhatikan, yaitu: 1. Aliran bahan baku dan produk. Pengaturan aliran bahan baku dan produk yang tepat dapat menunjang kelancaran dan keamanan produksi. Pemasangan elevasi perlu memperhatikan ketinggian. Biasanya pipa atau elevator dipasang pada ketinggian minimal 3 meter agar tidak mengganggu lalu lintas karyawan. 2. Aliran udara. Aliran udara di sekitar area proses harus lancar agar tidak terjadi stagnasi udara pada tempat yang dapat menyebabkan akumulasi bahan kimia berbahaya sehingga mengancam keselamatan pekerja. 3. Pencahayaan. Penerangan seluruh area pabrik terutama daerah proses harus memadai apalagi pada tempat-tempat yang prosesnya berbahaya sangat membutuhkan penerangan khusus. 4. Lalu lintas manusia. Dalam perencanaan process layout perlu memperhatikan ruang gerak pekerja agar dapat mencapai seluruh alat proses dengan mudah dan cepat sehingga penanganan khusus seperti kerusakan alat (trouble shooting) dapat segera teratasi. 5. Efektifdan efisien. Penempatan alat-alat proses diusahakan agar dapat menekan biaya operasi tapi

IX-14

sekaligus menjamin kelancaran dan keamanan produksi pabrik sehingga dapat menguntungkan dari segi ekonomis. 6. Jarak antar alat proses. Untuk alat proses bertekanan tinggi atau bersuhu tinggi sebaiknya berjauhan dari alat lainnya agar bila terjadi ledakan atau kebakaran tidak cepat merambat ke alat proses lainnya. Tata letak peralatan proses ini secara garis besar berorientasi pada keselamatan dan kenyamanan pekerja sehingga dapat meningkatkan produktifitas kerja. Tata letak peralatan proses dapat dilihat pada gambar 9.3

IX-15

3

2

1 Tahap Persiapan Bahan Baku

Tahap Reaksi 5

4

Tahap Pemurnian 7

6

Tahap Penanganan Produk 8

9

Tahap Penanganan Produk 10

Gambar 9.3 Tata Letak Peralatan Proses

IX-16

11

Keterangan Gambar : 1) Tangki Feed 2) Mixing Tank 3) Tangki Pemanas 4) Tangki Buffer 5) Fermentor 6) Absorber 7) Menara Regenerasi 8) Kompressor 9) Gas Holder Metana 10) Ekspander 11) Screw Press

IX-17

BAB X STRUKTUR ORGANISASI PERUSAHAAN

Suatu perusahaan biasanya memiliki bentuk organisasi yang berfungsi sebagai penghubung yang sifatnya dinamis, dalam arti dapat menyesuaikan diri terhadap segala perubahan, dan pada hakekatnya struktur organisasi merupakan suatu ebntuk yang dengan sadar diciptakan manusia untuk mencapai tujuan tertentu. Pada umumnya organisasi dibuat dalam suatu struktur yang merupakan gambaran skematis tentang hubungan atau kerjasama antar departemen yang terdapt dalam kerangka usaha untuk mencapai suatu tujuan tersebut. 10.1 Dasar Perusahaan Bentuk Perusahaan

: Perseroan Terbatas (PT)

Lokasi Pabrik

: Mbay - Kabupaten Nagekeo NTT

Kapasitas Produksi

: 16.662 ton/tahun

Status Investasi

: Penanaman Modal Dalam Negeri

10.2. Bentuk Perusahaan Pabrik Metana dasar direncanakan berstatus perusahaan swasta nasional yang berbentuk Perseroan Terbatas (PT), bentuk ini digunakan dengan alasan: 1. Terbatasnya tanggung jawab para pemegang saham karena segala sesuatu yang menyangkut kelancaran perusahaan dipegang oleh pimpinan perusahaan dan setiap pemegang saham hanya mungkin menderita kerugian sebesar jumlah yang ditanamkan pada PT yang bersangkutan.

1

2.

Kedudukan atau wewenang antara pimpinan perusahaan dan para pemegang saham (pemilik) terpisah satu sama lain.

3.

Kemungkinan terhimpunnya modal yang besar dan mudah, yaitu dengan membagi modal atas sejumlah saham-sahamnya. PT dapat menarik modal dari banyak orang.

4.

Kehidupan PT lebih terjamin karena tidak berpengaruh oleh berhentinya salah seorang pemegang saham, direktur atau karyawan. Ini berarti suatu PT mempunyai potensi hidup lebih permanen dari bentuk perusahaan lainnya.

5.

Adanya efisiensi dalam perusahaan. Tiap bagian dalam PT dipegang oleh orang yang ahli dalam bidangnya. Tiap orang atau tiap bagian mempunyai bagian dengan tugas yang jelas, sehingga ada dorongan untuk mengerjakan sebaik-baiknya.

10.3. Struktur Organisasi Struktur organisasi yang digunakan adalah sistem garis dan staff. Alasan pemilihan sistem garis dan staff adalah: 1. Terdapat kesatuan pimpinan dan perintah, sehingga disiplin kerja lebih baik. 2. Biasa digunakan untuk organisasi yang cukup besar dengan produksi kontinu. 3. Sering digunakan dalam perusahaan yang berproduksi secara massal. 4. Masing-masing kepala bagian/manager secara langsung bertanggung jawab atas aktivitas yang dilakukan untuk mencapai tujuan. 5. Pimpinan tertinggi pabrik dipegang oleh seorang direktur yang bertanggung jawab kepada Dewan Komisaris. Anggota Dewan Komisaris merupakan wakil-

2

wakil dari pemegang saham dan dilengkapi dengan staff ahli yang bertugas memberikan saran kepada direktur. Di samping alasan tersebut ada beberapa kebaikan yang dapat mendukung pemakaian sistem organisasi staf dan garis yaitu: 1. Dapat digunakan oleh setiap organisasi besar, apapun tujuannya, betapapun luas tugasnya dan betapapun kompleks susunan organisasinya. 2. Pengambilan keputusan yang sehat lebih mudah dapat diambil, karena adanya staf ahli. 3. Perwujudan “the right man in the right place” lebih mudah dilaksanakan. Dari kelebihan-kelebihan sistem organisasi garis dan staf di atas maka dapat dipakai sebagai bahan pertimbangan untuk menentukan sistem organisasi perusahaan pada pabrik metana yaitu menggunakan sistem organisasi garis dan staf. Pembagian tanggung jawab dan wewenang berdasarkan departementasi. Pada setiap departemen dibagi lagi menjadi bagian-bagian yang lebih kecil lagi yaitu divisi. Selanjutnya tiap divisi dibagi lagi menjadi unit-unit. Setiap departemen dipimpin oleh seorang manajer yang dibantu oleh asisten manajer, sedangkan untuk divisi dikepalai oleh seorang divisi manajer yang dibantu oleh asisten divisi manajer. 10.4. Tugas dan Tanggung Jawab Organisasi 1. Pemegang Saham Pemegang

saham

adalah

sekelompok

orang

yang

ikut

dalam

pengumppulan modal untuk mendirikan pabrik dengan cara membeli saham

3

perusahaan. Pemegang saham adalah pemilik perusahaan yang besarnya tergantung dari prosentase kepemilikan saham. Kekayaan pribadi pemegang saham tidak dipertanggungjawabkan sebagai jaminan atas hutang-hutang perusahaan. Penanam saham wajib menanamkan modalnya paling sedikit 1 tahun. Rapat Umum Pemegang Saham (RUPS) adalah rapat dari pemegang saham yang memiliki kekuasaan tertinggi dalam mengambil keputusan untuk kepentingan perusahaan. RUPS biasanya dilakukan paling sedikit sekali dalam setahun, atau selambat-lambatnya enam bulan sejak tahun buku yang bersangkutan berjalan (neraca telah aktif). 2. Dewan Komisaris

Dewan komisaris terdiri dari para pemegang saham perusahaan. Pemegang saham adalah pihakpihak yang menanamkan modalnya untuk perusahaan dengan cara membeli saham perusahaan. Besarnya kepemilikan pemegang saham terhadap perusahaan tergantung/sesuai dengan besarnya modal yang ditanamkan, sedangkan kekayaan pribadi dari pemegang saham tidak dipertanggungjawabkan sebagai jaminan atas hutang-hutang perusahaan. Pemegang saham harus menanamkan saham paling sedikit 1 (satu) tahun. Tugas dan wewenang dewan komisaris adalah: a. Bertanggung jawab terhadap pabrik secara umum dan memberikan laporan pertanggungjawaban kepada para pemegang saham dalam RUPS. b. Menerima pertanggungjawaban dari para manager pabrik.

4

3. Direktur Utama Posisi direktur utama merupakan pemimpin tertinggi perusahaan secara langsung dan penanggung jawab utama dalam perusahaan scara keseluruhan selama perusahaan berdiri. Tugas dan wewenang direktur utama adalah: a.

Menetapkan strategi perusahaan, membuat perencanaan kerja dan menginstruksikan cara-cara pelaksanaannya kepada manager.

b.

Mengurus harta kekayaan perusahaan.

c.

Menetapkan sistem organisasi yang dianut dan menetapkan pembagian ekrja, tugas, dan tanggung jawab dalam eprusahaan untuk mencapai tujuan atau target perusahaan yang telah direncanakan.

d.

Mengadakan koordinasi yang tepat pada seluruh bagian organisasi.

e.

Memberikan instruksi resmi kepada bawahannya untuk melaksanakan tugas masin-masing.

f.

Mempertanggungjawabkan kepada dewan komisaris semua anggaran pembelanjaan dan pendapatan perusahaan.

g.

Selain tugas diatas, direktur utama berhak mewakili perseroan secara sah dan langsung dalam segala hal dan kejadian yang berhubungan dengan kepentingan perusahaan. Dan harus berkonsultasi kepada dewan komisaris setiap akan melakukan tindakan perusahaan yang krusial seperti peminjaman uang ke Bank, memindahtangankan perseroan untuk menanggung hutang perusahaan, dll).

4. Penelitian dan Pengembangan (R&D).

5

Divisi LITBANG bersifat independent. Divisi ini bertanggung jawab langsung kepada direktur utama. Divisi LITBANG bertugas mengembangkan secara kreatif dan inovatif segala aspek perusahaan terutama yang berkaitan dalam peningkatan kualitas produksi sehingga mempu bersaing dengan produk kompetitor. 5. Manajer Pabrik Manager pabrik diangkat dan diberhentikan oleh direktur utama. Manager pabrik bertanggung jawab penuh terhadap kelancaran produksi, dimulai dari perencanaan produksi, perencanaan bahan baku, perangkat produksi. Tugas utamanya adalah merencanakan, mengontrol, dan mengontrol semua kegiatan yang berkaitan dari mulai bahan baku sampai menghasilkan produk. 6. Manager Admnistrasi Manager administrasi memiliki ruang lingkup kerja yang lebih luas dari amnager produksi. Manager administrasi bertanggung jawab atas segala kegiatan kerja diluar produksi. Semua manajemen perusahaan diatur dan dijalankan oleh bagian administrasi, termasuk strategi pemasaran, pengaturan keuangan

perusahaan,

hubungan

masyarakat,

dan

mengatur

masalah

ketenagakerjaan. 7. Departemen Quality Control (Pengendalian Mutu) Departemen QC bertugas mengawasi mutu bahan baku yang diterima dan produk yang dihasilkan. Selama mengawasi mutu produk, tidak hanya produk jadi saja yang di analisis tapi juga pada setiap tahapan proses. Misalnya pada tahap pemurnian apakah impurities yang terkandung dalam campuran methana 6

sudah memenuhi ketentuan yang ditetapkan atau belum.. 8. Departemen Produksi Kepala Dept. Produksi bertanggung jawab atas jalannya proses produksi sesuai yang direncanakan, termasuk merencanakan kebutuhan bahan baku agar target produksi terpenuhi. a.

Divisi Produksi Divisi produksi bertanggung jawab kepada kepala Dept. Produksi atas kelancaran proses. Divisi ini juga mengatur pembagian shift dan kelompok kerja sesuai spesialisasinya pada masing-masing tahapan proses dan mengendalikan kondisi operasi sesuai prosedurnya.

b. Divisi Gudang Bertanggung jawab kepada kepala Dept. Produksi atas ketersedian bahan baku yang dibutuhkan sesuai banyaknya produksi yang diinginkan sehingga tidak terjadi kekurangan atau kelebihan, mengatur aliran distribusi bahan baku dari tangki supply ke dalam gudang dan selain itu juga mengatur aliran distribusi produk untuk dialirkan ke tangki suply. 9. Departemen Teknik Kepala Dept. Teknik bertanggung jawab atas kelancaran alat-alat proses selama produksi berlangsung, termasuk pemeliharaan alat proses dan instrumentasinya. Apabila ada keluhan pada alat penunjang produksi maka dept. teknik langsung mengatasi masalahnya. a.

Divisi Utilitas

7

Bertanggung jawab kepada kepala Dept. Teknik mengenai kelancaran alatalat utilitas. b.

Divisi Bengkel & Perawatan Bertugas memperbaiki alat-alat atau instrumen yang rusak

c.

Divisi lingkungan Bertugas untuk penanganan pengolahan limbah dan pemanfaatannya

10. Departemen Pemasaran Kepala Dept. Pemasaran bertanggung jawab dalam mengatur masalah pemasaran produk, termasuk juga melakukan research marketing agar penentuan harga dapat bersaing di pasaran, menganalisis strategi pemasaran perusahaan maupun kompetitor, mengatur masalah dsitribusi penjualan produk ke daerah-daerah, melakukan promosi pada berbagai media massa baik cetak maupun elektronik agar produk dapat terserap konsumen. a. Divisi Penjualan Bertanggung jawab kepada kepala Dept. Pemasaran mengenai penjualan produk pada berbagai daerah distribusi sekaligus mensurvei kebutuhannya agar dapat dipasok setiap saat. b.

Divisi promosi Melakukan promosi ke berbagai sumber tentang kelebihan produk perusahaan minimal masyarakat konsumen mengetahui produk yang diproduksi perusahaan.

c.

Divisi Research Marketing

8

Melakukan analisis pasar untuk memenangkan persaingan dengan kompetitor dan selalu membuat strategi pemasaran setiap saat sesuai perkembangan di lapangan. d.

Divisi Transportasi Mengatur distribusi produk agar tepat sasaran dan tepat waktu.

11. Departemen Keuangan Kepala Dept. Keuangan bertanggung jawab mengatur neraca perusahaan dengan melakukan pembukuan sebaik-baiknya baik pemasukan ataupun pembelanjaan untuk kebutuhan perusahaan, selain itu juga membayarkan gaji ke rekening bank tiap karyawan pada setiap akhir bulan. Dan juga membayarkan jaminan sosial atas pemutusan hak kerja (PHK) karyawan. Dept. Keuangan membawahi 2 divisi yaitu: a.

Divisi Pembukuan Keuangan

b.

Divisi Penyediaan & Pembelanjaan

12. Departemen Sumber Daya Manusia (SDM) Kepala

Dept.

SDM

bertugas

merencanakan,

mengelola,

dan

mendayagunakan SDM, baik yang telah bekerja ataupun yang akan dipekerjakan. Selain itu Dept. SDM mengatur masalah jenjang karier dan masalah penempatan karyawan, atau pemindahan karyawan antar departermen atau antar divisi sesuai dengan tingkat prestasinya. a.

Divisi Kesehatan

9

Bertugas memperhatikan kesehatan karyawan. Apabila poliklinik yang tersedia tidak dapat mengatasi masalah kesehatan karyawan maka dapat diintensifkan di rumah sakit langganan perusahaan sesuai kebutuhan pengobatan. b.

Divisi Ketenagakerjaan Mengatur kesejahteraan karyawan seperti pemberian fasilitas atau bonus perusahaan untuk karyawan yang berprestasi. Selain itu merekrut tenaga kerja sesuai dengan kebutuhan perusahaan.

13. Departemen Hubungan Masyarakat (HUMAS) Kepala Dept. Humas bertugas menjalin hubungan kemasyarakatan baik di dalam perusahaan, antar instansi ataupun dengan masyarakat setempat. Selain itu menjaga kenyamanan, keindahan, dan keamanan perusahaan dari mulai keindahan taman, toilet sampai kebersihan gudang dan produksi. Keamanan perusahaan meliputi pengontrolan setiap kendaraan yang masuk perusahaan baik kendaraan bahan baku, produk, sampai kendaraan tamu. Dan juga menjaga keamanan dan ketertiban di lingkungan kerja di seluruh area pabrik. Dept. Humas membawahi 2 divisi yaitu: a.

Divisi Keamanan

b.

Divisi Kebersihan

10.5 Kebutuhan tenaga kerja dan tingkat pembagian golongan 10.5.1. Jadwal dan Jam Kerja Pabrik metana

direncanakan bekerja atau beroperasi selama 300 hari

10

dalam setahun dan 24 jam sehari, sisa harinya digunakan untuk perbaikan, perawatan dan shutdown. Pembagian kerja untuk pengawai adalah sebagai berikut: 1. Untuk pegawai non shift: Pegawai non shift adalah karyawan yang tidak berhubungan langsung dengan proses produksi. Misalnya direktur, kapala bagian, dan seksi-seksi dibawah tanggung jawab non teknis atau yang bekerja di pabrik yang jenis pekerjaan tidak continyu. Bekerja selama 6 hari dalam seminggu sedangkan hari minggu dan hari besar libur. Ketentuan jam kerja adalah sebagai berikut: Senin – Kamis : 07.00 – 15.00 (Istirahat 12.00 – 13.00 WIB) Jumat

: 07.00 – 13.00 (Istirahat 11.00 – 13.00 WIB)

Sabtu

: 07.00 – 13.00

2. Untuk pegawai shift: Pegawai shift merupakan karyawan yang secara langsung menangani proses dan mengatur bagian-bagian tertentu di pabrik yang berhubungan dengan keamanan dan keselamatan produksi. Bekerja selama 21 jam sehari, yang terbagi dalam tiga shift, yaitu: Shift I

: 07.00 – 15.00

Shift II

: 15.00 – 23.00

Shift III

: 23.00 – 07.00

Untuk memenuhi kebutuhan pabrik, karyawan shift dibagi empat regu

11

bekerja dan satu regu libur. Jadwal kerja masing-masing regu dapat dilihat pada tabel 10.1: Tabel 10.1 Jadwal Kerja Karyawan REGU 1 I II III IV

P S M -

2 P S M

3 P S M

4 P S M

5 M P S -

6 M P S

HARI 7 M P S

8 M P S

9 S M P -

10 S M P

11 S M P

12 S M P

Keterangan: P = Pagi (Shift I) S = Siang (Shift II) M = Malam (Shift III) - = Libur

10.5.2 Status karyawan Pada pabrik ini status karyawan berbeda-beda karena tingkat pendidikan sehingga besar sistem upah karyawan berbeda-beda tergantung pada kecilnya kedudukan, tanggung jawab dan keahliannya. Menurut statusnya karyawan pabrik ini dapat dibagi menjadi tiga golongan sebagai berikut: 1. Karyawan tetap Karyawan tetap adalah karyawan yang diangkat dan diberhentikan oleh direksi berdasarkan surat keputusan (SK) direksi atas pengajuan kepala yang membawahinya dan memberi upah harian yang dibayarkan tiap akhir pekan 2. Karyawan harian

12

Karyawan harian adalah karyawan yang diangkat dan diberhentikan oleh direksi tanpa surat keputusan (SK) direksi dan mendapat gaji harian yang dibayarkan setiap akhir pekan 3. Karyawan borongan Karyawan borongan adalah pekerja yang digunakan oleh pabrik bila diperlukan saja. Misalkan bongkar muat barang, dan sebagainya. Pekerja ini menerima upah borongan untuk suatu pekerjaan. 10.5.3 Perincian jumlah tenaga kerja Penentuan jumlah tenaga kerja proses Kapasitas

= 16.662 Ton/Tahun = (16.662 Ton/Tahun)/(300 Hari/Tahun) = 55,54 Ton/Hari

Dari Vilbrant hal 235 fig 6-35 untuk peralatan dengan kondisi rata-rata didapat M

= 15,2 P 0,25 = 15,2 (55,54)0,25 = 41 jam/hari tahap proses

Pra rencana pabrik metana ada 5 tahap proses sehingga didapat: Jumlah karyawan proses

= 41 x 5 = 205 jam/hari

Karena 1 shift 7 jam, maka: Jumlah karyawa proses = 205/7 = 29 orang /shift/hari Karena 1 shift terdiri dari 4 regu, maka: Jumlah karyawan proses = 29 orang /shift/hari x 4 regu = 116 orang/hari Karena kemajuan suatu pabrik atau perusahaan tergantung pada

13

kedisiplinan karyawannya, maka salah satu cara untuk menciptakan kedisiplinan adalah dengan memberlakukan presensi. Dari mulai direktur utama sampai karyawan kebersihan diberlakukan presensi setiap jam kerjanya yang nantinya dapat

menjadi

pertimbangan

perusahaan

dalam

meningkatkan

karyawannya. Perincian jumlah tenaga kerja dapat dilihat pada tebel 10.2 Tabel 10.2 Perincian Jumlah Tenaga Kerja No 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15

16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27

Jabatan Direktur Utama Direktur Teknik Direktur Administrasi Sekretaris Staf sekretariat Kepala Litbang Staf Litbang Kabag Pengendali Mutu Kasie Pengendali Mutu Karyawan Seksi Pengendali Mutu Kabag Produksi Kasie Produksi Karyawan Seksi Produksi Kasie Gudang Karyawan Seksi Gudang a. Gudang Bahan Baku b. Gudang Hasil Produksi Kabag Teknik Kasie Utilitas Karyawan Seksi Utilitas Kasie Bengkel & Perawatan Karyawan seksi Bengkel & Perawatan Kasie Lingkungan Karyawan Seksi Lingkungan Bagian Pemasaran Kasie Penjualan Karyawan Seksi Penjualan Kasie Promosi Karyawan Seksi Promosi

14

Jumlah 1 1 1 1 2 1 4 1 1 2 1 1 116 1 4 3 1 1 2 1 2 1 2 1 1 2 1 2

karier

Sambungan tabel 10.2 Perincian Jumlah Tenaga Kerja No 28 29 30 31 32 33 34 35 36 37 38 39 40 41 42 43 44 45

Jabatan Kasie Research Marketing Karyawan Seksi Research Marketing Kasie Transportasi karyawan Seksi Transportasi Kabag Keuangan Kasie Pembukuan Keuangan Karyawan seksi Pembukuan Keuangan Kasie Penyediaan & Pembelanjaan Karyawan Seksi Penyediaan & Pembelanjaan Kabag SDM Kasie Kesehatan Karyawan Seksi Kesehatan Kasie Ketenagakerjaan Kabag Humas Kasie Keamanan KaryawanKemananan Kasie Kebersihan Karyawan Seksi Kebersihan Total

Jumlah 1 2 1 4 1 1 2 1 2 1 1 3 1 1 1 18 1 10 210

10.5.4 Sistem perupahan karyawan Pada pra rencana pabrik metana, besar kecilnya upah yang diberikan didasarkan pada: a. Tingkat pendidikan b. Pengelaman kerja c. Tanggung jawab dan kedudukan d. Keahlian yang dimiliki Berdasarkan atas kedudukan dan perbedaan status ini, maka sistem pengupahan pada pra rencana pabrik metana dibedakan menjadi: 1. Upah bulanan Upah bulanan diberikan kepada karyawan tetap yang besarnya berbeda-

15

beda untuk setiap karyawan dan diberikan setiap akhir pekan 2. Upah harian Upah harian diberikan kepada karyawan harian tetap yang besarnya berbeda-beda untuk setiap karyawan dan diberikan setiap akhir pekan 3. Upah borongan Upah borrongan diberikan kepada karyawan harian lepas atau karyawan borongan yang besarnya tidak tetap, tergantung pada macam pekerjaan yang dilakukan dan upah tersebut diberikan setelah pekerjaan itu selesai 10.6 Jaminan sosial Jaminan sosial adalah jaminan yang diterima pihak karyawan di luar kesalahannya sehingga tidak dapat melakukan pekerjaan. Jaminan sosial yang diberikan oleh perusahaan pada karyawan adalah: 1. Tunjangan: -

Tunjangan di luar gaji pokok, diberi kepada tenaga kerja tetap berdasarkan prestasi yang dilakukan

-

Tunjangan lembur, yang diberikan kepada tenaga kerja yang bekerja di luar jam kerja (khusus untuk tenaga kerja shift).

2. Fasilitas: Disediakan kendaraan dinas berupa: -

Kendaraan roda empat bagi direktur

-

Kendaraan roda dua bagi karyawan

16

-

Disediakan kendaraan antar jemput bagi kepala seksi dan karyawan bawahannya atau diganti dengan uang transportasi yang sesuai

-

Setiap karyawan diberi dua pasang pakaian kerja dalam setahun, selain itu kepada tenaga kerja juga dibagi perlengkapan penunjang keselamatan kerja sesuai bidang yang ditanganinya.

3. Pengobatan: -

Pengobatan ringan yang dilakukan di poliklinik perusahaan dan diberikan kepada tenaga kerja yang membutuhkannya

-

Untuk pengobatan berat diberikan penggantian biaya sebesar 50% secara langsung kepada pihak rumah sakit, dokter dan apotek yang bersangkutan yang ditentukan oleh perusahaan.

-

Karyawan yang mengalami gangguan kesehatan atau kecelakaan dalam melaksanakan tugasnya untuk perusahaan mendapatkan penggantian biaya sepenuhnya

4. Cuti -

Cuti tahunan selama 12 hari kerja dan diatur dengan mengajukan permohonan satu minggu sebelumnya untuk dipertimbangkan izinnya

-

Cuti sakit bagi pekerja yng memerlukan istirahat total berdasarkan surat keterangan dokter

-

Cuti haid selama 2 hari bagi karyawa setiap bulan

-

Cuti hamil selama 1 bulan bagi tenaga kerja wanita

17

-

Cuti untuk keperluan dinas atas perintah atau berdasarkan kondisi tertentu perusahaan

5. Insentif atau bonus Insentif diberikan dengan tujuan untuk meningkatkan produktifitas dan mendorong semangat kerja karyawan. Besarnya insentif ini dibagi menurut golongan dan jabatan. Pemberian insentif untuk golongan operatif (golongan kepala seksi ke bawah) doberikan setiap bulan sedangkan untuk golongan di atasnya diberikan pada akhir tahun produksi dengan melihat besarnya keuntungan dan target yang dicapai 6. Perumahan Perumahan diberikan terutama bagi karyawan yang menduduki jabatan penting, mulai dari direksi sampai kasie.

18

PEMEGANG SAHAM

DEWAN KOMISARIS

DIREKTUR UTAMA

DIREKTUR TEKNIK

KABAG PENEGNDALI MUTU

Kasie Quality Control

Kasie Bengkel dan perawatan

DIREKTUR ADMINISTRASI

KABAG TEKNIK

Kasie Lingkungan

Kasie Utilitas

KABAG UMUM

KABAG PRODUKSI

Kasie Proses

Kasie Kontrol & Laboratorium

LITBANG

Kasie Humas

Kasie Keamanan dan Trasportasi

KABAG PEMASARAN

Kasie Kesehatan & Kesejateraan

Kasie Penjualan

KABAG KEUANGAN

Kasie Iklan & Promosi

Kasie Persediaan & Purchesing

KABAG SDM

Kasie Personalia

Kasie pelatihan dan Tenaga Kerja

BAB XI ANALISA EKONOMI

Perencanaan suatu pabrik juga perlu ditinjau dari faktor-faktor ekonomi yang menentukan apakah pabrik tersebut layak didirikan atau tidak. Factor-faktor yang perlu dipertimbangkan adalah penentuan untung rugi dalam mendirikan pabrik Metana dari kotoran sapi, sebagai mana berikut: •

Return On Investment (ROI)

•

Pay Out Time (POT)

•

Break Event Point (BEP)

•

Internal Rate Of Return (IRR)

Sedangkan untuk menghitung faktor-faktor di atas perlu diadakan penaksiran beberapa hal yang enyangkut administrasi perusahaan dan jalannya proses, yaitu: 11.1 Faktor-Faktor Panentu 11.1.1 Total Capital Investment (TCI) Total capital investment yaitu modal yang akan dibutuhkan untnk mendirikan pabrik sebelum berproduksi, terdiri dari : 1. Fixed Capital Investment (FCI) a. Biaya langsung (Direct Cost), meliputi : 1. Harga peralatan 2. Instrumentasi alat control 3. Perpipaan

XI- 1

4. Listrik terpasang 5. Bangunan pabrik 6. Pengembangan lahan 7. Fasilitas pelayanan umum 8. Fasilitas dan bengkel 9. Tanah dan gedung 10. Pemasangan b. Biaya tak langsung 1. Engginering and supervise 2. konstruksi 2. Working Capital Investment (WCI) Yaitu modal untuk menjalankan pabrik yang berhubungan dengan laju produksi, yang meliputi : 1. Penyediaan bahan baku dalam waktu tertentu 2. Pengemasan produk dalam waktu tertentu 3. Utilitas dalam waktu tertentu 4. Gaji dalam waktu tertentu 5. Uang tunai Sehingga: TCI = FCI + WCI 11.1.2. Total Ongkos Produksi Total ongkos produksi adalah biaya yang digunakan untuk operasi pabrik

XI- 2

dan biaya perjalanan produk, meliputi: a. Biaya pembuatan terdiri dari 1) Biaya produksi langsung (DPC) 2) Biaya produksi tetap (FC) 3) Biaya Overhead Pabrik Biaya Umum (general Expenses), terdiri dari : 1) Administrasi

2) Distribusi dan pemasaran 3) Penelitian dan pengembangan( research and development) Adapun ongkos produksi total terbagi menjadi: a. Ongkos Variabel (VC) Yaitu segala biaya yang pengeluarannya berbanding lurus dengan laju produksi, yang meliputi: 1) Biaya bahan baku 2) Biaya utilitas 3) Baiya pengemasan b. Ongkos semi Variabel (SVC) Yaitu biaya pengeluaran yang tidak berbanding lurus dengan laju produksi, meliputi: 1) Plant Over head

XI- 3

2) Pemeliharaan dan perbaikan 3) Laboratorium 4) Operating supplies 5) General expenses c. Ongkos Tetap Ongkos tetap meliputi: 1) Depresiasi peralatan 2) Depresiasi Bangunan 3) Asuransi 4) Pajak 5) Bunga

11.1.3. Penaksiran Harga Alat

Harga satuan alat akan berubah, tergantung pada perubahan kondisi ekonomi. Untuk itu digunakan beberapa cara konversi harga alat terhadap harga alat pada beberapa tahun yang lalu, sehingga diperoleh harga yang ekivalen dengan harga sekarang. Harga alat dalam Pra rencana pabrik Metana didasarkan pada data harga alat yang terdapat pada Peter dan Timmerhaus dan Gd Ulrich. Sedangkan untuk menaksir harga alat pada tahun 2010 digunakan persamaan berikut: Cx

=

Ix x Ck Ik

XI- 4

Dari perhitungan Appendix E, didapatkan harga peralatan untuk pabrik Metana sebesar Rp 40.330.724.497

11.2 Penentuan Total Capital Investment (TCI)

11.2.1 Modal Tetap A. Modal langsung (Direct Cost = DC) 1.

Harga peralatan

= Rp 40.330.724.497

2. Instrumentasi dan control (10% E)

= Rp. 4.033.072.449

3. Perpipaan (17% E)

= Rp. 6.856.223.164

4. Listrik terpasang (10% E)

= Rp. 4.033.072.449

5. Bangunan pabrik (18%E)

= Rp. 7.259.530.409

6. Pengembangan lahan (5%)

= Rp. 2.016.536.224

7. Fasilitas pelayanan umum (20%)

= Rp. 8.066.144.899

8. Fasilitas dan bengkel (40%E)

= 16.132.289.799

9. Tanah dan gedung (App.E)

= 4.000.000.000

10. Pemasangan (35%E)

= Rp. 14.115.753.574

11. Biaya angkutan ke lokasi pabrik (10 % bahan baku)

= Rp. 5.831.784.000

Total modal langsung (DC)

= Rp. 112.675.131.464

B. Biaya tak langsung (Indirect Cost =IC) 1. Engginering and supervise (5% DC)

= Rp. 5.633.756.573

2. Konstruksi (7% DC)

= Rp. 7.887.259.202

XI- 5

Total biaya tak langsung

= Rp. 13.521.015.775

TPC (Total Plant Cost)

= Jumlah biaya langsung dan biaya tidak langsung

TPC

= TPDC + TPIC = Rp. 112.675.131.464 + Rp. 13.521.015.775 = Rp. 126.196.147.239

TPC (Total Plant Cost)

= Rp. 126.196.147.239

Kontraktor (5% TPC)

= Rp. 6.309.807.362

Biaya tak terduga (7% TPC)

= Rp. 8.833.730.307

Modal tetap (FCI)

= Rp. 141.339.684.908

11.2.2. Modal Kerja (Working Capital Investment = WCI) Modal kerja (25% FCI)

= Rp. 35.334.921.227

Total capital investment

= Modal kerja + Modal tetap

TCI

= WCI + FCI = Rp. 35.334.921.227+ Rp. 141.339.684.908 = Rp. 176.674.606.135

Modal perusahaan : a. Modal sendiri 60 %

= 60 % TCI = 60 % x Rp.176.674.606.135 = Rp. 106.004.763.681

b. Modal pinjam 40%

= 40 % TCI = 40 % x Rp. 176.674.606.135

XI- 6

= Rp. 70.669.842.454 11.3 Biaya Produksi Total (TPC) Biaya Produksi Total = Biaya Manufacture + Biaya Umum 11.3.1 Biaya Manufactur A. Biaya Produksi Langsung (DPC)

1. 2. 3. 4. 5 6 7

Bahan baku (per 1 tahun)

Rp

527.766.687

Gaji karyawan (per 1 tahun)

Rp

3.183.000.000

Biaya utilitas

Rp

4.182.437.572

Biaya pengemasan (per 1 tahun)

Rp

3.945.115.500

Biaya laboratorium (10% Gaji)

Rp

318.300.000

Pemeliharaan (10%E)

Rp

4.033.072.449

Op. Supplies (10% Pemeliharaan)

Rp

403.307.244

Total DPC

Rp

16.592.999.452

B. Biaya Produksi Tetap (Fixed Production Cost = FPC)

1

Depresiasi Peralatan (10% E)

Rp

4.033.072.449

2

Depresi Bangunan (0,032 FCI)

Rp

42.887.774

3

Pajak Kekayaan (0,5% FCI)

Rp

670.121.475

4

Asuransi(0.75% FCI)

Rp

1.005.182.212

5

Bunga Pinjaman (15%x 40%FCI)

Rp

8.041.457.703

Total FPC

Rp

13.792.721.613

XI- 7

C .Biaya Overhead (25% gaji + Rp

pemeliharaan)

Total Biaya Manufaktur

4.828.822.449

Rp

35.214.543.514

Rp

4.606.012.44

Rp

4.606.012.44

Biaya Penelitian

Rp

4.606.012.449

Total GE

Rp

13.818.037.347

11.3.2 BiayaUmum (GE)

Biaya Administrasi (18% gaji+ A pemeliharaan) Biaya distribusi = Biaya B Administrasi C

Total Biaya Produksi = Biaya Manufactur + Biaya Umum = Rp. 35.214.543.514 + Rp. 13.818.037.347 = Rp. 49.032.580.861 11.3 Laba perusahaan Besar laba perusahaan: Laba perusahaan = penjualan (S) – Biaya produksi (TPC) Dimana: Total Penjualan = Rp. 103.975.353.100/tahun Laba Kotor

= Rp. 103.975.353.100 - Rp.49.032.580.861

XI- 8

= Rp. 54.942.772.239 Pajak Penghasilan (10% S) = Rp. 10.397.535.310 Laba Bersih

= Laba kotor – pajak penghasilan = Rp. 54.942.772.239- Rp. 10.397.535.310 = Rp.44.545.236.929/tahun

11.4 Analisa Usaha A. Return Of Investment (ROI) ROI bt = (laba kotor/ modal tetap) x 100% = (Rp. 54.942.772.239/Rp 141.339.684.908) x 100% = 38,87% ROI at = (laba bersih / modal tetap) x 100% = (Rp.30.648.357.703/ Rp 141.339.684.908)x 100% = 31,51% B. Pay Out Time (POT) Cash Flow = laba bersih + Depresiasi (alat + bangunan) Cash Flow = Rp 44.545.236.929+ Rp 4.075.960.223 = Rp 46.261.197.152 POT

= (modal tetap/Cash flow ) x 1 tahun = (Rp 141.339.684.908/ Rp 46.261.197.152) x1 tahun = 3,05 tahun

XI- 9

C. Break Even Point (BEP)

Break Even Point =

FC + 0,3SVC x 100% S − 0,7 SVC − VC

Dimana : 1 Biaya Tetap (FC) 2 Biaya Variabel (VC)

Rp

13.792.721.613

Bahan baku

Rp

527.766.687

Gaji karyawan

Rp

3.183.000.000

Biaya utilitas

Rp

4.182.437.572

Biaya pengemasan

Rp

3.945.115.500

Rp

4.033.072.449

Rp

15.871.392.208

Biaya umum

Rp

13.818.037.347

Biaya laboratorium

Rp

4.606.012.449

Operating Suplies

Rp

4.606.012.449

Biaya Overhead Pabrik

Rp

4.828.822.449

Rp

27.558.884.694

Pemeliharaan (20% E) Total Variabel Cost 3 Biaya Semi Variabel (SVC)

Total Semi Variabel Cost

BEP

=

Rp.13.792.721.613+ 0,3Rp.27.558.884.694 x100% Rp.103.975.353.100- 0,7x27.558.88 4.694.-15.871.392 .208

= 32,15%

XI- 10

- NPV (Net Present Value) Metode ini dugunakan untuk menghitung selisih dari penerimaan kas bersih dengan nilai investasi. Data : •

Bunga Bank

•

Massa Produksi Pabrik : 10 tahun

: 12% per tahun

Maka Pengembalian pinjaman : Ca-2

= 50% FCI (1 + i) n = 50% FCI (1 + i) n = 50% x 13.792.721.613 (1 + 0,12)2 = Rp.8.650.794.995

Ca-1

= 50% FCI (1 + i) n = 50% FCI (1 + i) n = 50% x 13.792.721.613 (1 + 0,12)1 = Rp. 7.723.924.103

Ca-0

= - (Ca-2 – Ca-1) = - (Rp.8.650.794.995 - Rp. 7.723.924.103) = - Rp.16.374.719.098

XI- 11

Perhitungan NPV dapat dilihat pada table berikut :

Tahun

Cash Flow /CA(Rp)

0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11

-.16.374.719.098 1.214.741.772 1.214.741.772 1.214.741.772 1.214.741.772 1.214.741.772 1.214.741.772 1.214.741.772 1.214.741.772 1.214.741.772 1.214.741.772

F.discont/Fd (i = 0,12) 1 0.89 0.80 0.71 0.64 0.57 0.51 0.45 0.40 0.36 0.32

14.737.247 Total

NPV(RP) -.16.374.719.098 1.081.120.177 .971.793.418 862.466.658 777.434.734 692.402.810 619.518.304 546.633.797 485.896.709 437.307.038 388.717.367

0.09

1.326.352 5.049.754.427

Keterangan: Umur pabrik

: 10 tahun

Pada tahun ke

: 10, nilai sisa = 0

Karena harga NPV positif, maka pabrik Metana dari kotoran sapi layak didirikan. NVP yang diperoleh memiliki harga positif, sehingga dapat disimpulkan pabrik ini layak dirancang dengan kondisi tingkat bunga 12 % per tahun karena pengembalian bunga pada tahun ke 10 adalah Rp. 0

D. Internal Rate of Return (IRR). Metode ini menghitung tingkat bunga yang menyamakan nilai sekarang investasi dipenuhi persamaan dibawah ini dengan mencoba-coba harga I yaitu laju bunga

XI- 12

NRR = I1+

NPV 1 x( I 2 − I1) NPV 1 − NPV 2

I1

= besarnya bunga pinjaman (ke-1) yang ditrial = 11%

I2

= besarnya bunga pinjaman (ke-2) yang ditrial = 13 %

Perhitungan NPV pada masing-masing trial bunga pinjaman dapat dilihat pada tabel : Tahun 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11

IRR

Cash Flow /CA(Rp) -.16.374.719.098 1.214.741.772 1.214.741.772 1.214.741.772 1.214.741.772 1.214.741.772 1.214.741.772 1.214.741.772 1.214.741.772 1.214.741.772 1.214.741.772 14.737.247 Total = I1 +

= 11 +

Fd 11% 1 0.91 0.83 0.75 0.68 0.62 0.56 0.51 0.47 0.42 0.39 0.35

NPV(RP) -.16.374.719.098 1104310702 1003918820 912653473 829684975 754259068 685690062 623354602 566686002 515169092 468335539 5165315 7.469.227.649

Fd 13% 1 0.77 0.59 0.46 0.35 0.27 0.21 0.16 0.12 0.09 0.07 0.06

NPV (Rp) -.16.374.719.098 934416748 718782114 552909318 425314860 327165277 251665598 193588921 148914555 114549658 88115121 822317 5.049.754.427

NPV1 X ( I 2 − I1 ) NPV1 − NPV2

7469227649 X (13 − 11) 7469227649 − 5094754427

= 17,29 %

Karena nilai IRR yang diperoleh yakni 17,29 % lebih besar dari besarnya bunga pinjaman bank yang ditetapkan yakni sebesar 12 %, maka dapat

XI- 13

disimpulkan bahwa pabrik ini layak untuk didirikan dengan tingkat bunga pinjaman sebesar 12% per tahun.

110.109

105.109 S : 103.975.353.100 100.109

90.109

80.109 S-0.7SVC-VC 103.975.353.100 - 19.291.219.286 15.871.392.208 = 68.812.741.606

9

70.10

60.109

50.109

40.109

BEP :32,15

30.109

20.109

FC + 0,3 SVC 13.792.721.613+8.267.665.408 =22.060.387.021

0,3 SVC=8.267.665.408

10.109 FC=13.792.821.613

0

10

20

30

40

50

60

70

Kapasitas Produksi %

Grafik 1. Perhitungan Break Event Point

XI- 14

80

90

100

BAB XII KESIMPULAN

Pra Rencana Pabrik Metana dari kotoran sapi ini diharapkan akan mencapai hasil yang maksimal sesuai dengan tujuan, sehingga dari hasil produksi tersebut dapat memenuhi kebutuhan konsumen. Lokasi pabrik Metana ini terletak di daerah Flores Tengah tepatnya di kota Mbay Kabupaten Nagekeo, karena jumlah populasi sapi paling banyak dan secara transportasinya menguntungkan karena tidak terlalu jauh antara daerah yang satu dengan yang lainnya dan juga dekat dengan daerah pemasaran yaitu pusat pemasaran wilayah Flores. Ditinjau dari perhitungan analisa ekonomi terhadap pabrik Metana, maka diperoleh data sebagai berikut: Total Capital Invesment (TCI)

: Rp 176.674.606.135

Return Of Invesment (ROIBT)

: 38,87 %

Return Of Invesment (ROIAT)

: 31,51 %

Play Out Time (POT)

: 3,5 tahun

Break Even Point (BEP)

: 32,15 %

Internal Rate Of Return (IRR)

: 17,29 %

Maka dapat disimpulkan bahwa Pra Rencana Pabrik Metana dari kotoran sapi dengan Kapasitas 16.662 ton/tahun adalah layak didirikan.

DAFTAR PUSTAKA

Brownel, l.E and Young, E.M, 1959, “ Process Equipment design “, Willey Estern Limited, New York. Coulson, J.M and Richardson, J.F, 1985, “ An Introduction to Chemical Engineering Design”, Chemical Engineering Vol. 6, Pergarnon Press Oxford. Foust, A.S, “ Principle Unit operation” 2nd Edition, D. van Nostrand Company Inc., Tokyo. Genakoplis, C.J, 1983,” Transport Process and Unit Operation”, 2nd Edition, Allya and Bacon., New York. Hesse, H.C and Rushton, J.H 1959, “ Process Equipment design “,2nd Edition, D. van Nostrand Company Inc., New York Hougen, O.A, Watson, K.M and Ragazt, R.A 1976, “Chemical process Principles”, 2nd Edition,A. Wileyinternational Edition, john Willey and Sons Inc., New York. Kern, D.Q, “ Proccess Heat Transfer “, Iternational student edition. Mc Graw Hill Itnternational Book company,Tokyo. Kir And Othmer, D.F, “ Encyclopedia of Chemical Technology “3rd Edition, john Willey And Sons, New York 1969. Ludwig, E.E 1964, “ Applied Process Design for Chemical and Petro Chemical Plant”, Vol. 2, Gult Publising Co., Houtson, Texas. Mc. Cabe, W.L, Smith, J.T and Harriot, P, 1985, “ Unit Operation of Chemical Engineering. “, 4th Edition, Mc. Graw Hill Book Co.,Singapore. Perry, R.H, 1950, “ Chemical Engineering Hand Book “, 3 rd Edition, Mc Graw

Hill, Koggakusha Company, Ltd, Tokyo. Petter, M.S and Thimmerhause, K.D 1981, “ Plant design and Economics for Chemical Engineering “, 3rd Edition Mc Graw Hill Book Co, Singapore. Smith, J.M and Van Ness, H.C, 1984, “ Introdution to Chemical Engineering Thermodynamics “, 3rd Edition, Mc Graw Hill Co., Singapore. Ulrich, G.D, 1984, “ A guide to Chemical Engineering process design Economic”, John Willey and Sons Inc., New York. Van Winkle, M,V, 1967, “Destilation”, Mc Graw Hill Book Co., New York.

APPENDIK A Keperluan bahan baku per jam = Bahan baku per jam = 16.666,7 kg/jam Dalam 1 tahun = 300 hari kerja Basis bahan baku dalam 1 tahun

= 105.000 ton = 105.000.000 kg/tahun

Kapasitas pabrik

= 2644,8 kg/jam = 2644,8 kg/jam x 21 kg/hari x 300 kg/ tahun = 16.662.240 kg/tahun = 16.662,240 ton/tahun

I.Tangki Pengencer Kapur (M-111) Fungsi : untuk mengencerkan konsentrasi bubuk kapur 93% menjadi susu kapur 10 %.

H2O

Ca(OH)2 10 %

CaO 93%

Kebutuhan susu kapur 10 % per jam adalah 6,0 kg (dari perhitungan kebutuhan susu kapur pada Tangki Bufer M-110) Air pengencer = 90 % x 60 kg = 54 kg Sehingga setiap jam dibutuhkan susu kapur 10 % sebesar: 10 % x 54 = 5,4 kg Mol Ca(OH)2 = 5,4. 103 gram 74,1

App A- 1

= 72,8 mol Reaksi yang terjadi : CaO

+

H2O

Ca(OH)2

Dengan perbandingan mol didapat : Berat CaO

= mol x BM = 72,8 x 56,08 = 4082,6 gram. = 4,0826 kg.

CaO yang bereaksi = 93 % Sehingga diperlukan CaO sebesar = 4082,6 x 100 % 93 % = 4389,9 gram = 4,3899 kg Inert dalam CaO yang tidak bereaksi =4,3899 –4,0826 = 0,03073 kg Berat air yang bereaksi

= 72,8 x 18 = 1310,4 gram = 1,3104 kg.

Sehinggga untuk memperoleh Ca(OH)2 diperlukan air sebesar 54 kg.

App A- 2

Bahan Masuk (Kg/jam)

Bahan Keluar (Kg/jam)

CaO

= 4,3899 kg

Ca(OH)2

= 5,4 kg

H2O untuk reaksi

= 1,3104 kg

H2O

= 54 kg

Inert

= 0,02073 kg

Losess

= 0,01

Jumlah

= 5,7003 kg

Air pengencer

= 54 kg

Jumlah

= 59,7003 kg

Jumlah

= 59,7003 kg

II. Tangki Pencampur Feed (M-110) Fungsi : untuk mencampurkan kotoran sapi dengan air pengencer. H2O Mixing tank Kotoran Sapi

Kotoran sapi

Bahan Masuk

Bahan Keluar

Kotoran sapi Selulosa= 76,52% x 16.666,7 = 12.753,36 kg


NH3

NH4OH = 500,85 kg

= 1,46 % x 16.666,7 = 243,33 kg

P

=

0,93% x 16.666,7 = 155 kg

P

= 155 kg

K

=

0,68% x 16.666,7 = 113,334 kg

K

= 113,334 kg

App A- 3

Ca

=

0,24% x16.666,7 = 40 kg

Ca

= 40 kg

Mg

=

0,18% x16.666,7 =30 kg

Mg

=30 kg

H2S

=

0,21% x16.666,7 =35 kg

H2S

=35 kg

Air

=

19,78% x16.666,7 =3296,67 kg

Ca(OH)2= 0,54 kg Air

= 19711,16 kg

Inert

= 0,02 kg

Losses =0,01 Total

= 16.666,7 kg

Air Pengencer

= 16.666,7 kg

`

Total

= 33333.34 kg

Total

NH3 + H2O

= 33333.34 kg

NH4OH

Perbandingan koefisien = perbandingan mol Mol NH3 dan H2O yang beraksi serta NH4OH yang dihasilkan adalah sama. Mol NH3

= 243,334 kg/BM NH3 = 243,334 kg /17 = 14,31

Mol H2O

= 14,31

Berat air yang beraksi

= 14,31x BM H2O = 14,31 x 18 = 257,58 kg

NH4OH yang terbentuk

= 14,31 kg x BM NH4OH

App A- 4

= 14,31 kg x 35 = 500,85 kg Jumlah air yang masuk tangki pencampur: Air dalam kandungan kotoran sapi : 3.296,67 kg Air pengencer kotoran sapi

: 16.666,67 kg

Total

: 19.963,34 kg

Jumlah air yang keluar = total air masuk – air yang berubah menjadi NH4OH. = 19.968,74 kg – 257,58 kg = 19711,16 kg Laju alir keluar = 33339,4 kg/jam

III Tangki Pemanas (R-121) Fungsi: untuk memanaskan feed sebelum dicampur dengan susu kapur.

Feed masuk

T = 500 C

Feed Keluar

Bahan Masuk

Bahan Keluar



NH4OH = 500,85 kg

NH4OH = 500,85 kg

P

= 155 kg

P

= 155 kg

K

= 113,334 kg

K

= 113,334 kg

App A- 5

Ca

= 40 kg

Ca

= 40 kg

Mg

=30 kg

Mg

=30 kg

H2S

=35 kg

H2S

=35 kg

Ca(OH)2= 0,54 kg

Ca(OH)2= 0,54 kg

Air

Air

= 19711,16 kg

Inert

= 0,01

= 19711,16 kg

Losess = 0,02 Total

= 33333.34 kg

Total

= 33333.34 kg

III. Tangki Buffer (F-123) Fungsi : untuk menstabilkan pH Ca(OH)2 10 %

Feed Masuk

Feed Keluar

Kotoran sapi yang telah diencerkan dengan air pH = 4-5 10 % Ca(OH)2 pH = 11-12 Dari literatur (Dewan redaksi Bhatara- Cara Membuat dan Memanfaatkan Biogas) disebutkan bahwa maka untuk mendapatkan larutan campuran dengan pH 7-8 dibutuhkan dengan susu kapur sebanyak 8,7-9 cc susu kapur. Dan untuk 1 liter : 1 liter kotoran sapi dibutuhkan 1,8 cc susu kapur.

App A- 6

Jadi untuk 33.333,34 kg bahan diperlukan Ca(OH)2 = (1,8 g) x 10-3 g/ kg x 33.333,34 = 60 kg jadi diperlukan 60 kg Ca(OH)2 10% untuk komposisi kotoran hewan 16.666,7 kg : 16.666,7 kg air pengecer. Jumlah air yang keluar tangki buffer = total air masuk + air pengencer kapur = 19711,16 kg + 54 kg = 19.765.16 kg Bahan Masuk

Bahan Keluar



NH4OH = 500,85 kg

NH4OH = 500,85 kg

P

= 155 kg

P

= 155 kg

K

= 113,334 kg

K

= 113,334 kg

Ca

= 40 kg

Ca

= 40 kg

Mg

=30 kg

Mg

=30 kg

H2S

=35 kg

H2S

=35 kg

Ca(OH)2= 0,54 kg

Ca(OH)2= 5,4 kg

Air

Air

= 19.765.16 kg

Inert

= 0,02073 kg

Losess

= 0,01

= 19711,16 kg

Total

= 33333.34 kg

Kapur :

App A- 7

Ca(OH)2

= 5,4 kg

H2O

= 54 kg

Inert

= 0,03073 kg

Total

= 33392,77 kg

Total

= 33392,77 kg

V. Digister / Fermentor (R-120) Fungsi : untuk tempat perombakan senyawa organik menjadi biogas.

Gas Dari tangki

70%

Slurry Proses fermentasi yang dipakai adalah proses secara anaerob (tidak membutuhkan O2) reaksi yang terjadi adalah sebagai berikut: (C6H10O5)n + (H2O)n

(3CH4)n + (3CO2)n enzim eksraseluller

Pada kondisi P = 1 atm T = 500C Karena dalam bahan yang terkandung hanya selulosa yang dapat dapat didegrasi oleh bakteri termofilik menjadi gas metana.

App A- 8

Konversi reaksi untuk fermentasi selama dua hari adalah sebesar 70% Sehingga berdasarkan reaksi dapat: C6H10O5 mula-mula

= 12753,4 kg = 78,72 kmol

C6H10O5 bereaksi

= 70% dari C6H10O5 mula-mula = 70% x 78,72 kmol = 55,10 kmol

C6H10O5 sisa

= 78,72 kmol – 55,10 kmol = 23,62 kmol x 162 = 3826,44 kg.

Berdasarkan perbandingan mol dapat: H2O mula-mula

= 19.765.16 kg = 1.098,06 kmol

H2O bereaksi

= C6H10O5 bereaksi = 55,10 kmol

H2O sisa

= 1.095,06 kmol – 55,10 kmol = 1049,8 kmol = 18896,4 kg

CH4 terbentuk

= 3 x 55,10 kmol = 165,3 kmol = 2644,8 kg

CO2 terbentuk

= 3 x 55,10 kmol = 165,3 kmol = 7273,2 kg

Pada kondisi operasi ini zat selain selulosa tidak dapat terdegradasi sehingga menjadi slurry sedangkan H2S karena berupa gas (titik didih = -60,40C) menjadi produk atas. Sehingga kandungan biogas hasil fermentasi: CH4 = 165,3 kmol

= 165,3 x 16

CO2 = 165,3 kmol

= 165,3 x 44 = 7273,2 kg

H2S = 1,03 kmol

= 1,03

Total

= 2644,8 kg

x 34 = 35 kg = 9953 kg

Tekanan uap air pada 500C 1 atm =97,20 ∑ Pi (CH4H2SCO2) = 760 mmHg – 97,2 mmHg = 662,8 mmHg

App A- 9

n H2O(g) = P H2O x ∑Pi x ∑n gas (CH4H2SCO2) Pt Pt = 97,20 x 662,8 x 331,63 = 36,98 mol = 665,64 kg. 760 760 Untuk starter yang dipakai adalah campran kotoran sapi dengan air (1 : 1) yang didiamkan 10 hari, sesekali diaduk isinya (Dewan Redaksi Bhatara – cara membuat biogas dan manfaatnya ). Dari 120 L bahan diperlukan 4 L yaitu 2 L kotoran sapi dan 2 L air. Jadi untuk perbandingan starter (kotoran + air) adalah : 120 = 30 L 2

Sarter yang dibuat 1/30 dari bahan bakunya Keperluan bahan baku

= 16.666,67 Kg/jam

Jadi keperluan sarter adalah : 1/30 x 16.666,67 Kg/jam = 555,5557 Kg/jam, Dalam 1 hari diperlukan starter sebanyak : 555,5557 Kg/jam x 21 jam

= 11.666,6697 Kg/hari.

Dari literatur ( Sahidu. S ) 10 – 15 k kotoran sapi perhari menghasilkan gas bio 0,5 – 0,75 m3/hari, jika dalam 1 hari keperluan bahan baku adalah 350000 kg, maka gas bio yang dihasilkan : =

350000 kg x 0,74 m 3 / hari x ρ biogas 15 kg

= 17266,6667 m3/hari x 1,2232 kg/m3 = 21.120,5867 kg/hari = 1005,7422 kg/jam.

App A-10

Komposisi bahan dalam starter: Bahan

Kg/jam

Selulosa= 76,52% x 1005,7422

769.5939

NH3

14.6838

= 1,46 % x 1005,7422

P

=

0,93% x 1005,7422

9.3534

K

=

0,68% x 1005,7422

6.8390

Ca

=

0,24% x1005,7422

2.4137

Mg

=

0,18% x1005,7422

1.8103

H2S

=

0,21% x1005,7422

2.1120

Air

=

19,78% x1005,7422 Total

198.9356 1005,7422

App A-11

Sehingga didapat kesetimbangan massa pada fermentor sebagai berikut: Bahan Masuk

Bahan Keluar

Dari Tangki Buffer

Produk atas

Selulosa

= 12.753,36 kg

CH4 = 2644,8 kg

NH4OH

= 500,85 kg

CO2 = 7273,2 kg

P

= 155 kg

H2S = 35 kg

K

= 113,334 kg

H2O = 665,64 kg

Ca

= 40 kg

Total = 10.618,64kg

Mg

= 30 kg

Produk bawah :

H2S

= 35 kg


Ca(OH)2

= 5,4 kg

NH4OH = 515.5338

H2O

= 19.765,16 kg

P = 155 kg

Insert

= 0,03 kg

K = 113,334 kg

Dari Tangky Starter

Ca = 40 kg

Selulosa

= 769.5939

Mg = 30 kg

NH4OH

= 14.6838

Ca(OH)2 = 5,4 kg

P

= 9.3534

H2O = 19298,46 kg

K

= 6.8390

Inert = 0,02 kg

Ca

= 2.4137

Losess = 0,01

Mg

= 1.8103

H2S

= 2.1120

Air

= 198.9356

Total = 34.398,5129

Total = 34.398,5129

App A-12

VI. Water Scrubber (D-130) Fungsi : untuk mengurangi kadar CO2 dan H2S dalam campuran biogas

CH490%

Biogas

Air

air = CO2 + H2S

Perhitungan kebutuhan air untuk melarutkan H2S per jam pada kondisi P = 10 bar, T = 300C Solubilitynya CO2 = 2.80 gram/100 gram air Maka untuk melarutkan 7273,2 kg diperlukan air sebanyak 7273,2 kg /2,8 = 2597,57 kg air Solubility H2S = 6.09 mol/100 mol air H2S yang harus dilarutkan dalam air = 35 kg = 1,03 mol Dibutuhkan air sebanyak 16,91 mol air = 304,38 kg air Jadi kebutuhan air untuk proses water seruber sebesar: 2133,68 kg + 304,38 kg = 2438,06 kg (per jam) Dari literature didapatkan bahwa efisiensi alat tidak bisa mencapai pemurnian maksimal sehingga biogas yang dihasilkan sebesar 99% dan 1% nya adalah CO2 dan uap air akan berubah fase secara keseluruhan menjadi fase liquida yaitu sebanyak = 665,64 kg

App A-13

Sehingga jumlah air total yang keluar adalah = 2438,06 kg + 665,64 kg = 3103,7 kg Neraca kesetimbangan massa pada Water Scrubber adalah sebagai berikut: Masuk

Keluar

Biogas

Produk atas

CH4 = 2644,8 kg

CH4 = 2644,8 kg

CO2 = 7273,2 kg

CO2 =

H2S = 35 kg

Total = 2670,7757 kg

H2O = 665,64 kg

Produk bawah:

Total = 10.618,64 kg

H2S = 35 kg

Air proses = 2.438,06 kg

CO2 = 7247,2243 kg

25,9757 kg

H2O = 3103,7 kg Total = 10.385,9243 kg Inert = 0,02 Losess = 0,01 Total = 13.056,7 kg

Total = 13.056,7 kg

App A-14

VII. Menara Regenerasi (F-137) Fungsi : untuk memisahkan kembali gas H2S dan CO2 dari air, karena air tidak layak dibuang.

CO2, H2S

CO2, H2S,H2O

H2O

Pada menara ini tekanan diturunkan sehingga solubility gas impurities menjadi nol, maka gas impurities dapat terlepas dari air dengan penurunan tekanan hingga 1 bar. Masuk

Keluar

H2S = 35 kg

Produk Atas

CO2 = 7247,2243 kg

CO2

= 7247,2243 kg

H2O = 3103,7 kg

H2S

=

Total

= 7282,2243 kg

35 kg

Produk bawah

Total

= 10.385,9243 kg

H2O

= 3103,7 kg

Inert

= 0,02 kg

Losess

= 0,01

Total

= 10.385,9243 kg

App A-15

VIII. Kompresor (G-140) Fungsi : untuk membuat dri ice (CO2 padat) dan sekaligus menguapkan gas H2S karena gas tersebut tidak bisa memampat dan menuju gas holder. Kondisi operasi : suhu -300C dan tekanan 20 bar (pada kondisi ini semua gas CO2 menjadi snow, yang kemudian bisa dikemas. Masuk

Keluar

H2S

= 35 kg

H2S (produk atas)

= 35 kg

CO2

= 7247,2243 kg

Dri ice (produk bawah)

= 7247,2243 kg

Inert

= 0,02

Losess

= 0,01

Total

= 7282,2243 kg

Total

= 7282,2243 kg

IX. Screw Press (F-140) Fungsi : Untuk memisahkan slurry padat dan cair.

Slury

padat

Cair Slury padat yang terlarut bersama slury cair sebanyak 1 %. Misalnya: Selulosa = 1 % x 3604,954 kg = 36,04954 kg

App A-16

Maka selulosa yang menjadi produk padat = 3604,954 kg – 36,04954 kg = 3568,9045 kg Kadar air pada slury padat sebanyak 20 % yaitu : = 19298,46 kg kg x 20 % = 3859,692 kg. Maka jumlah air dalam slury cair = 19298,46 kg - 3859,692 kg. = 15.438,768 kg Slury masuk :

Slury padat


Selulosa

= 3244,4586 kg

NH4OH = 515.5338

NH4OH

= 510,378

P = 155 kg

P

= 153,45 kg

K = 113,334 kg

K

= 112,2007 kg

Ca = 40 kg

Ca

= 39,6 kg

Mg = 30 kg

Mg

= 29,7 kg

Ca(OH)2 = 5,4 kg

Ca(OH)2

= 5,346 kg

H2O = 19298,46 kg

Inert

= 0,0248 kg

H2O

= 3859,692 kg

Total

= 7954.9041 kg

Slury Cair Selulosa

= 36,04954 kg

NH4OH

= 4,9584 kg

P

= 1,5345 kg

App A-17

Total

= 23.438,0838 kg

K

= 1,1220 kg

Ca

= 0,396 kg

Mg

= 0,297 kg

Ca(OH)2

= 0,054 kg

Inert

= 0,00025 kg

H2O

= 15.438,768 kg

Total

= 15483,1797 kg

Inert

= 0,02 kg

Losess

= 0,01 kg

Total

= 23.438,0838 kg

App A-18

APPENDIK B NERACA PANAS

Di pabrik biogas ini tidak semua alat mengalami interaksi panas, maka perhitungan neraca panas hanya dikerjakan pada peralatan yang mengalami interaksi panas. Kebutuhan bahan baku

:

Waktu operasi

: 300 hari /tahun : 21 jam /hari

Satuan

: ∆H : kkal/jam : Cp

: kkal/kg. 0C

:m

: kg/jam

:t

: 0C

: 25 0C = 298,1 K

Suhu referensi

1. TANGKI PEMANAS (R-121) 300C

500C

∆H1 ∆Hk

∆H2 0

0

120 C

Q

120 C

Neraca panas total : Panas masuk = panas keluar ∆H1 + Q


Dimana : ∆H1

= panas yang terkandung pada bahan masuk App B- 1

Q

= panas yang terkandung pada steam

∆H2

= panas yang terkandung pada bahan keluar

∆Hk

= panas yang terkandung dalam kondensat keluar

Qloss

= panas yang hilang

Menghitung panas bahan masuk tangki pemanas Persamaan yang digunakan : ∆H1

= ∫m . Cp . ∆T = m Cp ∫∆T = m. Cp (T2 - T1)

Mencari Cp : Kotoran sapi = Komposisi bahan masuk : Selulosa

=12.753,36 kg

= 78,72 kgmol

NH4OH

= 500,85 kg

= 14,31kgmol

P

= 155 kg

= 5,004 kgmol

K

= 113,34 kg

= 2,906 kgmol

Ca

= 40 kg

= 1,00 kgmol

Mg

= 30 kg

= 1,233 kgmol

H2S

= 35 kg

= 1,029 kgmol

Ca(OH)2

= 5,4 kg

= 0,07 kgmol

H2O

= 19.711,16 kg

= 1095,06 kgmol

Inert

= 0,03 kg

=-

Jumlah

= 33333.34 kg

= 1198.309 kgmol

App B- 2

Cp= ∫CPo dT. Maka : Cp selulosa

= T1∫T2 CPo selulosa dT. =

T1∫

T2

0,291 + 0,00096 T. dT.

= 0,291 T + ½ ,00096 T2 = 0,291 (303-298) + ½ 0,00096 (3032-2982) = 2,8974 kal/mol0 K = 0,0179 kkal/kg0 K T2

CPo NH4OH dT.

T2

6,50 + 0,00096 T. dT.

Cp NH4OH =

T1∫

=

T1∫

= 6,50 T + ½ 0,00096 T2 = 6,50 (303-298) + ½ 0,00096 (3032-2982) = 33,9424kal/mol0 K = 0,9698 kkal/kg0 K Cp P

= 5,50 kal/mol0 C = 0,1776 kkal/kg0 C.

Cp K

= =

T1∫

T2

T1∫

CPo K dT.

T2

5,24 + 0,0055 T. dT.

= 5,24 T + ½ 0,0055 T2 = 5,24 (303-298) + ½ . 0,0055 (3032-2982) = 34,4638 kal/mol0 C = 0,8837 kkal/kg0 C Cp Ca

T2

CPo K dT.

T2

5,31 + 0,00333 T. dT.

=

T1∫

=

T1∫

= 5,31 T + ½ 0,00333 T2 = 5,31 (303-298) + ½ .0,00333 (3032-2982) = 31,5533 kal/mol0 C = 0,7888 kkal/kg0 C

App B- 3

Cp Mg = T1∫T2 CPo Mg dT. =

T1∫

T2

6,20 + 0,00133 T –

67.800 T2

= 6,20 T + ½ 0,00133 T2- 67.800 (-T-1) ⎡ − 1⎤ = 6,20 T + ½ 0,00133 T2- 67.800 ⎢ ⎥ ⎣T ⎦

⎤ ⎡ −1 = 6,20(303-298) + ½ 0,00133 (3032-2982) - 67.800 ⎢ 2 2 ⎥ ⎣ (303 − 298 ) ⎦ = 55,5606 kal/ mol oC = 2,3150 kkal/ kg oC Cp H2S

= T1∫T2 CPo dT. = T1∫T2 7,20 + 0,00360 T = 7,20 T+ ½

0,00360 T2

=7,20 (303-298)) + ½ 0,00360 (3032-2982) = 41,409 kal/ mol oC = 1,2179 kkal/ kg oC Cp Ca(OH)2

= 21,4 kal/ mol oC = 0,2889 kkal/ kg oC

Cp H2O

= 1,00 kkal/ kg oC (untuk suhu di bawah 300 oK)

Sehingga : Cp bahan masuk = Cp selulosa + Cp NH4OH + Cp P + Cp K + Cp Ca + Cp Mg + Cp H2S + Cp Ca(OH)2 + Cp H2O =

78,72 14,31 5,004 x 0,0179 + x 0,9698 + x 0,1776 + 1198,246 1198,246 1198,246

2,906 1,000 1,233 x 0,8837 + x 0,7888 + x 2,3150 + 1198,246 1198,246 1198,246 1,029 0,007 1095,06 x 1,2179 + x 0,2889 + x 1,00 1198,246 1198,246 1198,246

App B- 4

= 0,9336 kkal/kg oK Panas bahan masuk : ∆H1

= m . Cp . ∆T = 33333.34 x 0,9336 kal / kg0C x (30 – 25)0C = 155.600,0311 kkal/jam

Menghitung panas produk keluar tangki pemanas Bahan keluar dengan komposisi tetap, tetapi pada suhu 500C maka panas keluar : Cp

= ∫CPo dT.

Maka : Cp selulosa


T1∫

T2

0,291 + 0,00096 T. dT.


CPo NH4OH dT.

T2

6,50 + 0,00096 T. dT.

Cp NH4OH =

T1∫

=

T1∫

= 6,50 T + ½ 0,00096 T2 = 6,50 (323-298) + ½ 0,00096 (3232-2982) = 169,952 kal/mol0 K = 4,8558 kkal/kg0 K Cp P

= 5,50 kal/mol0 C = 0,1776 kkal/kg0 C.

Cp K

= =

T1∫

T2

T1∫

CPo K dT.

T2

5,24 + 0,0055 T. dT.

= 5,24 T + ½ 0,0055 T2

App B- 5

= 5,24 (323-298) + ½ . 0,0055 (3232-2982) = 173,6938 kal/mol0 C = 5,6030 kkal/kg0 C Cp Ca

T2

CPo K dT.

T2

5,31 + 0,00333 T. dT.

=

T1∫

=

T1∫

= 5,31 T + ½ 0,00333 T2 = 5,31 (323-298) + ½ .0,00333 (3232-2982) = 158,5991 kal/mol0 C = 5,1161 kkal/kg0 C Cp Mg = T1∫T2 CPo Mg dT. =

T1∫

T2

6,20 + 0,00133 T –

67.800 T2

= 6,20 T + ½ 0,00133 T2- 67.800 (-T-1) ⎡ − 1⎤ = 6,20 T + ½ 0,00133 T2- 67.800 ⎢ ⎥ ⎣T ⎦

⎤ ⎡ −1 = 6,20(323-298) + ½ 0,00133 (3232-2982) - 67.800 ⎢ 2 2 ⎥ ⎣ (323 − 298 ) ⎦ = 9,7002 kal/ mol oC = 0,4042 kkal/ kg oC Cp H2S

= T1∫T2 CPo dT. = T1∫T2 7,20 + 0,00360 T = 7,20 T+ ½

0,00360 T2

=7,20 (323-298)) + ½ 0,00360 (3232-2982) = 207,945 kal/ mol oC = 6,1160 kkal/ kg oC Cp Ca(OH)2


Cp H2O

= 1,00 kkal/ kg oC

Sehingga :

App B- 6

Cp bahan keluar = Cp selulosa + Cp NH4OH + Cp P + Cp K + Cp Ca + Cp Mg + Cp H2S + Cp Ca(OH)2 + Cp H2O =

78,72 14,31 5,004 x 0,0909 + x 4,8558 + x 0,1776 + 1198,246 1198,246 1198,246

2,906 1,000 1,233 x 5,6030 + x 5,1161 + x 0,4042 + 1198,246 1198,246 1198,246 1,029 0,007 1095,06 x 6,1160 + x 0,2889 + x 1,00 1198,246 1198,246 1198,246 = 1,0022 kkal/kg oK Panas bahan keluar : ∆H2

= m . Cp . ∆T = 33333.34 x 1,0022 kal / kg0C x (50 – 25)0C = 835.166,8337 kkal/jam.

Mencari kebutuhan steam : T

= 1200C = 248 oF

P

= 198,53 kPa = 1,95934 atm = 29,4 psia.

λ steam

= 952,5884 kkal/ kg (Geankoplis, tabel 7 hal.816 diperoleh dengan cara interpolasi)

Cp kondensat = 0,996 kkal /kg0C (Geankoplis, fig 2 hal 804 ) Neraca panas total : ∆H1 + Q


Dimana : ∆Hk

= m . Cp . ∆t

Q

=m.λ

App B- 7

Sehingga : ∆H1 + m . λ

= ∆H2 + m . Cp . ∆t

155.600,0311 x m. 952,5884 = 835.166,8337. + m. 0,996. (120-25)0C m

=155.600,0311 - 835.166,8337 = m. 0,996. (120-25)0C - m. 952,5884 = - 679.566,8026 = 96,8715 m – m 952,5884 = - 679.566,8026 = -794,1491 m = 855,7169 kg/jam.

Menghitung panas dari steam Q

=m.λ = 855,7169 kg/jam.x 952,5884 kkal/kg = 815.145,9926 kkal/jam

Menghitung panas dari kondensat ∆Hk

= m . Cp . ∆t = 855,7169 kg/jam x 0,996 kkal /kg0C x (120-25)0C = 80967,9331 kkal/jam.

Menghitung neraca panas total ∆H1 + Q


155.600,0311 + Q

= 835.166,8337 + 80967,9331 + 0,05 (155.600,0311 + Q)

Q Qloss

= 808.752,3550 kkal/jam. = 5% x Panas Masuk = 0,05 x (155.600,0311 + 808.752,3550) kkal/jam = 48217,6193 kkal/jam

App B- 8

Tabel B.1. Neraca panas pada tangki pemanas Komponen Panas masuk

Panas keluar

(kkal/ jam) Panas bahan masuk (∆H1)

155.600,0311

Steam (Q)

808.752,3550

(kkal / jam)

Kondensat (∆Hk)

80967,9331

Panas bahan keluar (∆H2)

835.166,8337


48217,6193

Total

964.352,3861

964.352,3861

2. FERMENTOR (R-120)

∆H1

∆H2 ∆H3 Q pendingin

Neraca panas total : Panas masuk = panas keluar ∆H1 + HR

= ∆H2 + ∆H3 + Q + Qloss

Dimana : ∆H1

= panas dalam bahan masuk

HR

= panas reaksi

∆H2

= panas dalam biogas keluar

∆H3

= panas dalam slurry

Q

= panas dari air pendingin

App B- 9

Panas pada bahan masuk fermentor Komposisi bahan masuk fermentor seperti pada bahan yang keluar tangki pemanas dengan suhu 500C : ∆H1

= 835.166,8337 kkal/ jam

Menghitung panas pada biogas Komposisi biogas keluar pada suhu 500C : CH4

= 2644,8 kg

= 165,3 kgmol

CO2

= 7273,2 kg

= 165,3 kgmol

H2S

= 35 kg

= 1,03 kgmol

H2O

= 665,64 kg

= 36,98 kgmol

Total

= 10.618,64 kg

= 368,61 kgmol

T

= 500C

= 323,1 K

Cp CH4 = T1∫T2 CPo CH4 dT. =

T1∫

T2

5,34 + 0,0115 T. dT.

= 5,34 T + ½ , 0,0115 T2 = 5,34 (323-298) + ½ 0,0115 (3232-2982) = 9,0557 kal/mol0 K = 0,566 kkal/kg0 K T2

CPo CO2 dT.

T2

10,34 + 0,00274 T. dT.

Cp CO2 =

T1∫

=

T1∫

= 10,34 T + ½ 0,00274 T2 = 10,34 (323-298) + ½ 0,00274 (3232-2982) = 9,3526 kal/mol0 K = 0,2126 kkal/kg0 K Cp H2S = T1∫T2 CPo dT. = T1∫T2 7,20 + 0,00360 T App B-10

= 7,20 T+ ½

0,00360 T2

= 7,20 (323-298)) + ½ 0,00360 (3232-2982) = 8,3632 kal/ mol oC = 0,2460 kkal/ kg oC Cp H2O = T1∫T2 CPo dT. = T1∫T2 8,22 + 0,00015 T + 0,00000134 T2 = 8,22 T+ ½

0,00015 T2 + 1/3 .0,00000134 T3

= 8,22 (323-298)) + ½ 0,00015 (3232-2982) + 1/3 .0,00000134 (32332983) = 8,4084 kal/mol oC = 0,24671 kkal/ kg oC ∆H CH2

= (2644,8 kg) x (0,566 kkal/kg 0C) x (50 – 25) 0C = 37423,92 kkal/jam

∆H CO2

= (7273,2 kg) x (0,2126 kkal/kg 0C) x (50 – 25) 0C = 38657,058 kkal/jam

∆H H2S

= (35 kg) x (0,2460 kkal/kg 0C) x (50 – 25) 0C = 215,25 kkal/jam

∆H H2O

= (665,64 kg) x (0,24671 kkal/kg 0C) x (50 – 25) 0C = 4111.9911 kkal/jam

Total panas biogas : ∆H2

= ∆H CH2 + ∆H CO2 + ∆H H2S + ∆H H2O = (37423,92 + 38657,058 + 215,25 +4111.9911) kkal/jam = 80408,2191 kkal/jam

Menghitung panas pada slurry : Slurry keluar dengan komposisi : (pada suhu 500C)

App B-11

Selulosa NH4OH

= 3604.954 kg = 515.5338 kg

= 22,2331 kgmol = 14.7295 kgmol

P

= 155 kg

= 5,0043 kgmol

K

= 113,334 kg

= 2.8984 kgmol

Ca

= 40 kg

= 0,998 kgmol

Mg

= 30 kg

= 1,234 kgmol

Ca(OH)2

= 5,4 kg

= 0,0732 kgmol

H2O

= 19298,46 kg

= 1072,1366 kgmol

Inert

= 0,03 kg

Jumlah

= 23762,71 kg

= 1119,307 kgmol

Cp rata-rata pada suhu 500C = 323,1 K (Perry) Cp selulosa


T1∫

T2

0,291 + 0,00096 T. dT.


CPo NH4OH dT.

T2

6,50 + 0,00096 T. dT.

Cp NH4OH =

T1∫

=

T1∫

= 6,50 T + ½ 0,00096 T2 = 6,50 (323-298) + ½ 0,00096 (3232-2982) = 6,8231 kal/mol0 K = 0,1949 kkal/kg0 K Cp P

= 6,0258 kal/mol0 C = 0,1945 kkal/kg0 C.

Cp K

=

T1∫

=

T1∫

T2

CPo K dT.

T2

5,24 + 0,0055 T. dT. App B-12

= 5,24 T + ½ 0,0055 T2 = 5,24 (323-298) + ½ . 0,0055 (3232-2982) = 7,0332 kal/mol0 C =0,1799 kkal/kg0 C T2

CPo K dT.

T2

5,31 + 0,00333 T. dT.

Cp Ca =

T1∫

=

T1∫

= 5,31 T + ½ 0,00333 T2 = 5,31 (323-298) + ½ .0,00333 (3232-2982) = 6,3859 kal/mol0 C = 0,1593 kkal/kg0 C Cp Mg = T1∫T2 CPo Mg dT. =

T1∫

T2

6,20 + 0,00133 T –

67.800 T2

= 6,20 T + ½ 0,00133 T2- 67.800 (-T-1) ⎡ − 1⎤ = 6,20 T + ½ 0,00133 T2- 67.800 ⎢ ⎥ ⎣T ⎦

⎤ ⎡ −1 = 6,20(323-298) + ½ 0,00133 (3232-2982) - 67.800 ⎢ 2 2 ⎥ ⎣ (323 − 298 ) ⎦ = 5,9830 kal/ mol oC = 0,2460 kkal/ kg oC Cp Ca(OH)2


Cp H2O

= 1,00 kkal/ kg oC

Sehingga : Cp bahan masuk = Cp selulosa + Cp NH4OH + Cp P + Cp K + Cp Ca + Cp Mg + Cp Ca(OH)2 + Cp H2O =

22,2331 (0,0037) 14,259 (0,1949) 5,0043 (0,1945) + + + 1119,307 1119,307 1119,307

App B-13

2,8984 (0,1799) 0,998 (0,1593) 1,234 (0,2460) + + + 1119,307 1119,307 1119,307 0,0732 (0,2889) 1072,1366 (1,00) + 1119,307 1119,307 = 1,1511 kkal/ kg oC Panas slurry : ∆H3

= m . Cp. ∆t = 23762,71 kg x 1,1511 kkal/ kg oC x (50 - 25) oC = 683831.4 kkal/ jam.

Menghitung panas reaksi : Reaksi : (C6H10O5)n + (H2O)n

(3CH4)n + (3CO2)n

Pada kondisi P = 1 atm dan T = 500C Dari appendik A bahan masuk fermentor = Maka : •

Panas reaktan (∆Hr)

Komponen

Massa

Cp

∆t

∆H1

C6H10O5

12.753,36

0,0037

50 – 25

1179,6858

H2O

19.711,16

1

50 – 25

492779

Jumlah

App B-14

493958,686

•

Panas produk (∆Hp)

Komponen

Massa

Cp

∆t

∆H1

CH4

2644,8

0,566

50 – 25

37423,92

CO2

7273,2

0,2126

50 – 25

38657,058

Jumlah

•

∆Hof CO2

76080,978

= -94,0518 kkal/ kgmol = -94,0518 kkal/ kgmol x 7273,2 kg/ jam x 1/44 = - 15546,76 kkal/ jam

•

∆Hof CH4

= -22,063 kkal/ kgmol = -22,063 kkal/ kgmol x 2644,8 kg/ jam x 1/16 = -3647,0139 kkal/ jam

•

∆Hof H2O

= -57,7979 kkal/ kgmol = -57,7979 kkal/ kgmol x 19.711,16kg/ jam x 1/18 = - 63292,43 kkal/ jam

•

∆Hof C6H10O5 = -89,1054 kkal/ kgmol = -89,1054 kkal/ kgmol x 12.753,36 kg/ jam x 1/162 = -7014,773 kkal/ jam

•

∆H25

= ∆Hof produk - ∆Hof reaktan = (3 x ∆Hof CO2 + 3 x ∆Hof CH4) – (∆Hof C6H10O5 + ∆Hof H2O ) = (3 x - 15546,76 + 3 x -3647,0139 ) – (-7014,773 + - 63292,43) = 12725.87 kkal/ jam

App B-15

•

∆HR

= (∆Hp + ∆H25) - Hr = (76080,978 + 12725.87 ) - 493958,686 = - 405151,838 kkal/ jam.

Qloss = 5% x panas masuk = 5% x (∆H1 + HR) = 0,05 x (835.166,8337 - 405151,838) = 21.500,7498 kkal/jam Menghitung kebutuhan air pendingin ∆H1 + HR

= ∆H2 + ∆H3 + Q + Qloss

∆H1 + HR

= ∆H2 + ∆H3 + Q + 0,001

835.166,8337 - 405151,838 = 80408,2191 + 683831.4 + Q+ 21.500,7498 Q

= 355.724,373 kkal/ jam

Kebutuhan air pendingin Q

= m x cp x ∆t

355.724,373 kkal/ jam = m x 1 x (50 - 25) m

= 14.229,0149 kg/ jam

Tabel B.2 Neraca panas pada fermentor Panas masuk

Panas keluar

(kkal/ jam)

(kkal/ jam)

Komponen Panas masuk (∆H1)

835.166,8337


80.408,2191

Panas dalam slurry (∆H3)

683.831,4

Panas reaksi (HR)

405151,838

App B-16


355.724,373


21.500,7498

Total

1240318,243

1240318,243

3.COOLER I (E-131)

500C

300C ∆H2

∆H1

Q Neraca panas total : Panas masuk = panas keluar ∆H1

= ∆H2 + Q + Qloss

Dimana : ∆H1

= panas pada bahan masuk

∆H2

= panas bahan keluar

Q

= panas yang diserap oleh air pendingin

Qloss

= panas yang hilang

Menentukan panas bahan masuk Bahan masuk Cooler = bahan keluar Fermentor ∆H1

= 80.408,2191 kkal/jam

Menghitung panas produk keluar cooler Komposisi bahan keluar tetap, tetapi pada suhu 300C = 303,1 K

App B-17

Mencari Cp : Cp CH4 = T1∫T2 CPo CH4 dT. T1∫

=

T2

5,34 + 0,0115 T. dT.

= 5,34 T + ½ , 0,0115 T2 = 5,34 (303-298) + ½ 0,0115 (3032-2982) = 8,82565 kal/mol0 K = 0,5616 kkal/kg0 K T2

CPo CO2 dT.

T2

10,34 + 0,00274 T. dT.

Cp CO2 =

T1∫

=

T1∫

= 10,34 T + ½ 0,00274 T2 = 10,34 (303-298) + ½ 0,00274 (3032-2982) = 9,0425 kal/mol0 K = 0,2055 kkal/kg0 K Cp H2S = T1∫T2 CPo dT. = T1∫T2 7,20 + 0,00360 T = 7,20 T+ ½

0,00360 T2

= 7,20 (303-298)) + ½ 0,00360 (3032-2982) = 8,2912 kal/ mol oC = 0,2434 kkal/ kg oC Cp H2O = T1∫T2 CPo dT. = T1∫T2 8,22 + 0,00015 T + 0,00000134 T2 = 8,22 T+ ½

0,00015 T2 + 1/3 .0,00000134 T3

= 8,22 (303-298)) + ½ 0,00015 (3032-2982) + 1/3 .0,00000134 (30332983) = 41,9304 kal/mol oC = 2,3295 kkal/ kg oC sehingga panas masuk biogas :

App B-18

Sehingga : Maka : = m. Cp . ∆t

∆H2

= 10.618,64 x 0,44045 x (30 - 25) = 23384,8999 kkal/ jam Qloss

= 5% x panas masuk = 5% x ∆H1 = 0,05 x 80.408,2191 = 4.020,4109 kkal/jam

Menghitung panas yang diserap oleh air pendingin ∆H1

= ∆H2 + Q + Qloss

80.408,2191 = 23384,8999 + Q + Qloss Q

= 80.408,2191 - 23384,8999 - 4.020,4109 = 53.002,9082 kkal/ jam

Mencari kebutuhan air pendingin Air pendingin masuk pada suhu 250C dan keluar pada suhu 450C Q

= m .Cp . ∆t

53.002,9082

= m x 0,44045 x (45-25) oC

m

=

53002,9082 8,809

= 6016,9041 kg/ jam

App B-19

Tabel B.3. neraca panas pada Cooler Komponen

Panas masuk (kkal/jam) Panas keluar (kkal/jam)

Panas masuk (∆H1)

80.408,2191


23384,8999


53.002,9082

Q loss

4.020,4109

Total

80.408,2191

App B-20

80.408,2191

APENDIKS C SPESIFIKASI PERALATAN

1. STORAGE KOTORAN SAPI (F-113) Fungsi

: Menyimpan feed kotoran sapi sebelum dialirkan ke tangki pencampur.

Type

: Tangki silinder dengan bagian bawah flat dan tutup atas berbentuk standard dished.

Dasar perencanan : Kapasitas

= 16.666,67 kg/jam = 36.743,67 lb/jam = 84,9 lb/ft3

Densitas kotooran sapi (ρ)

= 1,36 kg/L

Kondisi operasi

= P = 1 atm dan T = 30o C

Direncanakan storage digunakan untuk menampung bahan selama 2 hari. Perhitungan : • Menetukan diameter storage Rate volumetrik =

36743,67 lb / jam 84,9 lb / ft 3

= 432.7877 ft3/ jam Volume

= 432,7877 ft3/ jam x 48 jam = 20.773,81 ft3

Bahan baku terbagi dalam 3 storage sehingga untuk stroage berkapasitas : =

20.773,81 3

= 6.924,603 ft3

Volume kotoran mengisi 80% dari volume storage, maka :

APP C- 1

Volume storage =

volume storage 6.924,603 = = 8.655,754 ft3 80% 0,8

Asumsi = Ls = 1,5 di Volume storage =

π 4

π

di 2 Ls + 0,0847 di 3

8.655,754 ft3

=

8.655,754 ft3

= 1,1775 di3 + 0,0847 di3

8.655,754 ft3

= 1,26 di3

4

di 2 (1,5 di) + 0,0847 di 3

di3

= 6.869.646

di

= 19,01 ft

= 228,12 in

Menentukan tekanan design (Pi) : Volume batu kapur dalam shell = volume batu kapur – volume tutup atas = 8.655,754 ft3 - 0,0847 (19,01)3 = 8.655,754 ft3 – 581,859 = 8.073,895 ft3 Tinggi liquid dalam shell (H) =

=

Volume batu kapur dalam shell 1 / 4 .π di 2 8.073,895 1 / 4 .π (19,01) 2

= 28,46 ft Tekanan hidrostatik (Ph)

=

= Tekanan design (Pi)

ρ ( H − 1) 144 84,9 (28,46 − 1) = 16,19 psi 144

= 16,19 + 14,7 = 30,26 psig

APP C- 2

• Menentukan tebal silinder Bahan


f allowble

: 18750 psi

(Brownell and young, hal : 254)

Faktor korosi (C): 1/16 in Type pengelasan : Double welded butt joint (E = 0,8) Tekanan design (Pi) : 30,26 psig ts

=

Pi di +C 2 ( F .E − 0,6 Pi)

ts

=

(30,26) (228,12) 1 + 2(18750)(0,8) − (0,6)(30,26) 16

ts

= 0.293105 ≈

5 16

Standarisasi do : do = di + 2 ts do = 228,12 + 2(5/16) do = 228,745 in Dengan melihat angka dibuat pendekatan ke atas maka didapat harga do = 240 Dari tabel 5.7 Brownell and Young, hal 91 didapat harga : do = 240 icr = 147/16 r

= 180

Menentukan harga di baru : di = do – 2. ts di = 240 – 2 (5/16)

APP C- 3

di = 240 - 0.625 di = 239.375 in = 19,95 ft Cek hubungan Ls dengan di :

π

di 2 Ls + 0,0847 di 3

Volume storage

=

8.655,754 ft3

=

8.655,754 ft3

= 312,432 Ls + 674.5554

312,432 Ls

= 8.655,754 ft3 - 674.5554

Ls

=

4

π 4

(19,95) 2 Ls + 0,0847 (19,95) 3

7981,199 312,432

= 25,55 ft = 306,54 in

Ls 25,55 = 19,95 di

= 1,3 >1,5 (memenuhi).

• Menentukan tebal tutup atas standard dished Dari Brownell & Young, pers. 13.12 hal 258 : tha

=

0,885 . Pi .r +C F . E − 0,1 Pi

=

0,885 x 30,26 x180 1 + (18750 x 0,8) − (0,1 x 30,26) 16

=

3,3214 1 + 16 16

=

4,3214 5 ≈ in. 16 16

• Menentukan tinggi storage Tinggi tutup atas (ha) :

APP C- 4

ha

= 0,169 x di = 0,169 x 239.375 in = 40,45 in

Tinggi storage = tinggi shell + tinggi tutup atas = Ls + ha = 373,65 in + 40,45 in = 414,10 in Kesimpulan perancangan : Dimensi : di

= 239.375 in

Do

= 240 in

ts

= 5/16 in

tha

= 5/16 in

Ls

= 373,65 in

ha

= 40,45 in

tinggi strage = 414,10 in Bahan konstruksi : Stainless steel SA 240 Grade M Type 316 Jumlah

: 3 buah

2. BUCKET ELEVATOR (J-117)

Fungsi

: Mengangkut kotoran ke bin sebelum masuk tangki pencampur

Type

: Centrifugal discharge

Dasar perencanaan : Suhu udara

= 30 oC

Tekanan operasi

= 1 atm

APP C- 5

Massa kotoran sapi = 16.666,67 Kg/jam = 1,36 kg/jam = 84,9 lb/ft3

Densitas

Direncanakan sebuah bucket elevator dengan : Tinggi

= 15 m

Ukuran

= (6 x 4 x 41/4) in

Kapasitas (untuk 100 lb/ft3)

= 14 ton/jam

Size of lumps handled

= ¾ in

Bucket speed

= 225 ft/ menit

Head shaft

= 43 rpm

HP requiared at head shaft

= 1,0 HP

Diameter shaft : head

= 115/16 in

tail

(Ulrich, tabel 4-4, hal 7)

= 111/16 in

Diameter purlley : head

= 20 in

tail

= 14 in

Lebar belt

= 7 in

(Perry’s ed-7, tabel 21-8 hal 15-21)

Tahap –tahap perancangan : -

kecepatan bucket elevator

-

dimensi dan daya yang dibutuhkan

Perhitungan : Dari faktor keamanan 20% (Vilbrani, tabel 2-2 hal 23), maka : Kapasitas = 1,2 x 16.666,67 kg/jam = 20000 kg/jam = 20 ton/jam Kecepatan bucket =

20 ton / jam 152,537 lb / ft 3 x x 225 ft / menit 14 ton / jam 100 lb / ft 3

APP C- 6

= 490,30 ft/menit Daya total

=

20 ton / jam 152,537 lb / ft 3 x x 1,0 HP 14 ton / jam 100 lb / ft 3

= 2,18 HP η motor

= 81 % (Peter and Timmerhaus, fig 14 hal 521)

Sehingga daya motor

=

2,18 = 2,5 HP 0,81

Kesimpulan perancangan : Kapasitas = 20 ton/jam Kecepatan = 490,30 ft/menit Daya motor = 2,5 HP Jumlah

= 1 buah

3. BIN KOTORAN SAPI (F-115)

Fungsi Type

: Menampung kotoran sapi sebelum masuk tangki pencampur : Tangki silinder dengan tutup bawah berbentuk conis dengan sudut 60o.

Dasar perencanaan : Suhu udara

= 30 oC

Tekanan operasi

= 1 atm

Massa kotoran sapi = 16.666,67 Kg/jam Densitas

= 1,36 kg/jam = 84,9 lb/ft3

Direncanakan bin digunakan untuk menampung bahan selama 2 bulan Perhitungan : • Menentukan diameter bin

APP C- 7

Kotoran yang ditampung 16.666,7 kg/jam x 1 jam = 16.666,7 kg = 36746,74 lb Volume kotoran

=

m

ρ

36746,74 84,9

=

= 432,82 ft3

Volume kotoran mengisi 80% dari volume bin, maka : Volume bin

=

volume kotoran 80%

=

432,82 0,8

= 541,025 ft3

Asumsi : Ls = 1,5 di

π di 3

+

π

di 2 Ls

Volume bin

=

541,025 ft3

=

541,025 ft3

= 0,2266 di3 + 1,1775 di3

541,025 ft3

= 1,4041 di3

24 tg 1 / 2 α

π di 3 24 tg 30

di3

= 385,3179

di

= 7,28 ft

+

π 4

4

di 2 (1,5 di )

= 87,36 in

Menentukan tekanan design (Pi) : Volume kotoran dalam shell = volume kotoran – volume conis = 432,82 ft3 -

π (7,28)3 24 tg 30o

= 432,82 – 87,44 = 345,38 ft3 Tinggi bahan dalam shell (H)

=

volume kotoran dalam shell 1 / 4 π di 2

APP C- 8

=

Tekanan hidrostatik (Ph)

=


345,38 = 8,30 ft 1 / 4 π (7,28) 2

ρ ( H − 1) 144 84,9 (8,30 − 1) = 4,30 psi 144

= 4,30 + 14,7 = 19,00 psig



f allowble

: 18750 psi



=

Pi di +C 2 ( F .E − 0,6 Pi)

ts

=

(19,00) (87,36) 1 + 2(18750)(0,8) − (0,6)(19,00) 16

ts

= 0,0639 + 0,0625

ts

= 0,1264 x

ts

=

16 16

3 2,0927 ≈ 16 16

Standarisasi do : do = di + 2 ts do = 87,36 + 2(3/16) do = 87,36 + 0,375

APP C- 9

do = 86,985 in Dengan melihat angka dibuat pendekatan ke atas maka didapat harga do = 90 Dari tabel 5.7 Brownell and Young, hal 90 didapat harga : do = 90 icr = 51/2 r

= 90

Menentukan harga di baru : di = do – 2. ts di = 90 – 2 (3/16) di = 90 - 0.375 di = 89.625 in = 7,47 ft Cek hubungan Ls dengan di : Volume bin

=

π di 3 24 tg 1 / 2 α

π (7,47)3

+

π

π 4

541,025 ft3

=

541,025 ft3

= 94,47 + 43,80 Ls

43,80 Ls

= 541,025 – 94,47

Ls

=

24 tg 30

+

4

di 2 Ls

(7,47) 2 Ls

446,56 43,80

= 10,19 ft = 122,28 in Ls 10,19 = 7,47 di

= 1,4 < 1,5 (memenuhi).

• Menentukan tebal tutup bawah berbentuk conis :

APP C- 10

thb

=

pi . di +C 2( f .E − 0,6. pi ) cos 30o

=

(19,00) (7,47) 1 + o 2(18750) (0,8) − (0,6)(19,00) cos 30 16

= 0,0455 + 0,0625 = 0,1680 x

=

16 16

1,7684 3 ≈ 16 16

• Menentukan tinggi bin : Tinggi shell = Ls = 10,19 ft Tinggi tutup bawah berbentuk conis : Tg ½ α =

1 / 2 di hb

hb

=

1 / 2di tg 1 / 2α

=

1 / 2 (7,47) tg 30o

= 6,47 ft Tinggi bin

= 77,64 in

= tinggi shell + tinggi tutup bawah = 10,19 ft + 6,47 ft = 16,66 ft = 199,92 in.

Spesifikasi alat : Nama

: Bin kotoran sapi

APP C- 11

Type

: Tangki silinder dengan tutup bawah berbentuk conis dengan sudut 60o dan tutup atas berbentuk flat.

Dimensi : di

= 89.625 in = 7,47 ft

Do

= 90

thb

= 3/16

ts

= 3/16

Tinggi tutup bawah = 6,47 ft = 77,64 in Tinggi bin

= 16,66 ft = 199,92 in.


: 1 buah

4. BIN CaO (F-112)

Fungsi

: Menampung batu kapur sebelum masuk tangki pengencer.

Type

: Tangki silinder dengan tutup bawah berbentuk conis dengan sudut 600

Dasar perancangan :

Suhu

: 30o C =

Masa batu kapur

: 4,3899 kg/jam

Densitas batu kapur : 3,2 kg/L = 199,7695 lb/ft3 (Perry’s edisi 7, hal.2-119) Direncanakan bin digunakan untuk menampung bahan selama 2 bulan Perhitungan :

• Menentukan diameter bin Batu kapur yang ditampung = 4,3899 x 24 x 60 = 624,96 kg = 6321,456 lb

APP C- 12

Volume batu kapur

m

=

=

ρ

6321,456 199,7695

= 31,64 ft3

Volume batu kapur mengisi 80% dari volume bin, maka : Volume bin

=

volume batu kapur 80%

=

31,64 0,8

= 39,55 ft3

Asumsi : Ls = 1,5 di

π di 3

+

π

di 2 Ls

Volume bin

=

39,55 ft3

=

39,55 ft3

= 0,2266 di3 + 1,1775 di3

39,55 ft3

= 1,4041 di3

24 tg 1 / 2 α

π di 3 24 tg 30

di3

= 28,17

di

= 3,05 ft

+

π 4

4

di 2 (1,5 di )

= 36,60 in

Menentukan tekanan design (Pi) : Volume batu kapur dalam shell = volume batu kapur – volume conis = 31,64 ft3 -

π (3,05) 3 24 tg 30 o

= 31,64 – 2,05 = 29,60 ft3 Tinggi liquid dalam shell (H)

=

volume batu kapur dalam shell 1 / 4 π di 2

APP C- 13

=


=


29,60 = 4,05 ft 1 / 4 π (3,05) 2

ρ ( H − 1) 144 199,7695 (4,05 − 1) = 4,24 psi 144

= 4,24 + 14,7 = 18,94 psig



f allowble

: 18750 psi



=

Pi di +C 2 ( F .E − 0,6 Pi)

ts

=

(18,94) (36,60) 1 + 2(18750)(0,8) − (0,6)(18,94) 16

ts

= 0,0231 + 0,0625

ts

= 0,0856 x

ts

=

16 16

1,37 3 ≈ 16 16

Standarisasi do : do = di + 2 ts do = 36,60 + 2(3/16) do = 36,60 + 0,375

APP C- 14

do = 36,975 in Dengan melihat angka dibuat pendekatan ke atas maka didapat harga do = 38 Dari tabel 5.7 Brownell and Young, hal 89 didapat harga : do = 38 icr = 23/8 r

= 36

Menentukan harga di baru : di = do – 2. ts di = 38 – 2 (3/16) di = 38 - 0.375 di = 37,625 in = 3,14 ft Cek hubungan Ls dengan di :

π di 3

+

Volume bin

=

39,55 ft3

=

39,55 ft3

= 6,99 + 7,72 Ls

7,72 Ls

= 39,55 – 6,99

Ls

=

24 tg 1 / 2 α

π (3,14) 3 24 tg 30

+

π 4

π 4

di 2 Ls

(3,14) 2 Ls

32,57 7,72

= 4,22 ft = 50,64 in Ls 4,22 = di 3,05

= 1,4 < 1,5 (memenuhi).

• Menentukan tebal tutup bawah berbentuk conis :

APP C- 15

thb

=

pi . di +C 2( f .E − 0,6. pi ) cos 30o

=

(18,94) (37,625) 1 + o 2(18750) (0,8) − (0,6)(18,94) cos 30 16

= 0,0268 + 0,0625 = 0,0893 x

=

16 16

1,4293 3 ≈ 16 16

• Menentukan tinggi bin : Tinggi shell = Ls = 4,22 ft Tinggi tutup bawah berbentuk conis : Tg ½ α =

1 / 2 di hb

hb

=

1 / 2di tg 1 / 2α

=

1 / 2 (3,05) tg 30 o

= 2,64 ft Tinggi bin

= 31,70 in

= tinggi shell + tinggi tutup bawah = 4,22 ft + 2,64 ft = 6,86 ft = 82,32 in.


: Bin batu kapur

APP C- 16

Type

: Tangki silinder dengan tutup bawah berbentuk conis dengan sudut 60o dan tutup atas berbentuk flat.

Dimensi : di

= 37,625 in = 3,14 ft

Do

= 38

thb

= 3/16

ts

= 3/16

Tinggi tutup bawah = 2,64 ft

= 31,70 in

Tinggi bin

= 82,32 in.

= 6,86 ft


: 1 buah

5. TANGKI PENGENCER (M-111)

Fungsi : Untuk mereaksikan antara CaO dan H2O yang akan membentuk Ca(OH)2. Type

: Berbentuk bejana tegak dengan bagian badan berbentuk shell, tutup atas berbentuk standard dished dan tutup bawah berbentuk conical.

Dasar perhitungan : Komponen

m (Kg/jam)

m (lb/jam)

ρ (lb/ft3)

CaO

4,3899

9,677

199,7695

H2O

55,390

122,103

62,3031

Bahan masuk

= 59,70 kg/jam

APP C- 17

ρ campuran

= 62,43 lb/ft3 (perry, edisi 7)

Direncanakan untuk mencampur dan menampung selama 48 jam. Perhitungan : • Menentukan diameter tangki Larutan yang ditampung = 59,70 kg x 48 jam = 2865,6 kg = 6317,56 lb Volume larutan

=

m

ρ

=

6317,56 62,43

= 101,19 ft3

Volume larutan mengisi 80% dari volume tangki, maka : Volume tangki

=

volume laru tan 80%

=

101,19 0,8

= 126,49 ft3

Asumsi : Ls = 1,5 di Volume tangki

=

π di 3 24 tg 1 / 2 α

π di 3

π

+

π

4

di 2 Ls

126,49 ft3

=

126,49 ft3

= 0,2266 di3 + 1,1775 di3

126,49 ft3

= 1,4041 di3

di3

= 90,09

di

= 4,48 ft

24 tg 30

+

4

di 2 (1,5 di )

= 53,76 in

Menentukan tekanan design (Pi) : Volume batu kapur dalam shell = volume larutan – volume conis 3

= 101,19 ft -

APP C- 18

π (4,48) 3 24 tg 30 o



=

volume laru tan dalam shell 1 / 4 π di 2

=

80,82 = 5,13 ft 1 / 4 π (4,48) 2

=


ρ ( H − 1) 144 62,43 (5,13 − 1) = 1,79 psi 144

= 1,79 + 14,7 = 16,49 psig



f allowble

: 18750 psi



=

Pi di +C 2 ( F .E − 0,6 Pi)

ts

=

(16,49) (53,76) 1 + 2(18750)(0,8) − (0,6)(16,49) 16

ts

= 0,0296 + 0,0625

ts

= 0,0921 x

ts

=

16 16

1,4731 3 ≈ 16 16

APP C- 19

Standarisasi do : do = di + 2 ts do = 53,76 + 2(3/16) do = 53,76 + 0,375 do = 54,135 in Dengan melihat angka dibuat pendekatan ke atas maka didapat harga do = 60 Dari tabel 5.7 Brownell and Young, hal 90 didapat harga : do = 60 icr = 35/8 r

= 60

Menentukan harga di baru : di = do – 2. ts di = 60 – 2 (3/16) di = 60 - 0.375 di = 59,625 in = 4,97 ft Cek hubungan Ls dengan di : Volume tangki

=

π di 3 24 tg 1 / 2 α

π (4,97) 3

+

π

π 4

di 2 Ls

126,49 ft3

=

126,49 ft3

= 27,822 + 19,390 Ls

19,390 Ls

= 126,49 – 27,822

Ls

=

24 tg 30

+

4

(4,97) 2 Ls

98,671 19,390

APP C- 20

= 5,09 ft = 61,06 in Ls 5,09 = di 4,97

= 1,02 < 1,5 (memenuhi).


=

0,885 . Pi .r +C F . E − 0,1 Pi

=

0,885 x 16,49 x 60 1 + (18750 x 0,8) − (0,1 x 16,49) 16

=

1,9341 1 + 16 16

=

2,9341 3 ≈ in. 16 16

• Menentukan tebal tutup bawah berbentuk conis : thb

=

pi . di +C 2( f .E − 0,6. pi ) cos 30o

=

(16,49) (59,625) 1 + o 16 2 (18750)(0,8) − (0,6)(16,49) cos 30

[

]

= 0,0370 + 0,0625 = 0,0995 x

=

16 16

2,5922 3 ≈ 16 16

• Menentukan tinggi tangki : Tinggi shell = Ls = 5,09 ft Tinggi tutup bawah berbentuk conis :

APP C- 21

Tg ½ α =

1 / 2 di hb

hb

=

1 / 2di tg 1 / 2α

=

1 / 2 (4,97) tg 30 o

= 4,30 ft

= 51,65 in

Tinggi tutup atas (ha) : ha

= 0,169 x di = 0,169 x 59,625 in = 10,0766 in = 0,8397 ft

Tinggi tangki

= tinggi shell + tinggi tutup bawah + tinggi tutup atas = 5,09 ft + 4,30 ft + 0,8397 ft = 10,2297 ft = 122,7564 in.

Perencanaan pengaduk

Digunakan pengaduk jenis axial turbine with 6 blades at 45o angle (Brown) Data-data jenis pengaduk : Dt/Di

=3

Zi

= 0,75 – 1,3

ZI

= 2,7 – 3,9

W/Di

= 0,17

(Brown, hal 577)

Dimana : Dt

= diameter dalam tangki

Di

= diameter impeller

Zi

= tinggi impeller dari dasar tangki

APP C- 22

ZI

= tinggi zat cair dalam silinder

W

= lebar baffle impeller

• Menentukan diameter impeller Dt/Di Di

=3

= 59,625 / 3

= 19,875 in = 1,656 ft = 0,505 m

• Menentukan tinggi impeller dari dasar tangki Zi

= 0,75 – 1,3

(diambil 0,9)

Zi

= 0,9 Di = 0,9 x 19,875 = 17,888 in = 1,49 ft = 0,45 m

• Menentukan panjang impeller L 1 = Dt 3 L=

1 59,625 Dt = = 19,875 in = 1,656 ft 3 3

• Menentukan lebar impeller W = 0,17 Di W

= 19,875 x 0,17 = 3,379 in = 0,28 ft

• Menentukan daya pengaduk Motor penggerak = 200 – 250 V

= π x Di x n

NRe

=

P

Φ x ρ x n 3 x Di 5 = gc

(diambil V = 240) (Brown, hal 507)

n x Di 2 xρ

μ

Dimana :

APP C- 23

n

= putaran pengaduk (rpm)

Di

= diameter impeller (m)

P

= daya motor (HP)

V

= motor penggerak

ρ

= 62,43 lb/ft3

μ

= viskositas (0,046 lb/ft. menit)

gc

= 32,2 lb. ft/det2 lbf = 115920 lb.ft/men2.lbf

Ф

=4

(Brown, hal 507)

Sehingga : n

=

V π x Di

=

240 3,14 x 0,5

= 152,866 ≈ 160 rpm 160 x (0,5) x 62,43 0,046 2

NRe

=

= 58286,96 (aliran turbulen) 4 x 62,43 x (160) x (1,656) 5 = 115920 3

P

= 109889,5928 lb.ft/menit = 3,299875 HP Ditetapkan : η motor

= 80 %

η pengaduk

= 60 %

Maka :

APP C- 24

P

= 3,3 / 0,48 = 6,9 HP ≈ 7 Hp

Spesifikasi alat : Nama Type

: Tangki pengencer Silinder tegak, tutup bawah conis dengan sudut 60o dan

:

dilengkapi pengaduk. Dimensi : di

= 59,625 in = 4,97 ft

Do

= 60

thb

= 3/16

tha

= 3/16

ts

= 3/16

Tinggi tutup bawah

= 4,30 ft

= 51,65 in

Tinggi tutup atas

= 0,8397 ft

= 10,0766 in

Tinggi tangki

= 10,2297 ft = 122,7564 in.


: 7 Hp

Jumlah

: 1 buah

Jenis pengaduk

: axial turbine with 6 blades at 45o angle


= 19,875 in = 1,656 ft = 0,505 m

Zi

= 17,888 in = 1,49 ft = 0,45 m

L

= 6,625 in

APP C- 25

W

= 3,379 in = 0,28 ft

6. POMPA (L-114)

Fungsi


Type

: Pompa sentrifugal

Dasar perancangan : Perhitungan : Bahan masuk

= 59,70 kg/jam

= 131,63 lb/jam

ρ campuran

= 62,43 lb/cuft

μ campuran

= 0,048 lb/ft menit

(perry, edisi 7) = 0,0008 lb/ft.dtk

Perancangan : •

Menentukan rate volumetrik (Q) Rate Volumetrik (Q) =

m

ρ

=

131,63 lb / jam = 2,1085 cuft/jam 62,43 lb / cuft

= 5,86 x 10-4 ft3/dtk

= 0,000586 ft3/dtk

Berdasarkan pers. 15, Peters etc, hal. 496 maka ukuran di optimum untuk pipa adalah sebagai berikut : di opt. = 3,9 x qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x Qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x (5,86x 10-4)0,45 x (62,43)0,13 = 3,9 x 0,0351 x 1,7116 = 0,234 in Standarisasi ID = ¼ in sch 40 OD

= 0,540 in =

= 0,045 ft

ID

= 0,364 in =

= 0,030 ft

APP C- 26

(Geankoplis, App A.5 hal 892 )

A •

= 0,00072 ft2 Menentukan kecepatan aliran pipa V1 = Q/A1 = 0 ft/dt (karena diameter tangki >>> diameter pipa) V2 = Q/A2 = (0,000586 ft3/dtk)/(0,00072 ft2) = 0,8139 ft/dtk ΔV = V2 – V1

•

= 0,8139 – 0 = 0,8139 ft/dtk

Menghitung bilangan Reynold number : NRe =

=

D x V xρ

μ 0,030 x 0,814 x 62,43 0,0008

= 1905,676 (aliran laminer) •

Meentukan panjang pipa Direncanakan : o pipa lurus = 100 ft o Elbow 90o sebanyak 3 buah o L/D = 32 (table 1 Peter and Timmerhaus, hal.484)

Lelbow

= 32 ID = 3 x 32 x 0,030 ft = 2,88 ft

o Coupling sebanyak 5 buah o L/D = 2 (table 1 Peter and Timmerhaus, hal.484)

APP C- 27

Lcoupling

= 2 ID = 5 x 2 x 0,030 ft = 0,3 ft

o Gate valve sebanyak 1 buah o L/D = 7 (table 1 Peter and Timmerhaus, hal.485)

Lgate valve

= 7 ID = 1 x 7 x 0,030 ft = 0,21 ft

o Globe valve sebanyak 1 buah o L/D = 300 (table 1 Peter and Timmerhaus, hal.485)

Lglobe valve

= 300 ID = 1 x 300 x 0,030ft = 9 ft

Panjang total sistem pemipaan : L pipa

= 100 + 2,88 + 0,3 + 0,21 + 9 = 112,39 ft

•

Menghitung friction loss Bahan yang digunakan

: Stainless steel

Maka : ε = 4,6 . 10-5 (Geankoplis, hal 88) ε/D = 0,0001, di dapat f = 0,0003 1. pada straight pipa F1

=

4 x f x v 2 x ΔL 4 x 0,0003 x (0,8139) 2 x 112,39 = 2 x gc x D 2 x 32,2 x 0,030

APP C- 28

= 0,0462 lbf.ft /lbm 2. kontraksi dan pembesaran Kc

⎡ A ⎤ = 0,55 ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2

= (A2/A1 dianggap = 0, karena A1 tangki besar) maka : = 0,55 (1-0)2 = 0,55 F2

=

(Geankoplis, pers 2.10-16 hal 93)

Kc x v 2 0,55 x (0,8139) 2 = = 0,1886 lbf.f t/lbm 2 x gc x D 2 x 32,2 x 0,030

3. sudden enlargement from expansion loss at river entrance : Kex

⎡ A ⎤ = ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2

= (1-0)2 F3

=1


Kc x v 2 1 x (0,8139) 2 = = = 0,3429 lbf.ft /lbm 2 x gc x D 2 x 32,2 x 0,030

4. friction 3 elbow 90o Kf

= 0,75

F4

=3x

Kf x v 2 0,75 x (0,8139) 2 =3x = 0,7715 lbf.ft /lbm 2 x gc x D 2 x 32,2 x 0,030

Sehingga : ∑F

= F1 + F2 + F3 + F4 = 0,0462 + 0,1886 + 0,3429 + 0,7715 = 1,3492 lbf.ft /lbm

•

Menentukan daya pompa

APP C- 29

Berdasarkan persamaan Bernoulli, ⎡ ΔV 2 ⎤ ⎡ ΔZ ⎢ ⎥+⎢ ⎣ 2.α .gc ⎦ ⎣ gc

⎤ ⎡ ΔP ⎤ ⎥ + ⎢ ρ ⎥ +∑F+Ws = 0 (Geankoplis, pers 2.10-19 hal 94) ⎦ ⎣ ⎦

Asumsi : ΔV 2 ΔP ΔZ.g =0 = 0,07877 ; = 150 ; 2 α gc gc ρ -Ws

= 0,07877 + 150 + 0 + 1,3492 = 151,428 lbf.ft /lbm

WHP

=

(−Ws) x Q x ρ 550

=

(151,428) x 5,86.10 −4 x 62,43 550

= 0,0101 Hp ≈ 0,25 Hp Maka daya pompa BHP

=

= 58 % (Peter & Timmerhauss fig 14-37 hal 520)

WHP 0,25 = = 0,43 Hp ≈ 0,5 Hp η pompa 0,58

η motor = 80 % (Peter & Timmerhauss fig 14-37 hal 520) Daya motor

=

BHP 0,43 = = 0,5375 Hp ≈ 1,0 Hp η motor 0,80

Spesifikasi peralatan: Nama alat

: Pompa

Fungsi


Type

: Centrifuge pump

Bahan

: Stainless steel

Dimensi pompa :

APP C- 30

OD

= 0,540 in

= 0,045 ft

ID

= 0,364 in

= 0,030 ft

A

= 0,00072 ft2


= 1 buah

7. TANGKI PENCAMPUR (M-110)

Fungsi

: Untuk mencampur bahan baku dengan air dan Ca(OH)2

Type

: Bejana tegak dengan bagian badan berbentuk shell, tutup atas berbentuk standard dished dan tutup bawah berbentuk conical.

Kondisi operasi : - tekanan

= 1 atm = 14,7 psig

- fase

= liquid – liquid

Komponen bahan yang masuk mixer Komponen

m (Kg/jam)

m (lb/jam)

ρ (lb/ft3)

Kotoran sapi

16.666,7

36.743,67

84,902

Air pengecer

16.666,7

36.743,67

62,3031

Ca(OH)2

59,70

131,63

62,43

Masa total = 33.393,1 Kg/jam

= 73.627,353 lb/jam

ρ campuran = 73,6 lb/ft3 Volume bahan masuk

=

m

ρ

=

73.627,353 = 1000,37 ft3 73,6

Volume larutan mengisi 80% dari volume mixer, maka :

APP C- 31

Volume mixer

=

volume bahan masuk 80%

=

1000,37 0,8

= 1250,46 ft3

Asumsi : Ls = 1,5 di Volume mixer

π di 3

=

24 tg 1 / 2 α

π di 3

π

+

π 4

di 2 Ls

1250,46 ft3

=

1250,46 ft3

= 0,2266 di3 + 1,1775 di3

1250,46 ft3

= 1,4041 di3

di3

= 890,98

di

= 9,62 ft

24 tg 30

+

4

di 2 (1,5 di )

= 115,44 in

Menentukan tekanan design (Pi) : Volume batu kapur dalam shell = volume bahan – volume conis = 1000,37 ft3 -

π (9,62) 3 24 tg 30 o



=

volume laru tan dalam shell 1 / 4 π di 2

=

798,61 = 10,99 ft 1 / 4 π (9,62) 2

=

ρ ( H − 1)

APP C- 32

144


73,6 (10,99 − 1) = 5,11 psi 144

= 5,11 + 14,7 = 19,81 psig



f allowble

: 18750 psi



=

Pi di +C 2 ( F .E − 0,6 Pi)

ts

=

(19,81) (115,44) 1 + 2(18750)(0,8) − (0,6)(19,81) 16

ts

= 0,076 + 0,0625

ts

= 0,139 x

ts

=

16 16

2,201 3 ≈ 16 16

Standarisasi do : do = di + 2 ts do = 115,44 + 2(3/16) do = 115,44 + 0,375 do = 115,775 in Dengan melihat angka dibuat pendekatan ke atas maka didapat harga do = 120 Dari tabel 5.7 Brownell and Young, hal 91 didapat harga :

APP C- 33

do = 120 icr = 71/4 r

= 114

Menentukan harga di baru : di = do – 2. ts di = 120 – 2 (3/16) di = 120 - 0.375 di = 119,625 in = 9,97 ft Cek hubungan Ls dengan di : Volume mixer

1250,46 ft

=

3

=

π di 3 24 tg 1 / 2 α

π (9,97) 3 24 tg 30

+

+

π 4

π 4

di 2 Ls

(9,97) 2 Ls

1250,46 ft3

= 224,60 + 78,03 Ls

78,03 Ls

= 1250,46 – 224,60

Ls

=

1025,86 78,03

= 13,15 ft = 157,8 in Ls 13,15 = di 9,97

= 1,3 < 1,5 (memenuhi).

• Menentukan tebal tutup bawah berbentuk conis : thb

=

pi . di +C 2( f .E − 0,6. pi ) cos 30o

=

(19,81) (119,625) 1 + o 16 2 (18750)(0,8) − (0,6)(19,81) cos 30

[

]

APP C- 34

= 0,0892 + 0,0625 = 0,1517 x

=

16 16

1,4276 3 ≈ 16 16


=

0,885 . Pi .r +C F . E − 0,1 Pi

=

0,885 x 19,81 x114 1 + (18750 x 0,8) − (0,1 x 19,81) 16

=

2,132 1 + 16 16

=

3,132 4 ≈ in. 16 16

• Menentukan tinggi mixer : Tinggi shell = Ls = 12,56 ft Tinggi tutup bawah berbentuk conis : Tg ½ α =

1 / 2 di hb

hb

=

1 / 2di tg 1 / 2α

=

1 / 2 (9,97) tg 30 o

= 8,64 ft

= 103,62 in

Tinggi tutup atas (ha) :

APP C- 35

ha

= 0,169 x di = 0,169 x 119,625 in = 20,22 in = 1,68 ft

Tinggi mixer

= tinggi shell + tinggi tutup bawah + tinggi tutup atas = 13,15 ft + 8,64 ft + 1,68 ft = 23,47 ft = 281,70 in.

Perencanaan pengaduk

Digunakan pengaduk jenis axial turbine with 6 blades at 45o angle (Brown) Data-data jenis pengaduk : Dt/Di

=3

Zi

= 0,75 – 1,3

ZI

= 2,7 – 3,9

W/Di

= 0,17

(Brown, hal 577)

Dimana : Dt

= diameter dalam tangki

Di

= diameter impeller

Zi


ZI

= tinggi zat cair dalam silinder

W



=3

= 119,625 / 3 = 39,875 in = 3,32 ft = 1,91 m


= 0,75 – 1,3

(diambil 0,9)

APP C- 36

Zi

= 0,9 Di = 0,9 x 39,875 = 35,89 in = 2,99 ft = 0,91 m

• Menentukan panjang impeller L 1 = Dt 3 L=

119,625 1 = 39,875 in = 3,32 ft Dt = 3 3

• Menentukan lebar impeller W = 0,17 Di W

= 39,875 x 0,17 = 6,78 in = 0,56 ft

• Menentukan daya pengaduk Motor penggerak = 200 - 250 V

= π x Di x n

NRe

=

P

=

(diambil V = 280) (Brown, hal 507)

n x Di 2 xρ

μ Φ x ρ x n 3 x Di 5 gc

Dimana : n

= putaran pengaduk (rpm)

Di


P

= daya motor (HP)

V

= motor penggerak

ρ

= 73,6 lb/ft3

μ

= viskositas (0,048 lb/ft. menit)

gc


APP C- 37

Ф

=4

(Brown, hal 507)

Sehingga : n

=

V π x Di

=

240 3,14 x 1,91

= 40,02 ≈ 50 rpm 50 x (1,91) x 73,6 0,048 2

=

NRe

= 447500,267 (aliran turbulen) P

=

4 x 73,6 x (80) 3 x (1,01) 5 115920

= 8069,679 lb.ft/menit = 0,25 Hp Ditetapkan : η motor

= 80 %

η pengaduk

= 60 %

Maka : P

= 0,25 / 0,48 = 0,5208 Hp ≈ 1,0 Hp


: Tangki pencampur

Type

: Silinder tegak, tutup bawah conis dengan sudut 60o, tutup atas berbentuk standard dished dan dilengkapi pengaduk.

Dimensi :

APP C- 38

di

= 119,625 in = 9,97 ft

Do

= 120

thb

= 3/16

tha

= 4/16

ts

= 3/16

Tinggi tutup bawah = 8,64 ft Tinggi Tangki

= 103,62 in

= 23,47 ft = 281,70 in.


: 1,0 Hp

Jumlah

: 1 buah

Jenis pengaduk

: axial turbine with 6 blades at 45o angle


= 39,875 in = 3,32 ft = 1,91 m

Zi

= 35,89 in = 2,99 ft = 0,91 m

L

= 39,875 in = 3,32 ft

W

= 6,78 in = 0,56 ft

8. POMPA (L-116)

Fungsi

: Untuk memompa larutan dari tangki pencampur ke tangki pemanas.

Type

: Pompa sentrifugal

Dasar perancangan : Perhitungan : Bahan masuk

= 33.393,1 Kg/jam

APP C- 39

= 73.627,353 lb/jam

ρ campuran

= 73,6 lb/cuft

(perry, edisi 7)

μ campuran

= 0,048 lb/ft menit

= 0,0008 lb/ ft.dt.

Perancangan : •


m

ρ

=

73.627,353 = 1000,37 ft3 73,6

= 0,278 ft3/dtk Berdasarkan pers. 15, Peters etc, hal. 496 maka ukuran di optimum untuk pipa adalah sebagai berikut : di opt. = 3,9 x qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x Qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x (0,278)0,45 x (73,6)0,13 = 3,9 x 0,5621 x 1,7486 = 3,83 in Standarisasi ID = 4 in sch 40 (Geankoplis, App A.5 hal 892 ) OD

= 4,500 in

= 0,375 ft

ID

= 4,026 in

= 0,3355 ft

A

= 0,08840 ft2

•

Menentukan kecepatan aliran pipa V1 = Q/A1 = 0 ft/dt (karena diameter tangki >>> diameter pipa) V2 = Q/A2 = (0,278 ft3/dtk)/(0,08840 ft2) = 3,1448 ft/dtk

APP C- 40

ΔV = V2 – V1 •

= 3,1448– 0 = 3,1448 ft/dtk


=

D x V xρ

μ 0,3355 x 3,1448 x 73,6 0,0008

= 97067,4 (aliran turbulen) •


Lelbow

= 32 ID = 3 x 32 x 0,3355 ft = 32,208 ft


Lcoupling

= 2 ID = 5 x 2 x 0,3355 ft = 3,355 ft


Lgate valve

= 7 ID = 1 x 7 x 0,3355 ft

APP C- 41

= 2,3485 ft o Globe valve sebanyak 1 buah o L/D = 300 (table 1 Peter and Timmerhaus, hal.485)

Lglobe valve

= 300 ID = 1 x 300 x 0,3355ft = 100,65 ft


= 200 + 32,208 + 3,355 + 2,3485 +100,65 = 338,5615 ft

•


: Stainless steel


=



⎡ A ⎤ = 0,55 ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2

= (A2/A1 dianggap = 0, karena A1 tangki besar) maka : = 0,55 (1-0)2 = 0,55


APP C- 42

F2

=



⎡ A ⎤ = ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2

= (1-0)2 F3

=

=1


Kc x v 2 1 x (3,1448) 2 = = 0,0463 lbf.ft /lbm 2 x gc x D 2 x 32,2 x 0,3355


= 0,75

F4

=3x


Sehingga : ∑F

= F1 + F2 + F3 + F4 = 6,4028 + 0,0255 + 0,0463 + 0,1041 = 6,5787 lbf.ft /lbm

•


Berdasarkan persamaan Bernoulli, ⎡ ΔV 2 ⎤ ⎡ ΔZ .g ⎤ ⎡ ΔP ⎤ ⎢ ⎥+⎢ ⎥ + ⎢ ⎥ +∑F+Ws = 0 (Geankoplis, pers 2.10-19 hal 94) ⎣ 2.α .gc ⎦ ⎣ gc ⎦ ⎣ ρ ⎦


= 0,07877 + 150 + 0 + 6,5787 = 156,6575 lbf.ft /lbm

APP C- 43

WHP

=

(−Ws) x Q x ρ 550

=

(156,6575 x 0,278 x 73,6 550

= 5,83 Hp ≈ 6 Hp Maka daya pompa BHP


WHP 5,83 = =10,05 Hp ≈ 10 Hp η pompa 0,58

=


=

BHP 10 = = 12,14 Hp ≈ 12,5 Hp η motor 0,80


: Pompa

Fungsi


Type

: Centrifuge pump

Bahan

: Stainless steel

Dimensi pompa : OD

= 4,500 in

= 0,375 ft

ID

= 4,026 in

= 0,3355 ft

A

= 0,08840 ft2


= 1 buah

9. TANGKI PEMANAS (R-121)

Fungsi

: Untuk memanaskan slury hingga suhu 50 oC sebelum masuk fermentor.

APP C- 44

Dasar perencanaan :

Tangki berbentuk silinder dengan bagian atas berbentuk standard dished dan tutup bawah berbentuk conical dengan sudut 120 oC.

Waktu tinggal

: 1jam

Volume tangki

: 80 %

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA 53 Grade B

Menentukan volume tangki

Bahan masuk : Selulosa

= 12753,5 kg

NH4OH

= 500,85 kg

P

= 155

K

= 113,334 kg

Ca

= 40

kg

Mg

= 30

kg

H2S

= 35

kg

Ca(OH)2

= 0,54

kg

H2O

= 19711,16 kg

Inert

= 0,03073 kg

Total

= 33333,34 kg

kg

= 73487,435 lb/jam

Densitas campuran

= 73,6 lb/ft3

Volume liquid

=

total bahan ρ campuran

=

73487,435 lb / jam = 879,036 ft/jam 73,6 lb / fit 3

APP C- 45

V ruang kosong

= 20 % Vtotal, maka :

Vtotal

= Vliquid + Vruang kosong = 879,036 ft/jam + 0,2 Vtotal

0,8 Vtotal

= 879,036 ft/jam

Vtotal

= 1098,795 ft3

Menentukan diameter tangki

Ls = 1,5 di Vt = V silinder + V tutup atas + V tutup bawah 1098,795 ft3 = ¼ π di2 Ls + 0,0847 di3 +

π di 3 24 tg 1 / 2 α

1098,795 ft3 = ¼ π di2 (1,5 di) + 0,0847 di3 +

π di 3 24 tg (60)

1098,795 ft3 = 1,1781 di3 + 0,0847 di3 + 0,0756 di3 1,3384 di3 = 1098,795 ft3 1098,795 = 820,977 ft3 1,3384

di3

=

di

= 9,37 ft = 112,44 in.

Menghitung volume liquid dalam shell

Vliquid dalam shell

= Vliquid – V tutup bawah = 879,036 ft/jam -

= 879,036 ft/jam -

π di 3 24 tg 1 / 2 α

π (9,37) 3 24 tg (60)

= 879,036 ft/jam - 62,143

APP C- 46

= 816,894 ft3 Menentukan tinggi larutan dalam shell (Lls)

Lls

=

=

Vliquid dalam shell

π / 4 x di 2 816,894 ft 3 π / 4 x (9,37) 2

= 11,853 ft

= 142,232 in

Menentukan tekanan design (Pi)

Pi



=

=

ρ ( H − 1) 144


73,6 (11,853 − 1) 144


= (14,7 psi + 6,301 psi) - 14,7 psi = 6,301 psi

Menentukan tebal tangki (ts)

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA 53 Grade B

F allowable


Faktor korosi

: 2/16

Type pengelasan


Tekanan design

: 6,301 psig

APP C- 47

ts

=

Pi di +C 2 ( F .E − 0,6 Pi)

=

6,301 x 112,44 2 + 2 (12750 x 0,8 − 0,6 x 6,301) 16

=

2,5559 3 ≈ in 16 16

Standarisasi do do

= di + 2 ts = 112,44 + 2 (3/16) = 112,44 + 0,375 = 112,065 in = 9,34 ft


= 114 in

di baru

= do – 2 ts = 114 – 2 (3/16) = 113,625 in = 9,47 ft

Menentukan tinggi silinder (ls)

ls

= 1,5 x di = 1,5 x 9,47 ft = 14,2031 ft

= 170,4375 in

Menentukan dimensi tutup :

a. Menentukan tebal tutup atas (tha) dan tutup bawah (thb) :

Tutup atas berbentuk standart dished, maka :

APP C- 48

tha

=

0,885 . Pi .r +C F . E − 0,1 Pi

=

0,885 x 6,301x 108 2 + (12750 x 0,8) − (0,1 x 6,301) 16

=

3,151 2 + 16 16

=

5,151 6 ≈ in. 16 16

Tutup bawah berbentuk conical dengan α = 120 0C, maka : thb

=

Pi .di +C 2 ( F . E − 0,6 Pi) cos 12 α

=

21,01 x 113,75 2 + 1 2 (12750 . 0,8 − 0,6 x 113,75) cos 2 .120 16

=

3,774 2 + 16 16

=

5,774 6 in. ≈ 16 16

b. Menentukan tinggi tutup atas (ha) dan tutup bawah (hb) :

Tutup atas berbentuk standart dished head : ha

= 0,169 x di = 0,169 x 113,75 in = 19,224 in = 0,488 meter.

hb

=

1 / 2 di tg 12 120

=

1 / 2 x 113,75 tg 60

APP C- 49

= 32,838 in

= 0,834 meter.

Menentukan tinggi tangki

Tinggi tangki = h. shell + h. tutup atas + h. tutup bawah = 170,625 in + 19,224 in + 32,838 in = 75,6612 in = 222,687 in = 18,557 ft Perhitungan dimensi pengaduk.

Digunakan impeller jenis turbin dengan 6 buah plate blade tanpa baffles. Dari gb. 9.13, Mc. Cabe, ed V hal 250 kurva D, didapatkan : S1 = 0,33 S2 = 0,25 S3 = 0,25 Jika : D

= diameter blade

L

= panjang blade

W = lebar blade Dt = diameter tangki Diameter Pengaduk (Da)

S1

=

Da Dt

Dimana : Dt


Da

= 0,33 x 8,96875 ft = 2,9597 ft = 35,51625 in

APP C- 50

Jarak pengaduk dari dasar tangki (L)

S2

= 0,25

S2

=

L

= S2 x Da

E Da

= 0,25 x 2,9597 ft = 0,7399 ft = 8,8791 in Panjang daun pengaduk (W)

S3

= 0,25

S3

=

W

= S3 x Da

L Da

= 0,25 x 2,9597 ft = 0,7399 ft = 8,8791 in

Daya pengaduk (P)

Motor penggerak

= 200 – 250 (diambil V = 250)

V

= π x Da x n

(Brown, hal. 507)

Da

= 2,9597 ft = 35,51625 in = 0,902 m

n

=

V π x Da

=

250 3,14 x 0,902

= 88,212 rpm ≈ 90 rpm

APP C- 51

NRe

=

n x Da 2 x ρ


μ

Dimana : n


Da


ρ

= 73,6

μ

= 0,048 lb/ ft.dt = 2,88 lb/ ft. menit

NRe

= bilangan Reynold

Sehingga : NRe

90 rpm x (2,96) 2 x 73,6 lb / ft 3 = 2,88 lb / ft. menit = 22889,68 ≥ 2100, maka aliran turbulen.

Karena NRe > 10.000 maka perhitungan pemakaian daya : P

K T x n 3 x Da 5 x ρ = gc


Dimana : P


KT

= 1,65 (Mc. Cabe, pers.9-24 hal 245)

n


Da


gc


ρ

= 73,6 lb/ ft3

Sehingga :

APP C- 52

P

=

1,65 x (1,5) 3 x (2,96) 5 x 73,6 32,2

= 3285,237 ft/ det lbf = 5,973 Hp Kehilangan daya

Grand loss (kebocoran daya akibat poros dan bearing) = 10% daya Transmisi loses (kebocoran daya akibat belt atau gear) = 15 % daya Ploss

= 25% . P = 0,25 x 5,973 Hp = 1,4932 Hp

Daya total yang dibutuhkan pengaduk

Ptotal

= Ploss + P = 1,4932 Hp + 5,973 Hp = 7,466 Hp

Bila : •

Efisiensi motor

= 80 %

•

Efisiensi pengaduk

= 60 %


=


=

7,466 0,8 x 0,6

= 15,554 Hp ≈ 20 Hp Sehingga daya motor yang digunakan adalah 20 Hp

APP C- 53

Perhitungan Coil Pemanas

t1 = 30 oC = 86o F Steam T1 = 120 o C = 248o F

T2 = 120 o C = 248 oF

Q,t2 = 50 o C = 122o F Perhitungan :

Dari neraca panas : Panas yang diserap air (Q)

= 720.434,799 kkal/jam x 3,9683 Btu/kkal = 2.858.901,413 Btu/ jam

Rate air pendingin (M)

= 1114,553 kg/jam

= 2457,17 lb/ jam

Suhu steam masuk (T1)

= 120o C

= 248 oF

Suhu steam keluar (T2)

= 120o C

= 248o F

Suhu larutan masuk (t1)

= 30o C

= 86o F

Suhu larutan keluar (t2)

= 50o C

= 122o F

Rate larutan

= 33333,34 kg

Diameter bejana

= 9,479 ft

Diameter impeller

= 2,9631 ft

Putaran impeller

= 90 rpm

Densitas larutan

= 83,6 lb/ ft3

= 73487,435 lb/jam

= 5400 rph

Dari tabel 2 hal 796, Kern didapat dengan cara interpolasi : Konduktivitas panas larutan

= 0,12 Btu/ jam.. oF. ft

APP C- 54

= 0,371 Btu/ jam.. oF. ft

Konduktivitas steam

Dari fig 17 hal 840, Kern didapat didapat dengan cara interpolasi : Panas spesifik larutan (Cp)

= 0,53 Btu/ lb oF

Panas steam

= 0,453 Btu/ lb oF

Dari fig 14 hal 823, Kern didapat : Viskositas larutan

= 1,32 lb.ft/dt.

Viskositas steam

= 1,2 lb.ft/dt.

Tekanan

= 1 atm

Asumsi bahwa : (μ/μω) = 1 Perhitungan coil : 1. Menentukan ∆TLMTD

∆t1

= (T1 – t2) = (248o F -122o F ) = 126o F

∆t2

= (T2 – t1) = (248o F -86o F ) = 162o F

∆TLMTD =

=

Δt1 − Δt 2 ⎡ Δt ⎤ ln ⎢ 1 ⎥ ⎣ Δt 2 ⎦ 12 6 − 162 = 143,25o C ⎡126 ⎤ ln ⎢ ⎥ ⎣162 ⎦

Berdasarkan D.Q. Kern fig. 19 diperoleh Ft

APP C- 55

= 0,74

∆TLMTD = Ft x ∆TLMTD = 0,74 x 143,25 = 106,005 2. Menentukan suhu caloric

Tc

= ½ (T1 + T2) = ½ (248 + 248)o F

tc

= ½ (t1 + t2 )

= ½ (122 + 86)o F

= 248o F = 108o F

3. Penentuan tube

Direncanakan ukuran pipa coil 1 ½ in IPS sch 40 s, dengan ukuran : di

= 1,610 in

= 0,1342 ft

do

= 1,90 in

= 0,1583 ft

a’

= 2,04 in2

= 0,0141 ft2

a”

= 0,498 ft Evaluasi Rd

Bagian tangki (larutan) 1. Menghitung NRe NRep =

=

Bagian coil (steam) Gp =

Dt 2 x ρ x N μ x 2,42

=

(9,479) 2 x 73,6 x 5400 1,32 x 2,42

= 12.698.013,56

M Ap 2457,17 = 174267,292 0,0141

lb/ft2 NRe =

di 2 x Gp μ x 2,42

Kern, fig. 20-2 hal 718 didapat : 2. Menghitung faktor panas (JH) JH = 2000

(0,1342) 2 x 174267,292 = 1,2 x 2,42 = 1080,748

APP C- 56

3. Menghitung

harga

koefisien

film

fig.

24

hal

834

didapat :

perpindahan panas ⎛ k ⎞ ⎛ cp x μ ⎞ ho = JH ⎜ ⎟ ⎜ ⎟ ⎝ di ⎠ ⎝ k ⎠

1/ 3

⎛ μ ⎞ ⎜⎜ ⎟⎟ ⎝ μω ⎠

0 ,14

⎛ μ ⎞ ⎜⎜ ⎟⎟ ⎝ μω ⎠

=

⎛ k ⎞ ⎛ cp x μ ⎞ ⎟ ⎜ ⎟⎜ ⎝ di ⎠ ⎝ k ⎠

Cp = 0,53 Btu/ lb oF 1/ 3

JH = 6 ho

k = 0,12 Btu/ jam.. oF. ft

⎛ k ⎞ ⎛ cp x μ ⎞ ho = JH ⎜ ⎟ ⎜ ⎟ ⎝ di ⎠ ⎝ k ⎠

Kern,

⎛ μ ⎞ ⎜⎜ ⎟⎟ ⎝ μω ⎠

0 ,14

k = 0,371 Btu/ jam.. oF. ft

0 ,14

⎛ 0,12 ⎞ ⎛ 0,53 x 1,32 ⎞ = 2000 ⎜ ⎟⎜ ⎟ ⎝ 9,479 ⎠ ⎝ 0,12 ⎠

1/ 3

JH

Cp = 0,453 Btu/ lb oF 1/ 3

(1) 0,14

= 49,203 Btu/ jam. Ft2. oF

ho

=

⎛ k ⎞ ⎛ cp x μ ⎞ ⎟ ⎜ ⎟⎜ ⎝ di ⎠ ⎝ k ⎠

1/ 3

JH ⎛ μ ⎞ ⎜⎜ ⎟⎟ ⎝ μω ⎠

0 ,14

=

6

⎛ 0,371 ⎞ ⎛ 0,453 x 1,2 ⎞ ⎜ ⎟⎜ ⎟ ⎝ 0,0141 ⎠ ⎝ 0,371 ⎠

1/ 3

(1) 0,14

= 179,317 Btu/ jam. Ft2. oF hio = ho x

di do

= 179,317 x = 151,948

4. Menghitung tahanan panas pipa bersih (UC)

UC

=

hio x ho hio + ho

APP C- 57

1,610 1,90

=

151,948 x 49,203 = 37,168 Btu/ jam. Ft2. oF 151,948 + 49,203

5. Menghitung tahanan panas pipa terpakai (UD)

Rd

=

UC −U D UC x U D

Dari tabel 12 hal 845, Kern didapat : Rd = 0,004 0,004 =

37,168 − U D 37,168 x U D

1,1487 UD = 37,168 UD

= 32,357 Btu/ jam. Ft2. oF

6. Menghitung luas permukaan perpindahan panas

A

=

Q U D x ΔTLMTD

=

2.858.901,413 Btu / jam 32,357 Btu / jam.Ft 2 o F x 143,25 o F

= 616,789 ft2 7.

Menghitung panjang lilitan coil

L

8.

=

A a"

=

616,789 = 1238,531 ft2 0,498

Menghitung jumlah lilitan coil

n

=

L π x dc

dimana : dc

= 0,65 x di

APP C- 58

di

= diameter tangki

sehingga : dc

= 0,65 x 9,479 = 6,16 ft

n

=

1238,531 π x 6,16

= 64 buah 9. Menghitung tinggi lilitan coil

Lc

= (n - 1)(Ic + do) + do

Jika Ic (jarak antar coil) = 1,5 in Lc

= 0,125 ft

= (64 - 1)(0,125 + 0,1583) + 0,1583 = 18,0062 ft

Kesimpulan perancangan : Dimensi tangki : Vtotal

= 1098,795 ft3

ts

= 3/16

do

= 9,391 ft

di

= 9,479 ft

ls

= 14,219 ft

tha

= 6/16

thb

= 6/16


= 2,96 ft

L

= 0,74 ft

APP C- 59

W

= 0,74 ft

N

= 90 rpm

Daya

= 20 Hp

= 1,5 rps

Dimensi coil : Di

= 1,610 in

Do

= 1,90 in

a’

= 2,04 in

a“

= 0,498 ft

Jumlah lilitan

= 64 buah

Spesifikasi peralatan : Nama

: Tangki pemanas

Jenis

: Silinder tegak, tutup atas berbentuk standard dished, tutup bawah berbentuk conical dan dilengkapi pengaduk.

Dimensi vessel

: do

= 114 in

di

= 113,75 in

ts

= 3/16 in

tha

= 6/16 in

thb

= 6/16 in

= 9,479 ft



Jumlah

: 1 buah

Jenis pengaduk


APP C- 60


= 2,9597 ft = 35,51625 in = 0,902 m

L

= 0,7399 ft = 8,8791 in

W

= 0,7399 ft = 8,8791 in

Daya pompa

: 20 Hp

Jumlah

: 1 buah

Bahan

: Carbon steel SA 240 Grade M Type 316

Dimensi coil : Di

= 1,610 in

Do

= 1,90 in

a’

= 2,04 in

a“

= 0,498 ft

Lc

= 18,0062 ft

Jumlah lilitan = 64 buah 10. POMPA (L-122)

Fungsi


Type

: Centrifugal pump

Jumlah

: 1 buah

Bahan

: Stainless steel

Bahan masuk

= 33.393,1 Kg/jam = 73.627,353 lb/jam = 20,452 lb/dt

ρ campuran

= 73,6 lb/cuft

viskositas (μ) H2SO4 = 32,2 cp

(perry, edisi 7) = 0,0216 lb/ft menit 0,0055 lb/ft.dtk

Perancangan :

APP C- 61

•

Menentukan rate volumetrik (Q) Rate Volumetrik (V) =

m

ρ

=

20,452 73,6

= 0,278 ft3/dt

Diasumsikan aliran fluida turbulen, maka dari pers. 15, Peters etc, hal. 892 maka ukuran di optimum untuk pipa adalah sebagai berikut : di opt. = 3,9 x qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x Qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x (0,3)0,45 x (76,3)0,13 = 3,9 x 0,5817 x 1,7568 = 3,986 in

= 0,332 ft

Standarisasi ID = 4 in sch 40 (Geankoplis, App A.5 hal 892 ) OD

= 4,500 in

= 0,375 ft

ID

= 4,026 in

= 0,3355 ft

A

= 0,08840 ft2

•

Menentukan kecepatan aliran pipa V1 = Q/A1 = 0 ft/dt (karena diameter tangki >>> diameter pipa) V2 = Q/A2 = (0,278 ft3/dtk)/(0,08840 ft2) = 3,1448 ft/dtk ΔV = V2 – V1

•

= 3,1448 – 0 = 3,1448 ft/dtk


D x V xρ

μ

APP C- 62

=

0,3355 x 3,1448 x 73,6 0,0008



Lelbow

= 32 ID = 3 x 32 x 0,3355 ft = 32,208 ft


Lgate valve

= 7 ID = 1 x 7 x 0,3355 ft = 2,3485 ft


= 50 + 32,208 + 2,3485 = 84,5565 ft

•


: Stainless steel

Maka : ε = 4,6 . 10-5 (Geankoplis, hal 88) ε/D = 0,00014, di dapat f = 0,0047 1. pada straight pipa

APP C- 63

F1

=



⎡ A ⎤ = 0,55 ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2


=




⎡ A ⎤ = ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2

= (1-0)2 F3

=

=1




= 0,75

F4

=3x


Sehingga : ∑F

= F1 + F2 + F3 + F4

APP C- 64

= 2,1829 + 0,0255 + 0,0463 + 0,1041 = 2,3588 lbf.ft /lbm •



Direncanakan : Δz

= 12 ft

ΔP

=0

α

=2

Δv

= 1,3927 ft/ dt.

-Ws

⎡ (1,3927) 2 ⎤ ⎡14 .9,8 ⎤ ⎡ 0 ⎤ = ⎢ ⎥ + ⎢ ⎥ + ⎢ ⎥ + 2,3588 ⎣ 2.2.32,2 ⎦ ⎣ 32,2 ⎦ ⎣ 73,6 ⎦

= 6,2435 lbf.ft /lbm WHP

=

(−Ws) x Q x ρ 550

=

(6,2435) x 0,278 x 73,6 550


=


WHP 0, ,23 = = 0,40 Hp ≈ 0,5 Hp η pompa 0,58


=

BHP 0,5 = = 0,625 Hp ≈ 1,0 Hp η motor 0,80

APP C- 65


: Pompa

Fungsi


Type

: Centrifuge pump

Bahan

: Stainless steel

Dimensi pompa : OD

= 4,500 in

= 0,375 ft

ID

= 4,026 in

= 0,3355 ft

A

= 0,08840 ft2


= 1 buah

11. TANGKI BUFFER (F-123)

Fungsi


Dasar perencanaan :

Tangki berbentuk silinder dengan tutup bagian atas dan bagian bawah berbentuk standard dished.

Waktu tinggal

: 2 jam

Volume tangki

: 80 %

Bahan konstruksi : Carbon steel SA 53 Grade B

Menentukan volume tangki

Bahan masuk : Selulosa

= 12753,5 kg

APP C- 66

NH4OH

= 500,85 kg

P

= 155

K

= 113,334 kg

Ca

= 40

kg

Mg

= 30

kg

H2S

= 35

kg

Ca(OH)2

= 0,54

kg

H2O

= 19711,16 kg

Inert

= 0,03073 kg

Total

= 33333,34 kg

kg

= 73487,435 lb/jam x 2 jam = 146974,87 lb/jam

Densitas campuran

= 73,6 lb/ft3

Volume liquid

=

total bahan ρ campuran

=

146974,87 lb / jam = 1996,941 ft/jam 73,6 lb / fit 3

V ruang kosong

= 20 % Vtotal, maka :

Vtotal

= Vliquid + Vruang kosong = 1996,941 ft/jam + 0,2 Vtotal

0,8 Vtotal

= 1996,941 ft/jam

Vtotal

= 2496,176 ft3

Menentukan diameter tangki

Ls = 1,5 di Vt = V silinder + V tutup atas + V tutup bawah

APP C- 67

2496,176 ft3 = ¼ π di2 Ls + 0,0847 di3 + 0,0847 di3 2496,176 ft3 = ¼ π di2 (1,5 di) + 0,1694 di3 2496,176 ft3 = 1,1781 di3 + 0,1694 di3 1,3475 di3 = 2496,176 ft3 2496,176 = 1852,450 ft3 1,3475

di3

=

di

= 12,29 ft = 147,48 in.

Menghitung volume liquid dalam shell

Vliquid dalam shell

= Vliquid – V tutup bawah = 1996,941 ft/jam - 0,0847 di3 = 1996,941 ft/jam - 0,0847 (12,29)3 = 1996,941 ft/jam - 157,231 = 1839,710 ft3

Menentukan tinggi larutan dalam shell (Lls)

Lls

=

=

Vliquid dalam shell

π / 4 x di 2 1839,710 ft 3 π / 4 x (12,29) 2

= 15,516 ft

= 186,190 in

Menentukan tekanan design (Pi)

Pi



=

ρ ( H − 1) 144

APP C- 68


=

73,6 (15,516 − 1) 144


= 14,7 psi + 7,419 psi = 22,119 psi

Menentukan tebal tangki (ts)

Bahan konstruksi

: High Alloy Steel SA-240 Grade M Type 316

F allowable


Faktor korosi

: 2/16

Type pengelasan


Tekanan design

: 22,119 psig

ts

=

Pi di +C 2 ( F .E − 0,6 Pi)

=

22,119 x 186,190 2 + 2 (18750 x 0,8 − 0,6 x 22,119) 16

=

3,1984 4 ≈ in 16 16

Standarisasi do do

= di + 2 ts = 186,190 + 2 (4/16) = 186,190 + 0,25 = 186,44 in

= 15,54 ft


= 192 in

APP C- 69

di baru

= do – 2 ts = 192 – 2 (4/16) = 191,75 in

= 15,98 ft

Menentukan tinggi silinder (ls)

Ls

= 1,5 x di = 1,5 x 15,98 ft = 23,969 ft

= 287,625 in

Menentukan dimensi tutup :

c. Menentukan tebal tutup atas (tha) dan tutup bawah (thb) :

Tutup atas dan tutup bawah berbentuk standart dished, maka : tha = thb

=

0,885 . Pi .r +C F . E − 0,1 Pi

=

0,885 x 22,119 x 170 2 + (18750 x 0,8) − (0,1 x 22,119 16

=

3,5501 2 + 16 16

=

5,5501 6 ≈ in. 16 16

d. Menentukan tinggi tutup atas (ha) dan tutup bawah (hb) :

Tutup atas dan tutup bawah berbentuk standart dished head : ha = hb

= 0,169 x di = 0,169 x 191,75 in = 32,406 in

Menentukan tinggi tangki

Tinggi tangki = h. shell + h. tutup atas + h. tutup bawah

APP C- 70

= 287,625 in + 32,406 in + 32,406 in = 352,437 in = 29,370 ft Perhitungan dimensi pengaduk.

Digunakan impeller jenis turbin dengan 6 buah plate blade tanpa baffles. Dari gb. 9.13, Mc. Cabe, ed V hal 250 kurva D, didapatkan : S1 = 0,33 S2 = 0,25 S3 = 0,25 Jika : D

= diameter blade

L

= panjang blade

W = lebar blade Dt = diameter tangki Diameter Pengaduk (Da)

S1

=

Da Dt

Dimana : Dt


Da

= 0,33 x 8,96875 ft = 2,9597 ft = 35,51625 in

Jarak pengaduk dari dasar tangki (L)

S2

= 0,25

S2

=

E Da

APP C- 71

L

= S2 x Da = 0,25 x 2,9597 ft = 0,7399 ft = 8,8791 in

Panjang daun pengaduk (W)

S3

= 0,25

S3

=

W

= S3 x Da

L Da

= 0,25 x 2,9597 ft = 0,7399 ft = 8,8791 in Daya pengaduk (P)

Motor penggerak

= 200 – 250 (diambil V = 250)

V

= π x Da x n

(Brown, hal. 507)

Da

= 2,9597 ft = 35,51625 in = 0,902 m

n

=

V π x Da

=

250 3,14 x 0,902

= 88,212 rpm ≈ 90 rpm NRe

=

n x Da 2 x ρ


μ

Dimana : n


Da


APP C- 72

ρ

= 73,6

μ

= 0,048 lb/ ft.dt = 2,88 lb/ ft. menit

NRe

= bilangan Reynold

Sehingga : NRe

=

90 rpm x (2,96) 2 x 73,6 lb / ft 3 2,88 lb / ft. menit

= 22889,68 ≥ 2100, maka aliran turbulen. Karena NRe > 10.000 maka perhitungan pemakaian daya : P

=

K T x n 3 x Da 5 x ρ gc


Dimana : P


KT

= 1,65 (Mc. Cabe, pers.9-24 hal 245)

n


Da


gc


ρ

= 73,6 lb/ ft3

Sehingga : P

=

1,65 x (1,5) 3 x (2,96) 5 x 73,6 32,2

= 3285,237 ft/ det lbf = 5,973 Hp Kehilangan daya

Grand loss (kebocoran daya akibat poros dan bearing) = 10% daya

APP C- 73

Transmisi loses (kebocoran daya akibat belt atau gear) = 15 % daya Ploss

= 25% . P = 0,25 x 5,973 Hp = 1,4932 Hp

Daya total yang dibutuhkan pengaduk

Ptotal

= Ploss + P = 1,4932 Hp + 5,973 Hp = 7,466 Hp

Bila : •

Efisiensi motor

= 80 %

•

Efisiensi pengaduk

= 60 %


=


=

7,466 0,8 x 0,6

= 15,554 Hp ≈ 20 Hp Sehingga daya motor yang digunakan adalah 20 Hp Spesifikasi peralatan : Nama

: Tangki Buffer

Fungsi


Daya motor : 20 Hp Dimensi tangki

:

APP C- 74

V total = 2496,176 ft3 do

= 186,44 in

= 15,54 ft

di

= 191,75 in

= 15,98 ft

ts

= 4/16 in

tha

= 6/16 in

thb

= 6/16 in

Ls

= 23,969 ft

= 287,625 in



Jumlah

: 1 buah

Jenis pengaduk



= 2,9597 ft = 35,51625 in = 0,902 m

L

= 0,7399 ft = 8,8791 in

W

= 0,7399 ft = 8,8791 in

N

= 90 rpm

= 1,5 rps

12. POMPA (L-124)

Fungsi


Type

: Centifugal pump

Jumlah

:1 buah

Bahan

: Stainless steel

Dasar perhitungan : Bahan masuk

= 33.393,1 Kg/jam = 73.627,353 lb/jam = 20,452 lb/dt

APP C- 75

ρ campuran

= 73,6 lb/cuft

viskositas (μ) H2SO4 = 32,2 cp

(perry, edisi 7) = 0,0216 lb/ft menit 0,0055 lb/ft.dtk

Perancangan : •


m

ρ

=

20,452 76,3

= 0,3 ft3/dt

Diasumsikan aliran fluida turbulen, maka dari pers. 15, Peters etc, hal. 892 maka ukuran di optimum untuk pipa adalah sebagai berikut : di opt. = 3,9 x qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x Qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x (0,3)0,45 x (76,3)0,13 = 3,9 x 0,5817 x 1,7568 = 3,986 in

= 0,332 ft

Standarisasi ID = 4 in sch 40 (Geankoplis, App A.5 hal 892 ) OD

= 4,500 in

= 0,375 ft

ID

= 4,026 in

= 0,3355 ft

A

= 0,08840 ft2

•


= 3,1448 – 0 = 3,1448 ft/dtk

APP C- 76

•


=

D x V xρ

μ 0,3355 x 3,1448 x 73,6 0,0008



Lelbow

= 32 ID = 3 x 32 x 0,030 ft = 2,88 ft


Lgate valve

= 7 ID = 1 x 7 x 0,030 ft = 0,21 ft


= 50 + 2,88 + 0,21 = 53,09 ft

•


: Stainless steel

APP C- 77


=



⎡ A ⎤ = 0,55 ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2


=




⎡ A ⎤ = ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2

= (1-0)2 F3

=

=1




= 0,75

APP C- 78

=3x

F4


Sehingga : ∑F

= F1 + F2 + F3 + F4 = 0,8748 + 0,0255 + 0,0463 + 0,1041 = 1,0507 lbf.ft /lbm

•



Direncanakan : Δz

= 12 ft

ΔP

=0

α

=2

Δv

= 1,3927 ft/ dt.

-Ws

⎡ (1,3927) 2 ⎤ ⎡14 .9,8 ⎤ ⎡ 0 ⎤ = ⎢ ⎥ + ⎢ ⎥ + ⎢ ⎥ + 1,0507 ⎣ 2.2.32,2 ⎦ ⎣ 32,2 ⎦ ⎣ 73,6 ⎦


=

(−Ws) x Q x ρ 550

=

(4,9354) x 0,278 x 73,6 550


=


WHP 0,18 = = 0,32 Hp ≈ 0,5 Hp η pompa 0,58

APP C- 79


=

BHP 0,5 = = 0,625 Hp ≈ 1,0 Hp η motor 0,80


: Pompa

Fungsi


Type

: Centrifuge pump

Bahan

: Stainless steel

Dimensi pompa : OD

= 4,500 in

= 0,375 ft

ID

= 4,026 in

= 0,3355 ft

A

= 0,08840 ft2


= 1 buah

13. FERMENTOR (R-120)

(Perancangan alat utama oleh : MATHIAS PHONE. 0305010010) 14. POMPA (L-125)

Fungsi

: Memindahkan larutan dari fermentor 1 ke fermentor berikutnya.

Type

: Centrifugal pump

Dasar perancangan :

Perhitungan : Bahan masuk

= 33.393,1 Kg/jam

= 73.627,353 lb/jam

ρ campuran

= 73,6 lb/cuft

(perry, edisi 7)

μ campuran

= 0,048 lb/ft menit

APP C- 80

Perancangan : •

Menentukan rate volumetrik (Q) Rate Volumetrik (V) =

m

ρ

=

73.627,353 = 1000,37 ft3 73,6


= 4,500 in

= 0,375 ft

ID

= 4,026 in

= 0,3355 ft

A

= 0,08840 ft2

•


•

= 3,1448– 0 = 3,1448 ft/dtk

Menghitung bilangan Reynold number :

APP C- 81

NRe =

=

D x V xρ

μ 0,3355 x 3,1448 x 73,6 0,0008



Lelbow

= 32 ID = 3 x 32 x 0,3355 ft = 32,208 ft


Lcoupling

= 2 ID = 5 x 2 x 0,3355 ft = 3,355 ft


Lgate valve

= 7 ID = 1 x 7 x 0,3355 ft = 2,3485 ft

o Globe valve sebanyak 1 buah

APP C- 82

o L/D = 300 (table 1 Peter and Timmerhaus, hal.485)

Lglobe valve

= 300 ID = 1 x 300 x 0,3355ft = 100,65 ft


= 200 + 32,208 + 3,355 + 2,3485 +100,65 = 338,5615 ft

•


: Stainless steel


=



⎡ A ⎤ = 0,55 ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2


=



APP C- 83


⎡ A ⎤ = ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2

= (1-0)2 =

F3

=1




= 0,75

F4

Kf x v 2 0,75 x (3,1448) 2 =3x =3x = 0,1041 lbf.ft /lbm 2 x gc x D 2 x 32,2 x 0,3355

Sehingga : ∑F

= F1 + F2 + F3 + F4 = 6,4028 + 0,0255 + 0,0463 + 0,1041 = 6,5787 lbf.ft /lbm

•




= 0,07877 + 150 + 0 + 6,5787 = 156,6575 lbf.ft /lbm

WHP

=

(−Ws) x Q x ρ 550

APP C- 84

=

(156,6575 x 0,278 x 73,6 550


=


WHP 5,83 = =10,05 Hp ≈ 10 Hp η pompa 0,58


=

BHP 10 = = 12,14 Hp ≈ 12,5 Hp η motor 0,80


: Pompa

Fungsi

:Untuk memindahkan larutan dari fermentor 1 ke fermentor berikutnya.

Type

: Centrifuge pump

Bahan

: Stainless steel

Dimensi pompa : OD

= 4,500 in

= 0,375 ft

ID

= 4,026 in

= 0,3355 ft

A

= 0,08840 ft2


= 24 buah

15. COOLER (E-131)

Fungsi

: Mendinginkan biogas dari suhu 50 oC menjadi 30 oC.

Type

: Shell and tube

APP C- 85

Pendingin, t1 = 25 oC = 77o F Steam , ΔH1 T1 = 50 o C = 122o F

ΔH2, T2 = 30 o C = 86 oF

Q,t2 = 40 o C = 104o F Perencanaan :

Biogas masuk pada shell, sedangkan air pendingin masuk pada bagian tube.

Preasure drop masing-masing maksimal 5 psi

Rd min

Pipa yang dipakai berukuran ¾” OD, 16 BWG, PT = 1 square pitch

= 0,005 j ft2 oF/ Btu

dengan L = 16 ft. Perhitungan : 1. Neraca massa dan neraca panas

Dari App. A dan B didapat : m biogas

= 10618,64 kg/jam

m air pendingin

= 6473,3022 kg/jam = 14271,042 lb/jam

Q

= 57023,3192 kkal/jam

2. Menentukan ∆TLMTD

∆t1

= (T1 – t2) = (122o F -104o F ) = 18o F

APP C- 86

= 23409,8537 lb/jam

= 226286,6046 Btu/jam

∆t2

= (T2 – t1) = (86o F -77o F ) = 9o F

∆TLMTD =

=

Δt1 − Δt 2 ⎡ Δt ⎤ ln ⎢ 1 ⎥ ⎣ Δt 2 ⎦ 18 − 9 = 12,984o F ⎡18 ⎤ ln ⎢ ⎥ ⎣9⎦

Berdasarkan D.Q. Kern fig. 19 diperoleh Ft

= 0,74

∆TLMTD = Ft x ∆TLMTD = 0,74 x 12,984 = 9,6082 oF 3. Menentukan suhu caloric

Tc

= ½ (T1 + T2) = ½ (122 + 86)o F

= 104o F

tc

= ½ (t1 + t2 )

= ½ (104 + 77)o F

= 90,5o F

4. Trial UD

Berdasarkan D.Q. Kern, tabel 8 hal. 840 untuk gas dan air sebagai pendingin memiliki : UD = 2 – 50 Btu/ j. ft2. oF Dicoba harga UD = 30 Btu/ j. ft2. oF A=

UD

Q 226286,6046 = = 772,63 ft2 x Δt LMTD 30 x 9,6082

Berdasarkan D.Q. Kern, tabel 10 hal. 843 diperoleh : a” = 0,1963

APP C- 87

Nt =

A 772,63 = = 245,998 a" x l 0,1963 x 16

Berdasarkan D.Q. Kern, tabel 9 hal. 842 diperoleh : Nt standard = 413 didapat tipe HE = 2 - 4 UD Koreksi

=

245,998 x 30 = 29,9998 Btu/ j. ft2. oF 246

Kesimpulan sementara : Type HE = 2 - 4 Bagian shell

Bagian tube

IDs

= 21 ¼I

¾ “ OD, BWG 16,

n

=4

PT = 1” susunan segiempat

B

= 12

a’ = 0,302

de

= 0,99 in = 0,0825 ft

a” = 0,1963 ft2/ft

L

= 12 ft

L = 16 ft

N+1=

l x 12 12 x 12 = = 12 B 12

n=4

C = PT – OD = 1” – ¾” = ¼” Nt = 246

APP C- 88

di = 0,620” = 0,0517 ft

5. Evaluasi Perpindahan Panas (Rd)

Evaluasi Perpindahan Panas (Rd) Shell (campuran) as =

Tube (steam)

IDs x C x B 144 x PT

Gt =

m 23409,8537 = as 0,443

=

= 52843,91 lb/jam ft2

m at

14271,042 =116024,732 lb/jam ft2 0,123

Nret =

de x Gs Nres = μ x 2,42

=

0,0825 x 52843,91 = 0,98 x 2,42

di x Gt

μ 0,0517 x 116024,732 0,75 x 2,42

= 3304,947

= 1838,262 G” =

246 x 0,302 = 0,123 ft2 4 x 144

=

21 1 / 4 x 0,25 x 12 = = 0,433 ft 2 144 x 1 Gs =

Nt x a' n x 144

at =

V=

m l x (Nt )2/ 3

23409,8537 = = 49,598 lb/ft.jam 12 x (246) 2 / 3

=

Gt 3600 x ρ 116024,732 = 0,516 ft/dt 3600 x 62,43

Dari gbr. Hal.835, Kern didapat : hi = 750 Btu/j. ft2 oF hio = hi x

di do

= 750 x

Hotrial = 200 tw

= tc +

hotrial (Tc − tc) hio + hotrial

APP C- 89

0,620 = 620 0,75

= 90,5 +

200 (104 − 90,5) = 93,793 oF 600 + 200

Tc + tw 104 + 93,793 = = 98,897 oF 2 2

tf

=

sf

= 0,79 (tabel 6. hal. 808, Kern)

kf

= 0,0215 (tabel 5, hal. 802, Kern)

μk

= 0,41 (gb. 14 hal 823, Kern)

Dari gbr. 12.9 hal 267 didapat ho = 260 Uc =

Rd =

620 x 260 hioxho = = 151,2195 Btu /hr oF ft2 hio + ho 620 + 260 Uc − U D koreksi 151,2195 − 29,9998 = = 0,0267 j ft2 oF/ Btu UcxU D koreksi 151,2195 x 29,9998

Rd tetapan = 0,005 j ft2 oF/ Btu Harga Rd > Rd tetapan, maka memenuhi 6. Evaluasi Pressure Drop (∆P)

Evaluasi Penurunan Tekanan (∆P) Shell (campuran)

Tube (steam) Nret = 3304,947

1. Nres = 1838,262 f = 0,0035 (Kern,fig 29, hal. 839) 2. N + 1 =

l x 12 12 x 12 = = 12 B 12

f = 0,0004 (Kern,fig 26, hal 836) ∆Pl =

f x Gt 2 x 1 x n (5,22 x1010 ) x di x sg x Φt

3. Menghitung ∆Ps BM = 112 ρ=

=

P x 144 x BM 1545 ( o R)

0,0004 x (116024,732) 2 x 1 x 4 (5,22 x1010 ) x 0,620 / 12 x 1 x 1

= 0,080 psi

14,7 x 144 x 112 = 1545 (582 o R)

APP C- 90

= 0,2637 sg =

ρ 0,2637 = = 0,004225 μ 62,43

837, Kern didapat :

1 f x Gs x IDS x ( N + 1) 2 (5,22 x1010 ) x de x sg x Φe 2

∆Ps =

4n V 2 ( ) , dari gb 27, hal. ρ 2 gc

∆Pn =

⎛ V2 ⎞ ⎜⎜ ⎟⎟ = 0,068 2 gc ⎝ ⎠

= 2

1 0,0035 x (52843,91) x 21,25 / 12 x12 2 (5,22 x1010 ) x 0,99 x 0,004225 x 1

∆Pn =

4x4 x 0,068 = 1,088 psi 1

∆Pt = ∆Pl + ∆Pn = 0,080 psi + 1,088 psi

= 0,4756 psi < 5 psi (memenuhi)

= 1,168 psi < 5 psi (memenuhi)


: Cooler

Fungsi

: Mendinginkan biogas dari suhu 50 oC menjadi 30 oC

Type

: Shell and tube (2 - 4)

Bahan

: Carbon Steel

Dimensi

: Bagian shell : - IDs = 21 ¼I -n

=4

-B

= 12

- de

= 0,99 in = 0,0825 ft

-L

= 12 ft

Bagian tube : - OD = ¾ - ID = 0,620” - a’

= 0,302

- a”

= 0,1963 ft2/ft

- L

= 16 ft

APP C- 91

- n

=4

- pitch = 1 16. KOMPRESOR (G-132)

Fungsi

: Menaikkan tekanan aliran dari 1 atm menjadi 10 bar.

Type

: Axial Compresor

Dasar perancangan :

Kapasitas umpan (m)

= 10618,64 kg/jam

Tekanan masuk (P2)

= 1 atm = 1,01325 bar

Tekanan keluar (P1)

= 10 bar

Temperatur masuk (T1)

= 30 oC = 545 oR

Densitas (ρ) bahan

= 13,4 g/cm3 = 836,53467 lb/ft3

Dari Unrich diperloeh : m

qo =

ρ

dan

Po

=

0,148 x To x q o P log 2 520 xη P1

dimana : Po

= daya kompresor (Hp)

To

= temperatur bahan masuk (oR)

η

= Efisiensi kompresor = 80 %

qo

= volume gas yang dikompresi

qo =

Po =

m

ρ

=

23409,8537 lb / jam = 27,984 ft3/ jam 3 836,53467 lb / ft

0,148 x 545,67 x 27,984 10 log 1,01325 520 x 0,8

= 5,3783 Hp ≈ 7,5 Hp

APP C- 92

= 23409,8537 lb/jam

Spesifikasi peralatan : Nama alat

= Kompresor

Fungsi

= Menaikkan tekanan aliran dari 1 bar menjadi 10 bar.

Type

= Centrifugal kompresor


= 1 buah

17. ABSORBER (D-130)

(Perancangan alat utama oleh : PETRUS PULANG. 0305010012) 18. GAS HOLDER METANA (F-133)

Fungsi

: Untuk menampung metana dari water scrubber.

Perancangan :

Bejana berbentuk silinder dengan asumsi ls = 1,5 di

Tutup atas dan bawah berbentuk hemispherical

Tangki dibuat 10 % lebih besar

Bahan Carbon steel SA 240 Grade C type 347

Faktor korosi (C) = 2/16 in

Faktor pengelasan (E) = 0,8

Allowable stress (F) = 18750 (App Brownell & Young)

Tangki dirancang dengan tekanan 2 atm = 29,4 psia.

Gas yang ditampung = 2644,8 kg/ jam

Densitas metana = 15,8146 kg/ m3 = 0,9884 lb/ cuft

• Menentukan volume gas metana

APP C- 93

= 5830,7261 lb/ jam

Volume gas metana

=

=

m

ρ 5830,7261 lb / jam 0,9884 lb / cuft

= 5899,1563 cuft/ jam x 2 = 11798,3126 cuft/ 2 jam

Menentukan diameter tangki : Asumsi : ls = 1,5 di V metana

= ¼ π di2 Ls + 0,0847 di3

11798,3126 cuft/ 2 ja

= ¼ π di2 (1,5 di) + 0,0847 di3

11798,3126 cuft/ 2 jam

= 1,1781 di3 + 0,0847 di3

11798,3126 cuft/ 2 jam

= 1,2628 di3

1,2628 di3

= 11798,3126 cuft/ 2 jam 11798,3126 = 9342,978 ft3 1,2628

di3

=

di

= 21,05 ft = 252,6 in.

ls

= 1,5 x 252,6 in = 378,9 in.

• Menentukan dimensi tangki ts

=

Pi x di +C 2 ( f x E − 0,6 Pi)

ts

=

(29,4) (252,6) 2 + 2(18750)(0,8) − (0,6)(29,4) 16

=

3,965 2 + 16 16

APP C- 94

=

5,965 6 ≈ 16 16

Standarisasi do : Dari tabel 5-7 hal 90 Brownell & Young diperoleh : do

= di - 2 ts = 240 in + 2 (6/16) = 239,25 in = 19,9375 ft

• Menentukan tinggi tangki = ¼ π di2 Ls + 0,0847 di3

V total

11798,3126 cuft/ 2 ja = ¼ π (19,9375)2 Ls + 0,0847 (19,9375)3 Ls

= 32,408 ft = 388,9 in

• Menentukan tebal tutup atas dan tutup bawah tha = thb

=

Pi x di +C 4 ( f x E − 0,6 Pi)

=

(29,4) (239,125) 2 + 4 (18750)(0,8) − (0,6)(29,4) 16

=

1,877 2 + 16 16

=

3,877 4 1 ≈ ≈ 16 16 4

Syarat : Pi < 0,655 f.E 0,655 f.E

= 0,655 x 18750 x 08 = 9975 psia

Pi

= 29,4 psia < 9975 psia (memenuhi)

APP C- 95

r

= ½ di = ½ x 239,125 in = 119,563 in

tha = thb < 0,356.r 0,356 r = 0,356 x 119,563 in = 42,564 in tha = thb

= ¼ in < 42,564 in (memenuhi)

Spesifikasi peralatan : Nama alat

: Gas holder metana

Fungsi

: Untuk menampung metana dari water scruber.

V total

= 11798,3126 cuft

ts

= 6/16

do

= 20 ft

di

= 19,9375 ft

Ls

= 32,408 ft = 388,9 in

tha = thb

= ¼ in

Jumlah

= 1 buah

19. KOMPRESOR (G-134)

Fungsi


Type

: Axial Compresor

Dasar perancangan :

Kapasitas umpan (m)

= 2670,7757 kg/jam = 5887,9921 lb/jam

Tekanan masuk (P2)

= 10 bar

APP C- 96

Tekanan keluar (P1)

= 46 bar


= 30 oC = 545 oR

Densitas (ρ) bahan

= 0,40577 lb/ft3


qo =

ρ

dan

Po

=

0,148 x To x q o P log 2 520 xη P1

dimana : Po


To


η


qo


qo =

Po =

m

ρ

=

5887,9921 lb / jam = 14510,664 ft3/ jam 0,40577 lb / ft 3

0,148 x 545,67 x 14510,664 46 log 10 520 x 0,8

= 14,3783 Hp ≈ 15 Hp Spesifikasi peralatan : Nama alat

= Kompresor

Fungsi


Type


Daya kompresor = 15 Hp Jumlah

= 1 buah

20. EKSPANDER (G-135)

Fungsi


APP C- 97

Type

: Multi stage reciprocating expander

Dasar perancangan : Tekanan keluar ekspander (P1)

= 1 bar = 0,986923 atm

Takanan masuk ekspander (P2)

= 10 bar = 9,85923 atm

ΔP = P2 – P1 = 9,85923 atm - 0,986923 atm = 8,872307 atm Ws = η .

m x ΔP ρ bahan

(Ulrich, pers. 4-19. hal 93)

Dimana : η

= efisiensi = 80%

m

= rate bahan =- 10385,9243 kg/ jam = 22896,8087 lb/ jam

ρ bahan = densitas bahan = 0,9231 lb/in ΔP

= 1595,23 lb/ft3

= perubahan tekanan = 8,872307 atm = 18775,7 lb/ft3

Maka : Ws = 0,8 .

22896,8087 lb / jam x 18775,7 lb / ft 3 1595,23 lb / ft 3

= 215594,5648 lb.ft/jam = 0,1090 Hp ≈ 0,5 Hp Spesifikasi peralatan : Nama alat

: Ekspander

Fungsi


Type


Bahan konstruksi : Commercial steel

APP C- 98

Massa laju alir

: 22896,8087 lb/ jam

Daya

: 0,5 Hp

Jumlah

: 1 buah

21. POMPA (L-136)

Fungsi

: Memindahkan slury dari ekspander ke menara regenerasi.

Type

: Pompa sentrifugal

Dasar perancangan : Rate aliran masuk = 10385,9243 kg/ jam ρ campuran

= 66,6573 lb/cuft

μ campuran

= 0,333 lb/ft.det.

= 22896,8087 lb/ jam

Perancangan : •


m

ρ

=

22896,8087 66,6573

= 343,500 ft3


= 3,500 in

= 0,2917 ft

APP C- 99

ID

= 3,068 in

A

= 0,05130 ft2

•

= 0,2557 ft


•

= 1,8519 – 0 = 1,8519 ft/dtk


=

D x V xρ

μ 0,2557 x 1,8519 x 66,6573 0,333

= 94,7876 (aliran laminer) •


Lelbow

= 32 ID = 3 x 32 x 0,2557 ft = 24,5472 ft

o Coupling sebanyak 5 buah

APP C- 100

o L/D = 2 (table 1 Peter and Timmerhaus, hal.484)

Lcoupling

= 2 ID = 5 x 2 x 0,2557 ft = 2,557 ft


Lgate valve

= 7 ID = 1 x 7 x 0,2557 ft = 1,7899 ft

o Globe valve sebanyak 1 buah o L/D = 300 (table 1 Peter and Timmerhaus, hal.485)

Lglobe valve

= 300 ID = 1 x 300 x 0,2557 ft = 76,71 ft


= 200 + 24,5472 + 2,557 + 1,7899 +76,71 = 305,6041 ft

•


: Stainless steel

Maka : ε = 4,6 . 10-5 (Geankoplis, hal 88) ε/D = 0,0001, di dapat f = 0,0003 1. pada straight pipa

APP C- 101

F1

=



⎡ A ⎤ = 0,55 ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2


=




⎡ A ⎤ = ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2

= (1-0)2 F3

=

=1




= 0,75

F4

=3x


Sehingga : ∑F

= F1 + F2 + F3 + F4

APP C- 102

= 0,0764+ 0,1145 + 0,2083 + 0,4686 = 0,8678 lbf.ft /lbm •




= 0,07877 + 150 + 0 + 0,8678 = 150,9466 lbf.ft /lbm

WHP

=

(−Ws) x Q x ρ 550

=

(150,9466 x 0,095 x 66,6573 550


=


WHP 1,74 = = 2,99 Hp ≈ 3 Hp η pompa 0,58


=

BHP 3 = = 4,0 Hp η motor 0,80


: Pompa

Fungsi

: Untuk memindahkan slury dari ekspander ke menara regenerasi.

Type

: Centrifuge pump

APP C- 103

Bahan

: Stainless steel

Dimensi pompa : OD

= 3,500 in

= 0,2917 ft

ID

= 3,068 in

= 0,2557 ft

A

= 0,05130 ft2


= 1 buah

22. MENARA REGENERASI (F-137)

Fungsi

: Sebagai tempat pemisah antara air dengan gas impurities.

Type


Perancangan : • Menghitung volume tangki : Bahan masuk

: 10385,9243 kg/ jam = 22896,8087 lb/ jam

ρ campuran

= 21,53 lb/cuft

Volume liquid :

22896,8087 = 1063,484 ft3 21,53

Ditetapkan volume ruang kosong = 20% volume liquida Volume tangki

=

1063,484 = 1329,355 ft3 0,8

Ls = 1,5 x diameter tangki Volume tangki

⎛π ⎞ = ⎜⎜ x Di 2 x Ls ⎟⎟ + (2 x 0,000049 Di 3 ) ⎝4 ⎠

1329,355 ft3

⎛π ⎞ = ⎜⎜ x Di 2 x 1,5 Di ⎟⎟ + (2 x 0,000049 Di 3 ) ⎝4 ⎠

APP C- 104

1329,355 ft3

= 1,1775 Di3 + 0,000098 Di3 1329,355 = 1128,87 ft3 1,178

Di3

=

Di

= 10,42 ft

= 125,04 in

• Menentukan tebal shell : Material

: - High Alloy Steel SA -240 grade B - Fallowed

= 17500 psi

- Las DWBJ, E = 0,8 dan C = 0,0265 in Poperasi

= 1 bar = 0,9869233 atm = 14,5 psi

t shell

=

P x Di +C 2 f . E − 0,6 . P

=

14,5 x 125,04 + 0,0625 2(17500 x 0,8) − (0,6 x 14,5)

= 0,046 + 0,0625 = 0,1273 = 3/16 in Standarisasi : OD

= ID + 2ts = 125,04 + 2 (3/16) = 125,04 + 0,375

= 125,415 in

Standarisasi pada tabel 5.7, hal 91, Brownell & Young adalah : OD

= 126 in

r

= 120

icr

= 7 5 /8

Maka :

APP C- 105

ID

= OD – 2 (ts) = 126 – 2 (3/16) = 126 – 0,375 = 125,625 in = 10,47 ft

Cek hubungan Ls dengan di : Volume tangki

⎛π ⎞ = ⎜⎜ x Di 2 x Ls ⎟⎟ + (2 x 0,000049 Di 3 ) ⎝4 ⎠

1329,355 ft3

⎛π ⎞ = ⎜⎜ x (10,47) 2 x 1,5 (10,42) ⎟⎟ + (2 x 0,000049(10,47) 3 ) ⎝4 ⎠

1329,355 ft3

= 86,0524 Ls + 0,1125

86,0524 Ls

= 1329,355 - 0,1125 Ls

=

1329,2425 = 15,45 86,0524

Ls 15,45 = =1,4 <1,5 (memenuhi) di 10,47 • Menentukan tebal tutup atas dan bawah berbentuk standard dished : tha = thb

=

0,885 . Pi .r +C F . E − 0,1 Pi

=

0,885 x 14,5 x120 1 + (17500 x 0,8) − (0,1 x 14,5) 16

=

1,7601 1 + 16 16

=

2,7601 3 ≈ in. 16 16

• Menentukan tinggi tangki : Tinggi shell = Ls = 15,45 ft

APP C- 106

ha = hb = 0,169 x di = 0,169 x 125,625 = 21,23 in = 1,77 ft Tinggi tangki total

= ts + ha + hb = 15,45 + 1,77 + 1,77 = 18,99 ft

= 227,88 in


: Menara regenerasi

Fungsi : Sebagai tempat pemisah antara air dengan gas impurities. Type


Dimensi vessel : do

= 126 in

di

= 10,47 ft

ts

= 3/16 in

tha

= 3/16 in

thb

= 3/16 in

= 125,625 in

tinggi tangki total = 18,99 ft = 227,88 in 23. POMPA (L-138)

Fungsi


Type

: Pompa sentrifugal

Dasar perancangan : Perhitungan : Rate aliran masuk = 2438,06 kg/ jam

APP C- 107

= 5375,434 lb/ jam

ρ campuran

= 62,43 lb/cuft

μ campuran

= 0,0006 lb/ft.det.

Perancangan : •


m

ρ

=

5375,434 lb / jam 62,43 lb / cuft

= 86,10 ft3

= 0,024 ft3/dtk Berdasarkan pers. 15, Peters etc, hal. 496 maka ukuran di optimum untuk pipa adalah sebagai berikut : di opt. = 3,9 x qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x Qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x (0,024)0,45 x (62,43)0,13 = 3,9 x 0,1867 x 1,7116 = 1,246 in Standarisasi ID = 1 1/4 in sch 40 OD

= 1,660 in

= 0,138 ft

ID

= 1,380 in

= 0,115 ft

A

= 0,01040 ft2

•


Menentukan kecepatan aliran pipa V1 = Q/A1 = 0 ft/dt (karena diameter tangki >>> diameter pipa) V2 = Q/A2 = (0,024 ft3/dtk)/(0,01040 ft2) = 2,3077 ft/dtk

APP C- 108

ΔV = V2 – V1 •

= 2,3077 – 0 = 2,3077 ft/dtk


=

D x V xρ

μ 0,115 x 2,3077 x 62,43 0,0006



Lelbow

= 32 ID = 3 x 32 x 0,115 ft = 11,04 ft


Lcoupling

= 2 ID = 5 x 2 x 0,115 ft = 1,15 ft


Lgate valve

= 7 ID = 1 x 7 x 0,115 ft

APP C- 109

= 0,805 ft o Globe valve sebanyak 1 buah o L/D = 300 (table 1 Peter and Timmerhaus, hal.485)

Lglobe valve

= 300 ID = 1 x 300 x 0,115 ft = 34,5 ft


= 200 + 11,04 + 1,15 + 0,805 + 34,5 = 247,495 ft

•


: Stainless steel


=



⎡ A ⎤ = 0,55 ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2

= (A2/A1 dianggap = 0, karena A1 tangki besar) maka : = 0,55 (1-0)2 = 0,55


APP C- 110

F2

=



⎡ A ⎤ = ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2

= (1-0)2 F3

=

=1




= 0,75

F4

=3x


Sehingga : ∑F

= F1 + F2 + F3 + F4 = 0,2136 + 0,3955 + 0,7191 + 1,6179 = 2,9461 lbf.ft /lbm

•




= 0,07877 + 150 + 0 + 2,9461 = 153,0249 lbf.ft /lbm

APP C- 111

WHP

=

(−Ws) x Q x ρ 550

=

(153,0249 x 0,024 x 62,43 550


=


WHP 0,42 = =1 Hp η pompa 0,58


=

BHP 1 = = 1,08 Hp ≈ 1,5 Hp η motor 0,80


: Pompa

Fungsi


Type

: Centrifuge pump

Bahan

: Stainless steel

Dimensi pompa : OD

= 1,660 in

= 0,138 ft

ID

= 1,380 in

= 0,115 ft

A

= 0,01040 ft2


= 1 buah

24. KOMPRESOR (G-139)

Fungsi


Type

: Centrifugal kompresor

APP C- 112

Dasar perancangan :

Kapasitas umpan (m)

= 7282,2243 kg/jam = 16054,391 lb/jam

Tekanan masuk (P2)

= 20 bar

Tekanan keluar (P1)

= 1 bar


= -30 oC = 438 oR

Densitas (ρ) bahan

= 1367,217 lb/ft3


qo =

ρ

dan

Po

=

0,148 x To x q o P log 2 520 xη P1

dimana : Po


To


η


qo


qo =

Po =

m

ρ

=

16054,391 lb / jam = 11,742 ft3/ jam 3 1367,217 lb / ft

0,148 x 438 x 11,742 20 log 1 520 x 0,8

= 2,38 Hp ≈ 2,5 Hp Spesifikasi peralatan

Nama alat

= Kompresor

Fungsi


Type


Massa laju alir

= 7282,2243 kg/jam = 16054,391 lb/jam

APP C- 113


= 1 buah

25. EKSPANDER (G-140)

Fungsi


Type


Dasar perancangan : Tekanan keluar ekspander (P1)

= 1 bar = 0,986923 atm

Takanan masuk ekspander (P2)

= 10 bar = 9,85923 atm

ΔP = P2 – P1 = 9,85923 atm - 0,986923 atm = 8,872307 atm Ws = η .

m x ΔP ρ bahan

(Ulrich, pers. 4-19. hal 93)

Dimana : η

= efisiensi = 80%

m

= rate bahan =- 10385,9243 kg/ jam = 22896,8087 lb/ jam

ρ bahan = densitas bahan = 0,9231 lb/in ΔP

= perubahan tekanan = 8,872307 atm = 18775,7 lb/ft3

Maka : Ws = 0,8 .

= 1595,23 lb/ft3

22896,8087 lb / jam x 18775,7 lb / ft 3 1595,23 lb / ft 3

= 215594,5648 lb.ft/jam = 0,1090 Hp ≈ 0,5 Hp Spesifikasi peralatan :

APP C- 114

Nama alat

: Ekspander

Fungsi


Type



: 22896,8087 lb/ jam

Daya

: 0,5 Hp

Jumlah

: 1 buah

26. AKUMULATOR (G-141)

Fungsi

: Untuk menampung kondensat dari kolom distilasi I selama 10 menit.

Type


Perancangan : • Menghitung volume tangki : Bahan masuk

: 7282,2243 kg/jam

ρ campuran

= 21,85 lb/cuft

= 16054,391 lb/jam

Volume liquid selama waktu tinggal 10 menit : =

16054,391 10 x = 122,459 ft3 21,85 60

Ditetapkan volume ruang kosong = 20% volume liquida Volume tangki

=

122,459 = 153,074 ft3 0,8

Ls = 1,5 x diameter tangki Volume tangki

⎛π ⎞ x Di 2 x Ls ⎟⎟ + (2 x 0,000049 Di 3 ) = ⎜⎜ ⎝4 ⎠

APP C- 115

153,074 ft3

⎛π ⎞ = ⎜⎜ x Di 2 x 1,5 Di ⎟⎟ + (2 x 0,000049 Di 3 ) ⎝4 ⎠

153,074 ft3

= 1,1775 Di3 + 0,000098 Di3 153,074 = 129,944 ft3 1,178

Di3

=

Di

= 5,07 ft

= 60,84 in

• Menentukan tebal shell : Material

: - High Alloy Steel SA -240 grade B - Fallowed

= 17500 psi

- Las DWBJ, E = 0,8 dan C = 0,0265 in Poperasi

= 1 atm = 14,7 psi

t shell

=

P x Di +C 2 f . E − 0,6 . P

=

14,7 x 60,84 + 0,0625 2(17500 x 0,8) − (0,6 x 14,7)

= 0,0320 + 0,0625 = 0,0945 = 2/16 in Standarisasi : OD

= ID + 2ts = 60,84 + 2 (2/16) = 60,84 + 0,25

= 61,09 in

Standarisasi pada tabel 5.7, hal 99, Brownell & Young adalah : OD

= 66 in

r

= 60

APP C- 116

icr

=4

Maka : ID

= OD – 2 (ts) = 66 – 2 (2/16) = 66 – 0,25

= 65,75 in = 5,48 ft

Cek hubungan Ls dengan di : Volume tangki

⎛π ⎞ = ⎜⎜ x Di 2 x Ls ⎟⎟ + (2 x 0,000049 Di 3 ) ⎝4 ⎠

153,074 ft3

⎛π ⎞ = ⎜⎜ x (5,48) 2 x Ls ⎟⎟ + (2 x 0,000049(5,48) 3 ) ⎝4 ⎠

153,074 ft3

= 23,5739 Ls + 0,0161

23,5739 Ls

= 153,074 - 0,0161 Ls

=

153,0579 = 6,49 23,5739

Ls 6,49 = = 1,3 < 1,5 (memenuhi) di 5,07 • Menentukan tebal tutup atas dan bawah berbentuk standard dished : tha = thb

=

0,885 . Pi .r +C F . E − 0,1 Pi

=

0,885 x 14,7 x60 1 + (17500 x 0,8) − (0,1 x 14,7) 16

=

0,0149 1 + 16 16

=

1,0149 2 ≈ in. 16 16

APP C- 117

• Menentukan tinggi tangki : Tinggi shell = Ls = 6,49 ft ha = hb = 0,169 x di = 0,169 x 61,84 = 10,451 in = 0,87 ft Tinggi tangki total

= ts + ha + hb = 7,59 + 0,87 + 0,87 = 8,23 ft

= 98,77 in


: Akumulator

Fungsi

: Untuk menampung kondensat dari water scrubber selama 10 menit.

Type


Dimensi vessel : do

= 66 in

di

= 65,75 in = 5,48 ft

ts

= 2/16 in

tha

= 2/16 in

thb

= 2/16 in

Tinggi tangki total = 8,23 ft = 98,77 in 27. SCREW PRESS (F-140)

Fungsi

: Meemeras dan memisahkan slury padat dan cair.

Feed masuk : 15438,768 kg/jam

APP C- 118

Rumus : W=

W

m

ρ =

C ' x Wc x P1 / 2 x D 1 / 2 V2

Dimana : W

= berat liquid keluar

Wc

= berat liquid yang ada pada slury padat = 3859,692 kg/jam

C’

= konstanta, tergantung liquida = 0,0007

A

=¼

V

= konematik viskositas = 0,049 lb/ft

D

= waktu pengepresan = 24 jam

ρ

= densitas larutan = 0,4536 lb/ft3

W =

15438,768 = 34036,085 0,4536

W =

0,0007 x 3859,692 x P 1 / 2 x 241 / 2 0,049 2

0,0007 x 3859,692 x P 1 / 2 x 241 / 2 34036,085 = 0,049 2

81,721 P1/2

= 13,236 P1/2 =

81,721 = 6,174 13,236

P

= 2,482 = 7,298 psi

Power

=

1050,976 x 12,28 33000

= 1050,976 lb/ft2 = 0,39 Hp = 0,5 Hp

APP C- 119


: Screw Press

Fungsi

: Untuk memisahkan slury padat dan cair.

Power

: 0,5 Hp

Waktu

: 24 jam

Tekanan

: 7,298 psi

Jumlah

: 1 buah

28. BAK PENAMPUNG SLURY CAIR (F-141)

Fungsi

: Menampung slury cair dan sekaligus sebagai bak pengendap.

Type


Bahan

: Beton

Direncanakan : Bak berbentuk segi empat tanpa tutup Kapasitas 1,5 % slury cair. ρ slury cair = 1 kg/liter tinggi bak = 3 m V slury cair = 15825,0228 kg/hari : 1 kg/ liter

= 15825,0228 L/hari.

V bak yang terisi = 2/3 dan digunakan untuk menampung slury selama 3 hari. V bak sesungguhnya

= 2/3 x 3 hari x 24 jam x V bahan baku = 3/2 x 3 x 24 x 15825,0228 L/hari = 1709102,462

Luas bak total

=

= 1709,102 m3

1709,102 m 3 V = 569,701 m2 (25,9 m x 22 m) = tinggi 3m

Spesifikasi peralatan :

APP C- 120

Nama : Bak penampung slury cair Type : Segi empat Bahan : Beton Waktu tinggal : 3 hari Ukuran : Panjang

: 25,9 m

Lebar

: 22 m

Tinggi

:3m

Jumlah

: 2 buah (1 cadangan ).

29. BAK PENAMPUNG SLURY PADAT (F-142)

Fungsi

: Menampung slury padat dan sekaligus sebagai bak aerasi terbuka O2.

Type


Bahan

: Beton

Direncanakan : Bak berbentuk segi empat tanpa tutup Kapasitas 1,5 % slury cair. ρ slury cair = 1,15 kg/liter tinggi bak = 1,5 m V slury cair = 7954,8501 kg/hari : 1,15 kg/ liter = 6917,261 L/hari. V bak yang terisi = 2/3 dan digunakan untuk menampung slury selama 4 hari. V bak sesungguhnya

= 2/3 x 4 hari x 24 jam x V bahan baku = 3/2 x 3 x 24 x 6917,261 L/hari

APP C- 121

= 996085,584 = 996,086 m3 Luas bak total

=

996,086 m 3 V = 664,057 m2 (26 m x 25,54 m) = tinggi 1,5 m

Spesifikasi peralatan : Nama : Bak penampung slury padat Type : Segi empat Bahan : Beton Waktu tinggal : 4 hari Ukuran : Panjang

: 26 m

Lebar

: 25,54 m

Tinggi

: 1,5 m

Jumlah

: 4 buah

APP C- 122

APPENDIK D PERHITUNGAN UTILITAS

Utilitas adalah salah satu bagian yang sangat penting dan diperlukan untuk menunjang jalannya proses prouksi dalam suatu industri kimia. Unit utilitas yang diperlukan pada pra rencana pabrik metana ini yaitu: •

Air yang berfungsi sebagai air proses, air pendingin, air sanitasi dan air untuk pemadam kebakaran.

•

Listrik yang berfungsi untuk menjalankan alat-alat produksi, utilitas dan untuk penerangan.

•

Bahan bakar untuk mengoperasikan boiler. Dari kebutuhan unit utilitas yang diperlukan, maka utilitas tersebut dibagi

menjadi 4 unit yaitu : 1. Unit penyediaan air 2. Unit penyediaan steam 3. Unit pembangkit tenaga listrik 4. Unit penyediaan bahan bakar 8.1. Unit penyediaan air a. Air Sanitasi - Kebutuhan Karyawan Kebutuhan karyawan = 120 L/hari per orang (Standart WHO) Jumlah karyawan yang menggunakan air sanitasi adalah 210 orang/hari Jam kerja untuk tiap karyawan 8 jam/ hari.

App. D- 1

Jadi kebutuhan air untuk 210 orang karyawan setiap hari adalah: = 210 x 120 kg/hari= 25200 L/hari = 1050 L/jam - Laboratorium, Taman dan Keperluan Lain Air untuk kebutuhan laboratorium, taman dan pemadam kebakaran diperkirakan 30 % dari kebutuhan karyawan, maka: = 30 % x 1050 kg/jam =315 kg/jam Jadi kebutuhan air untuk karyawan, laboratorium dan pemadam kebakaran adalah: = 1050 + 315 = 1365 kg/jam - untuk pemadam kebakaran dan cadangan air Air sanitasi untuk pemadam kebakaran dan air cadangan direncanakan sebesar 40 % dari kebutuhan air sanitasi : = 1,4 x 1365 kg/jam = 1911 kg/jam b. Air Pendingin Air pendingin berfungsi sebagai media pendingin pada alat perpindahan panas. Tabel D.1 Total Kebutuhan Air Pendingin No

Kode alat

1

R – 120

2

E - 131

Nama alat Fermentor Cooler Jumlah

Jumlah (kg/jam) 19043,162 6473,3022 25.516,4642

Mengingat kebutuhan air sebagai pendingin cukup besar dan untuk menghemat pemakaian air, maka air pendingin yang digunakan didinginkan

App. D- 2

kembali (disirkulasi) dalam Cooling Tower, sehingga tidak perlu dilakukan penggantian air pendingin, kecuali bila ada kebocoran atau kehilangan karena penguapan, maka disediakan penambahan air sebesar 20 % dari kebutuhan air pendingin. Kuantitas penambahan air

= 1,2 x 25516,4642 kg/jam = 30619,757 kg/jam

Make up air pendingin untuk kebutuhan pendingin direncanakan 10 % dari kebutuhan air pendingin sebesar = 1,1 x 30619,757 kg/jam = 33681,7327 kg/jam c. Air Proses Air proses yang digunakan pada peralatan-peralatan: Tabel D.2. Kebutuhan Air Proses No

Kode alat

Nama alat

Jumlah (kg/jam)

1

M – 111

Tangki pengencer CaO

5,4

2

M – 110

Tangki pencampur

16.666,7

3

D - 230

Absorber

2.438,06

Jumlah

19.110,16

Table D.3. Total Kebutuhan Air Yang Disupply No

Keterangan

Kebutuhan(kg/jam)

1

Steam

855,7169

2 3 4

Air sanitasi Air pendingin Air proses Total

1911 33681,7327 19110,16 55.558,6096

App. D- 3

Untuk memenuhi kebutuhan air, maka pada Pra Rencana Pabrik Metana (CH4) ini menggunakan air sungai. Sebelum digunakan, air sungai tersebut masih perlu diproses (water treatment) untuk memenuhi air sanitasi, air pendingin dan juga air peoses. 1. Pompa Air Sungai (L - 212) Fungsi

: untuk memompa air sungai ke bak air bersih

Type

: Centrifugal pump

Bahan

: Cast iron

Dasar perhitungan : Rate alir

= 55.558,6096 kg/jam

= 122484,5107 lb/jam

Densitas air

= 1 g/cm3

= 62,428 lb/ ft3

Viskositas air

= 0,8007 cp

= 0,8007 x 10-3 kg/m.s = 0,000538 lb/ft.dt

Perhitungan : •


m

ρ

=

122484,5107 = 1962,0124 ft3 /jam 62,428

= 0,5450 ft3/dtk Berdasarkan pers. 15, Peters etc, hal. 496 maka ukuran di optimum untuk pipa adalah sebagai berikut : di opt. = 3,9 x qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x Qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x (0,5450)0,45 x (62,428)0,13 = 3,9 x 0,761 x 1,7116

App. D- 4

= 5,080 in Standarisasi ID = 5 in sch 40 (Geankoplis, App A.5 hal 892 ) OD

= 5,563 in

= 0,4636 ft

ID

= 5,047 in

= 0,421 ft

A

= 0,1390 ft2

•

Menentukan kecepatan aliran pipa V1 = Q/A1 = 0 ft/dt (karena diameter tangki >>> diameter pipa) V2 = Q/A2 = (0,5450 ft3/dtk)/( 0,1390 ft2) = 3,9209 ft/dtk ΔV = V2 – V1

•

= 3,9209 – 0 = 3,9209 ft/dtk


=

D x V xρ

μ 0,421 ft x 3,9209 ft / dtk x 62,428 lb / ft 3 0,000538 lb / ft.dtk


Meentukan panjang pipa Direncanakan : o pipa lurus = 100 ft o Elbow 90o sebanyak 5 buah o L/D = 32 (table 1 Peter and Timmerhaus, hal.484) Lelbow

= 32 ID

App. D- 5

= 5 x 32 x 0,421 ft = 67,36 ft o Coupling sebanyak 7 buah o L/D = 2 (table 1 Peter and Timmerhaus, hal.484) Lcoupling

= 2 ID = 7 x 2 x 0,421 ft = 5,894 ft

o Gate valve sebanyak 1 buah o L/D = 7 (table 1 Peter and Timmerhaus, hal.485) Lgate valve

= 7 ID = 1 x 7 x 0,421 ft = 2,947 ft

o Globe valve sebanyak 1 buah o L/D = 300 (table 1 Peter and Timmerhaus, hal.485) Lglobe valve

= 300 ID = 1 x 300 x 0,421 ft = 126,3 ft


= 100 + 67,36 + 5,894 + 2,947 +126,3 = 302,501 ft

•


: Commercial steel

Maka : ε = 4,6 . 10-5 m

= 0,000151 ft (Geankoplis, hal 88)

App. D- 6

ε/D = 0,0001, di dapat f = 0,004 1. pada straight pipa F1

=



⎡ A ⎤ = 0,55 ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2

= (A2/A1 dianggap = 0, karena A1 sungai besar) maka : = 0,55 (1-0)2 = 0,55 F2

=




⎡ A ⎤ = ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2

= (1-0)2 F3

=

=1




= 0,75

F4

=5x


App. D- 7

Sehingga : ∑F

= F1 + F2 + F3 + F4 = 2,7444 + 0,3119 + 0,5670 + 2,1264 = 5,7497 lbf.ft /lbm

•


Berdasarkan persamaan Bernoulli,

⎡ ΔV 2 ⎤ ⎡ ΔZ .g ⎤ ⎡ ΔP ⎤ ⎢ ⎥+⎢ ⎥ + ⎢ ⎥ +∑F+Ws = 0 (Geankoplis, pers 2.10-19 hal 97) ⎣ 2.α .gc ⎦ ⎣ gc ⎦ ⎣ ρ ⎦ Direncanakan : ΔZ

= 32 ft

ΔP

=0

ΔV

= 3,9209 ft/dtk

Sehingga : -Ws

⎡ (3,9209) 2 ⎤ ⎡ 32 .9,8 ⎤ ⎡ 0 ⎤ = ⎢ ⎥+⎢ ⎥ +⎢ ⎥ + 5,7497 ⎣ 2.1.32,2 ⎦ ⎣ 32,2 ⎦ ⎣ 62,428 ⎦


=

(−Ws ) x Q x ρ 550

=

(15,728 x 0,5450 x 62,428) 550

= 0,9729 Hp ≈ 1 Hp Kapasitas

= 0,5450 ft3/dtk

Maka daya pompa BHP

=

= 244,613 gpm.


1 WHP = = 2 Hp η pompa 0,5

App. D- 8


=

BHP 2 = = 2,30 Hp ≈ 2,5 Hp η motor 0,87


: Pompa

Fungsi

: Untuk memompa air sungai ke bak air bersih

Type

: Centrifuge pump

Bahan

: Cast iron

Dimensi pompa : OD

= 5,563 in

= 0,3636 ft

ID

= 5,047 in

= 0,421 ft

A

= 0,1390 ft2


= 1 buah

2. Bak Sedimentasi (F - 213) Fungsi

: untuk mengendapkan lumpur yang terikut

Bahan konstruksi : Beton bertulang Dasar perencanaan : Rate aliran

: 55.558,6096 kg/jam = 122484,5107 lb/jam

Densitas air pada suhu 30 oC

: 995,68 kg/m3

Perhitungan : Rate Volumetrik (Q) =

m

ρ

=

55558,6096 kg / jam 995,68 kg / m 3

= 55,7997 m3/jam

App. D- 9

Waktu pengendapan Volume air

= 12 jam

= rate volumetrik x waktu pengendapan = 55,7997 m3/jam x 12 jam = 669,596 m3

Direncanakan volume air = 80% volume bak, sehingga : Volume bak

=

volume air 0,8

=

669,596 m 3 0,8

= 836,995 m3 Bak berbentuk empat persegi panjang dengan ratio : Panjang : lebar : tinggi Volume bak

=5:3:2

= (5x) x (3x) x (2x)

= 30x3

Sehingga : Volume bak

= 30x3

836,995 m3

= 30x3

x3

=

x

= 3,033 m

836,995 m 3 30

= 27,900 m3

Jadi ukuran sedimentasi : Panjang

= 5 x 3,033 m

= 15,165 m

Lebar

= 3 x 3,033 m

= 9,099 m

Tinggi

= 2 x 3,033 m

= 6,066 m

App. D-10

Dimensi bak sedimentasi : Bentuk

: persegi panjang

Panjang

: 15,165 m

Lebar

: 9,099 m

Tinggi

: 6,066 m

Bahan

: beton bertulang

Jumlah

: 1 buah

3. Pompa Sedimentasi (L-214) Fungsi

: Untuk memompa air dari bak sedimentasi ke bak skimmer.

Type

: Centrifugal pump

Bahan

: Cast iron


= 55.558,6096 kg/jam

= 122484,5107 lb/jam

Densitas air

= 1 g/cm3

= 62,428 lb/ ft3

Viskositas

= 0,8007 cp

= 0,8007 x 10-3 kg/m.s = 0,000538 lb/ft.dt

Perhitungan : •


m

ρ

=

122484,5107 62,428

=

1962,0124

ft3 = 0,5450 ft3/dtk Berdasarkan pers. 15, Peters etc, hal. 496 maka ukuran di optimum untuk pipa adalah sebagai berikut : di opt. = 3,9 x qf0,45 x ρ0,13

App. D-11

= 3,9 x Qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x (0,5450)0,45 x (62,428)0,13 = 3,9 x 0,761 x 1,7116 = 5,080 in Standarisasi ID = 5 in sch 40 (Geankoplis, App A.5 hal 892 ) OD

= 5,563 in

= 0,4636 ft

ID

= 5,047 in

= 0,421 ft

A

= 0,1390 ft2

•


•

= 3,9209 – 0 = 3,9209 ft/dtk


D x V xρ

μ

0,421 ft x 3,9209 ft / dtk x 62,428 lb / ft 3 = 0,000538 lb / ft.dtk = 191541,856 (aliran turbulen) •

Meentukan panjang pipa Direncanakan : o pipa lurus = 100 ft

App. D-12

o Elbow 90o sebanyak 5 buah o L/D = 32 (table 1 Peter and Timmerhaus, hal.484) Lelbow

= 32 ID = 5 x 32 x 0,421 ft = 67,36 ft

o Coupling sebanyak 7 buah o L/D = 2 (table 1 Peter and Timmerhaus, hal.484) Lcoupling

= 2 ID = 7 x 2 x 0,421 ft = 5,894 ft


= 7 ID = 1 x 7 x 0,421 ft = 2,947 ft


= 300 ID = 1 x 300 x 0,421 ft = 126,3 ft


= 100 + 67,36 + 5,894 + 2,947 +126,3 = 302,501 ft

App. D-13

•


: Commercial steel

Maka : ε = 4,6 . 10-5 m



=



⎡ A ⎤ = 0,55 ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2


=


Kc x v 2 0,55 x (3,9209) 2 = 0,3119 lbf.f t/lbm = 2 x gc x D 2 x 32,2 x 0,421


⎡ A ⎤ = ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2

= (1-0)2 F3

=1



4. friction 5 elbow 90o

App. D-14

Kf

= 0,75

F4

=5x


Sehingga : ∑F

= F1 + F2 + F3 + F4 = 2,7444 + 0,3119 + 0,5670 + 2,1264 = 5,7497 lbf.ft /lbm

•




= 32 ft

ΔP

=0

ΔV

= 3,9209 ft/dtk

Sehingga : -Ws

⎡ (3,9209) 2 ⎤ ⎡ 32 .9,8 ⎤ ⎡ 0 ⎤ = ⎢ ⎥+⎢ ⎥ +⎢ ⎥ + 5,7497 ⎣ 2.1.32,2 ⎦ ⎣ 32,2 ⎦ ⎣ 62,428 ⎦


=

(−Ws ) x Q x ρ 550

=

(15,728 x 0,5450 x 62,428) 550

= 0,9729 Hp ≈ 1 Hp

App. D-15

= 0,5450 ft3/dtk

Kapasitas

Maka daya pompa BHP

=

= 244,613 gpm.




=

2 BHP = = 2,30 Hp ≈ 2,5 Hp η motor 0,87


: Pompa

Fungsi

: Untuk memompa air dari bak sedimentasi ke bak skimmer.

Type

: Centrifuge pump

Bahan

: Cast iron

Dimensi pompa : OD

= 5,563 in

= 0,3636 ft

ID

= 5,047 in

= 0,421 ft

A

= 0,1390 ft2


= 1 buah

4. Bak Skimmer (F-212) Fungsi

: Untuk memisahkan kotoran yang mengapung sekaligus sebagai bak pengendapan awal.

Bahan konstruksi : beton bertulang Dasar perencanaan : Rate aliran

: 55.558,6096 kg/jam = 122484,5107 lb/jam

App. D-16


: 995,68 kg/m3


m

=

ρ

55558,6096 kg / jam 995,68 kg / m 3

= 55,7997 m3/jam Waktu pengendapan Volume air

= 12 jam



=

volume air 0,8

=

669,596 m 3 0,8


=5:3:2

= (5x) x (3x) x (2x)

= 30x3


= 30x3

836,995 m3

= 30x3

x

836,995 m 3 = 30

x

= 3,033 m

3

App. D-17

= 27,900 m3


= 5 x 3,033 m

= 15,165 m

Lebar

= 3 x 3,033 m

= 9,099 m

Tinggi

= 2 x 3,033 m

= 6,066 m

Dimensi bak skimmer : Bentuk

: persegi panjang

Panjang

: 15,165 m

Lebar

: 9,099 m

Tinggi

: 6,066 m

Bahan

: beton bertulang

Jumlah

: 1 buah

5. Pompa Skimmer (L-216) Fungsi

: Untuk memompa air dari bak skimmer ke bak clarifier.

Type

: Centrifugal pump

Bahan

: Cast iron


= 55.558,6096 kg/jam

= 122484,5107 lb/jam

Densitas air

= 1 g/cm3

= 62,428 lb/ ft3

Viskositas

= 0,8007 cp

= 0,8007 x 10-3 kg/m.s = 0,000538 lb/ft.dt

Perhitungan : •


m

ρ

ft3

App. D-18

=

122484,5107 62,428

=

1962,0124


= 5,563 in

= 0,4636 ft

ID

= 5,047 in

= 0,421 ft

A

= 0,1390 ft2

•


•

= 3,9209 – 0 = 3,9209 ft/dtk


=

D x V xρ


App. D-19



= 32 ID = 5 x 32 x 0,421 ft = 67,36 ft


= 2 ID = 7 x 2 x 0,421 ft = 5,894 ft


= 7 ID = 1 x 7 x 0,421 ft = 2,947 ft


= 300 ID = 1 x 300 x 0,421 ft

App. D-20

= 126,3 ft Panjang total sistem pemipaan : L pipa

= 100 + 67,36 + 5,894 + 2,947 +126,3 = 302,501 ft

•


: Commercial steel

Maka : ε = 4,6 . 10-5 m



=



⎡ A ⎤ = 0,55 ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2



Kc x v 2 0,55 x (3,9209) 2 = = = 0,3119 lbf.f t/lbm 2 x gc x D 2 x 32,2 x 0,421


⎡ A ⎤ = ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2

App. D-21

= (1-0)2 F3

=

=1




= 0,75

F4

=5x


Sehingga : ∑F

= F1 + F2 + F3 + F4 = 2,7444 + 0,3119 + 0,5670 + 2,1264 = 5,7497 lbf.ft /lbm

•




= 32 ft

ΔP

=0

ΔV

= 3,9209 ft/dtk

Sehingga : -Ws

⎡ (3,9209) 2 ⎤ ⎡ 32 .9,8 ⎤ ⎡ 0 ⎤ = ⎢ ⎥+⎢ ⎥ +⎢ ⎥ + 5,7497 ⎣ 2.1.32,2 ⎦ ⎣ 32,2 ⎦ ⎣ 62,428 ⎦

= 15,728 lbf.ft /lbm

App. D-22

WHP

=

(−Ws ) x Q x ρ 550

=

(15,728 x 0,5450 x 62,428) 550

= 0,9729 Hp ≈ 1 Hp = 0,5450 ft3/dtk

Kapasitas

Maka daya pompa BHP

=

= 244,613 gpm.




=

2 BHP = = 2,30 Hp ≈ 2,5 Hp η motor 0,87


: Pompa skimmer

Fungsi

: Untuk memompa air dari bak skimmer ke bak clarifier.

Type

: Centrifuge pump

Bahan

: Cast iron

Dimensi pompa : OD

= 5,563 in

= 0,4636 ft

ID

= 5,047 in

= 0,421 ft

A

= 0,1390 ft2


= 1 buah

App. D-23

6. Bak Clarifier (H-210) Fungsi

: Untuk tempat terjadinya koagulasi dan flokulasi dengan penambahan koagulan alum (Al2(SO4)3 . 18 H2O)

Bahan konstruksi : High Alloy Steel SA 240 Grade M Type 316 Perencanaan: Laju alir

= 55.558,6096 kg/jam

ρ air pada 30 OC

= 995,68 kg/m3

Waktu tinggal

= 4 jam

Jumlah

= 1 buah

Rate alir Volumetrik = Volume air

= 122484,5107 lb/jam

55558,6096 kg / jam = 55,7997 m3/jam 3 995,9095 kg / m

= Rate Volumetrik x Waktu pengendapan = 55,7997 m3/jam x 4 jam = 223,1988 m3

Volume bak

= 80 % Volume air =

223,1988 = 278,999 m3 0,8

Alum yang dipakai sebanyak 30 % dari volume total air, dengan konsentrasi 80 ppm (0,08 kg/m3) Jadi, kebutuhan koagulan =278,999 m3 x 30 % x 0,08 kg/m3 = 6,6960 kg/jam Dalam sehari alum yang dibutuhkan adalah = 6,6960 x 24 = 160,7031 kg/jam

App. D-24

Volume tangki =

1 π x di2 x Ls ; Dimana Ls 4

160,7031 kg/jam

= ¼ π x di2 x 1,5 di

160,7031 kg/jam

= ¼ π x 1,5 di3 160,7031 1,1775

di3

=

di

= 5,1487 m

Ls

= 1,5 di

= 136,4782

= 1,5 x 5,1487 m = 7,7231 m

Dimensi bak clrafier : Bentuk

: Silinder tertutup

Tinggi

: 7,7231 m

Diameter

: 5,1487 m

Menentukan dimensi pengaduk Perencanaan : Jenis pengaduk

: Axial turbin 4 blades sudut 45o

Da/Dt = 1/3 , dimana Da = 1,1212 m = 3,6785 ft Letak dari dasar

= E/Da = 1 E = 3,6785 ft

Perencanaan pengaduk Digunakan pengaduk jenis axial turbine with 6 blades at 45o angle (Brown hal.507) Bahan konstruksi


Dt (diameter silinder/tangki)

= 5,1487 m = 16,8922 ft = 202,706 in.

App. D-25

Data-data jenis pengaduk : Dt/Di

= 5,2

Zi

= 0,75 – 1,3

ZI

= 2,7 – 3,9

W/Di

= 0,1 (Brown, hal 577)

Dimana : Dt

= diameter dalam dari silinder

Di

= diameter impeller

Zi


L

= panjang impeller

W


J

= tebal blades


= 5,2

= 202,706 / 5,2

= 38,9819 in = 3,2485 ft = 0,9901 m


= 0,75 – 1,3

(diambil 0,9)

Zi

= 0,9 Di = 0,9 x 38,9819 = 35,0837 in = 2,9236 ft = 0,8911 m

• Menentukan panjang impeller L 1 = Dt 4

L=

1 38,9819 = 9,7455 in = 0,8121 ft Dt = 4 4

• Menentukan lebar impeller

App. D-26

W = 0,1 Di

W

= 38,9819 x 0,1 = 3,8982 in = 0,3248 ft

• Menentukan tebal blades J/Dt

= 1/12

(Mc.Cabe, hal.253)

J

= Dt/12 = 38,9819/12 = 3,2485 in.

= 0,2707 ft

• Menentukan daya pengaduk NRe

=

P

=

n x Di 2 xρ

μ Φ x ρ x n 3 x Di 5 gc

Dimana : n

= putaran pengaduk

= 120 rpm

Di


P

= daya motor (HP)

ρ

= 62,160568 lb/ft3

gc


μ

= 0,9 cp

= (0,9) x (6,7197. 10-4) = 6,05.10-4 lb/ft.s

Sehingga : (2) x (3,2485 ft ) x 62,160568 lb / ft 3 6,05.10 − 4 lb / ft.s 2

NRe

=

= 2 rps

= 2168479,583 (aliran turbulen)

App. D-27

Dari Mc.Cabe II hal.47, diketahui aliran liquid dalam turbulen (NRe > 2100). Dari G.G. Brown fig 4.77 hal. 507, diperoleh Φ = 0,7 0,7 x 62,160568 lb / ft 3 x (2 ) x (3,2485 ft ) 5 32,2 lb / ft.dt 2 .lbf 3

P

=

= 3910,763 lb.ft/dt = 7,110 HP Kehilangan-kehilangan daya : •

Gain loses (kebocoran daya pada proses dan bearing) diperkirakan 10% dari daya masuk.

•

Transmission

system

loses

(kebocoran

belt

atau

gear)

diperkirakan 15% dari daya masuk. Sehingga daya yang dibutuhkan

= (01 + 0,15)P + P = (0,25) x (7,110 Hp) + 7,110 HP = 8,8876 Hp ≈ 10 Hp

Dimensi pengaduk : Dt

= 202,706 in

Di

= 38,9819 in

Zi

= 35,0837 in

L

= 9,7455 in

W

= 3,8982 in

J

= 3,2485 in

Daya

= 10 Hp

App. D-28

7. Sand Filter (H-217) Fungsi

: Menghilangkan warna, rasa dan bau air sungai

Type

: Tangki mendatar

Perencanaan : Waktu tinggal

: 0,5 jam

Rate aliran

: 55.558,6096 kg/jam = 122484,5107 lb/jam

Densitas air 30oC : 995,68 kg/m3 Perhitungan : Rate alir Volumetrik =

55558,6096 kg / jam = 55,7997 m3/jam 3 995,9095 kg / m

= 55,7997 m3/jam x 0,5 jam

Volume air

= 27,8999 m3 Direncanakan volume air mengisi 80 % Volume air, sehingga : Volume air dalam silinder

= 80 % x 27,8999 m3= 22,3199 m3

Volume tangki = Volume padatan x Volume air Volume ruang kosong

= 20% volume tangki, sehingga :

Volume ruang kosong

= 0,2 x (22,3199 m3) = 4,4640 m3

Porositas =

Vruang kosong Vruang kosong + Vpada tan gki

Asumsi porositas bad = 0,4 maka 0,4

=

4,4640 m 3 4,4640 m 3 + Volume pada tan

0,4 (4,4640 m3+ volume padatan) = 4,4640 m3

App. D-29

1,7856 m3 + 0,4 volume padatan = 4,4640 m3 = 6,6960 m3

Volume padatan Volume total tangki

= Volume padatan + Volume air = 6,6960 m3 + 27,8999 m3 = 34,5958 m3

Menentukan dimensi tangki Bahan mengisi 80 % Volume tangki, maka: Volume tangki

=

volume total tan gki 0,8

=

34,5958 m 3 0,8

V

= ¼ π x di2 x Ls

Ls

= 1,5 di

= 43,2448 m3

43,2448 m3

= ¼ π x di2 x 1,5 di

43,2448 m3

= 1,178571 di3

di3

= 36,6925 m3

di

= 3,3230 m = 130,8265 in

Ls

= 1,5 x 3,3230 m = 4,9845 m

Menentukan tinggi tutup h

= 0,196 di = 0,196 x 3,3230 m = 0,6513 m

Jadi panjang total tangki = Ls + h = 4,9845 m + 0,6513 m

App. D-30

= 5,6358 m Spesifikasi Tangki Sand Filter: Type

: Silinder mendatar

Tinggi

= 5,6358 m

Diameter = 3,3230 m = 130,8265 in Tutup

= Standard dished

Jumlah = 1 buah 8. Bak Air Bersih (F-218) Fungsi

: Menampung air yang berasal dari sand filter

Bahan konstruksi : Beton bertulang Perencanaan : Rate air

: 55.558,6096 kg/jam = 122484,5107 lb/jam

Densitas air 30oC : 995,68 kg/m3 Waktu tinggal

: 24 jam

Perhitungan : Rate alir Volumetrik = Volume air

55558,6096 kg / jam = 55,7997 m3/jam 3 995,9095 kg / m

= 55,7997 m3/jam x 24 jam = 1339,193 m3

Bak air bersih terbagi menjadi 3 bak, sehingga : Volume air 1 bak =

1339,193 m 3 3

= 446,3976 m3


=

446,3976 0,8

App. D-31

= 557,997 m3 Bak berbentuk empat persegi panjang dengan rasio : Panjang : lebar : tinggi Volume bak

=5:3:2 = (5x) x (3x) x (2x)

= 30x3


= 30x3

557,997 m3

= 30x3

x3

=

x

= 2,6497 m

557,997 m 3 30

= 18,5999 m3


= 5 x 2,6497 m

= 13,2485 m

Lebar

= 3 x 2,6497 m

= 7,9491 m

Tinggi

= 2 x 2,6497 m

= 5,2994 m

Dimensi bak skimmer : Bentuk

: persegi panjang

Panjang

: 13,2485 m

Lebar

: 7,9491 m

Tinggi

: 5,2994 m

Bahan

: beton bertulang

Jumlah

: 3 buah

9. Pompa Air Bersih (L-221) Fungsi

: Memompa air dari bak air bersih ke kation exhanger (D-210 A)

Tipe

: Sentrifugal pump

App. D-32

Bahan

: Cost iron


= 55.558,6096 kg/jam

= 122484,5107 lb/jam

Densitas air

= 1 g/cm3

= 62,428 lb/ ft3

Viskositas air

= 0,8007 cp

= 0,8007 x 10-3 kg/m.s = 0,000538 lb/ft.dt

Perhitungan : •


m

ρ

=

122484,5107 62,428

=

1962,0124

ft3 = 0,5450 ft3/dtk Berdasarkan pers. 15, Peters etc, hal. 496 maka ukuran di optimum untuk pipa adalah sebagai berikut : di opt. = 3,9 x qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x Qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x (0,5450)0,45 x (62,428)0,13 = 3,9 x 0,761 x 1,7116 = 5,080 in Standarisasi ID = 5 in sch 40 (Geankoplis, App A.5 hal 892 ) OD

= 5,563 in

= 0,4636 ft

ID

= 5,047 in

= 0,421 ft

A

= 0,1390 ft2

•

Menentukan kecepatan aliran pipa V1 = Q/A1

App. D-33

= 0 ft/dt (karena diameter tangki >>> diameter pipa) V2 = Q/A2 = (0,5450 ft3/dtk)/( 0,1390 ft2) = 3,9209 ft/dtk ΔV = V2 – V1 •

= 3,9209 – 0 = 3,9209 ft/dtk


=

D x V xρ




= 32 ID = 5 x 32 x 0,421 ft = 67,36 ft


= 2 ID = 7 x 2 x 0,421 ft = 5,894 ft

App. D-34


= 7 ID = 1 x 7 x 0,421 ft = 2,947 ft


= 300 ID = 1 x 300 x 0,421 ft = 126,3 ft


= 100 + 67,36 + 5,894 + 2,947 +126,3 = 302,501 ft

•


: Commercial steel

Maka : ε = 4,6 . 10-5 m



4 x f x v 2 x ΔL 4 x 0,004 x (3,9209) 2 x 302,501 = = 2 x gc x D 2 x 32,2 x 0,421 = 2,7444 lbf.ft /lbm

2. kontraksi dan pembesaran Kc

⎡ A ⎤ = 0,55 ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2

App. D-35


=




⎡ A ⎤ = ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2

= (1-0)2 F3

=

=1




= 0,75

F4

Kf x v 2 0,75 x (3,9209) 2 = 2,1264 lbf.ft /lbm =5x =5x 2 x gc x D 2 x 32,2 x 0,421

Sehingga : ∑F

= F1 + F2 + F3 + F4 = 2,7444 + 0,3119 + 0,5670 + 2,1264 = 5,7497 lbf.ft /lbm

•



⎡ ΔV 2 ⎤ ⎡ ΔZ .g ⎤ ⎡ ΔP ⎤ ⎢ ⎥+⎢ ⎥ + ⎢ ⎥ +∑F+Ws = 0 (Geankoplis, pers 2.10-19 hal 97) ⎣ 2.α .gc ⎦ ⎣ gc ⎦ ⎣ ρ ⎦ Direncanakan :

App. D-36

ΔZ

= 32 ft

ΔP

=0

ΔV

= 3,9209 ft/dtk

Sehingga : -Ws

⎡ (3,9209) 2 ⎤ ⎡ 32 .9,8 ⎤ ⎡ 0 ⎤ = ⎢ ⎥+⎢ ⎥ +⎢ ⎥ + 5,7497 ⎣ 2.1.32,2 ⎦ ⎣ 32,2 ⎦ ⎣ 62,428 ⎦


=

(−Ws ) x Q x ρ 550

=

(15,728 x 0,5450 x 62,428) 550

= 0,9729 Hp ≈ 1 Hp = 0,5450 ft3/dtk

Kapasitas

Maka daya pompa BHP

=

= 244,613 gpm.


WHP 1 = = 2 Hp η pompa 0,5


=

BHP 2 = = 2,30 Hp ≈ 2,5 Hp η motor 0,87


: Pompa air bersih

Fungsi

: Memompa air dari bak air bersih ke kation exhanger (D-210 A)

Type

: Centrifuge pump

Bahan

: Cast iron

App. D-37

Dimensi pompa : OD

= 5,563 in

= 0,4636 ft

ID

= 5,047 in

= 0,421 ft

A

= 0,1390 ft2


= 1 buah

10. Kation Exchanger (D-220A) Fungsi

: Menghilangkan ion-ion positif yang menyebabkan kesadahan air.

Bahan kontruksi : Carbon Steel SA-240 Grade M Type 316 Resin yang digunakan adalah hidrogen exchanger (H2Z), dimana tiap m3 H2Z dapat menghilangkan 6500-9000 gram hardness. Direncanakan H2Z yang dipakai sebanyak 7500 g/m3. Perencanaan : Rate alir

= 53.647,6096 kg/jam

= 118271,5201 lb/jam

Densitas air

= 1 g/cm3

= 62,428 lb/ ft3

Viskositas air

= 0,8007 cp

= 0,8007 x 10-3 kg/m.s = 0,000538 lb/ft.dt

Perhitungan : •


m

ρ

=

118271,5201 = 1894,5268 ft3 /jam 62,428

= 0,526 ft3/dtk = 236,21 gpm Direncanakan: Bejana berbentuk silinder

App. D-38

Kecepatan air = 20 gpm/ft2 Tinggi bad

•

= 10 m

Luas penampang tangki

=

RateVolumetrik Kecepa tan Air

=

236,21 gpm 20 gpm / ft 2

= 11,811 ft2 = 1,10 m2 •

Volume bad

= Luas x Tinggi = 1,10 m2 x 10 m = 10,970 m3

•

•

Diameter bad : A

= π/4 x d2

1,10 m2

= π/4 x d2

d2

= 1,3975 m2

d

= 1,1822 m

Direncanakan: H/D

= 10 H

= 10 x 1,1822 m = 13,9479 m

•

Volume tangki

=HxA = 13,9479 m x 1,10 m2 = 15,3723 m3

App. D-39

Asumsi: Tiap galon air mengandung 10 gram hardness, maka: Kandungan kation

= 236,21 gpm x 60 mnt/jam x 10 gram = 141728,6821 gram/jam

Dalam 10,970 m3 H2Z dapat menghilangkan hardness sebanyak: = 10,970 m3 x 8000 gram/m3 = 87762,0745 gram x (2,2046/1000 lb/gram) x 7000 gram/lb =1354361,887 gram Umur resin

=

1354361,887 gram 141728,6821 gram / jam

= 9,556 jam Setelah 9,556 jam, resin harus segera diregenerasi dengan menambahkan asam sulfat atau asam klorida. Spesifikasi kation exchanger : Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA-240 Grade M Type 316

Diameter

: 1,1822 m

Tinggi

: 13,9479 m

Volume tangki

: 15,3723 m3

11. Anion Exchanger (D-220B) Fungsi

: untuk menghilangkan ion-ion negatif yang dapat menyebabkan kesadahan air.

Bahan

: Carbon steel SA-240 Gradew M Type 316

Anion Exchanger direncanakan berkapasitas 5000 g anoion /m3 resin Perencanaan : Rate alir

= 53.647,6096 kg/jam

App. D-40

= 118271,5201 lb/jam

Densitas air

= 1 g/cm3

= 62,428 lb/ ft3

Viskositas air

= 0,8007 cp

= 0,8007 x 10-3 kg/m.s = 0,000538 lb/ft.dt

Perhitungan : •


m

=

ρ

118271,5201 = 1894,5268 ft3 /jam 62,428

= 0,526 ft3/dtk = 236,21 gpm Dierncanakan: Bejana berbentuk silinder Kecepatan air = 20 gpm/ft2 Tinggi bad

•

= 10 m

Luas penampang tangki

=

RateVolumetrik Kecepa tan Air

=

236,21 gpm 20 gpm / ft 2

= 11,811 ft2 = 1,10 m2 •

Volume bad

= Luas x Tinggi = 1,10 m2 x 10 m = 10,970 m3

•

Diameter bad : A

= π/4 x d2

1,10 m2

= π/4 x d2

d2

= 1,3975 m2

App. D-41

d

•

= 1,1822 m

Direncanakan: H/D

= 10 H

= 10 x 1,1822 m = 13,9479 m

•

Volume tangki

=HxA = 13,9479 m x 1,10 m2 = 15,3723 m3

Asumsi: Tiap galon air mengandung 20 gram hardness, maka: Kandungan anion

= 236,21 gpm x 60 mnt/jam x 20 gram = 283457,3642 gram/jam

Dalam 10,970 m3 H2Z dapat menghilangkan hardness sebanyak: = 10,970 m3 x 5000 gram/m3 = 54851,2699 gram x (2,2046/1000 lb/gram) x 7000 gram/lb = 846476,1791 gram Umur resin

=

846476,1791 gram 283457,3642 gram / jam

= 2,896 jam Setelah 2,896 jam, resin harus segera diregenerasi dengan menambahkan asam sulfat atau asam klorida. Spesifikasi anion exchanger : Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA-240 Grade M Type 316

Diameter

: 1,1822 m

App. D-42

Tinggi

: 13,9479 m

Volume tangki

: 15,3723 m3

12. Bak Air Lunak (F-222) Fungsi

: untuk menampung air bersih untuk umpan boiler dan air proses.


: 53.647,6096 kg/jam = 118271,5201 lb/jam


: 995,68 kg/m3


m

ρ

=

53.647,6096 kg / jam 995,68 kg / m 3


= 12 jam



=

volume air 0,8

=

646,5645 m 3 0,8

= 808,2056 m3 Bak berbentuk empat persegi panjang dengan ratio :

App. D-43

Panjang : lebar : tinggi Volume bak

=5:3:2

= (5x) x (3x) x (2x)

= 30x3


= 30x3

836,995 m3

= 30x3

x

808,2056 m 3 = 30

x

= 2,9978 m

3

= 26,9402 m3


= 5 x 2,9978 m

= 14,989 m

Lebar

= 3 x 2,9978 m

= 8,9934 m

Tinggi

= 2 x 2,9978 m

= 5,9956 m

Dimensi bak air lunak: Bentuk

: persegi panjang

Panjang

: 14,989 m

Lebar

: 8,9934 m

Tinggi

: 5,9956 m

Bahan

: beton bertulang

Jumlah

: 1 buah

13. Pompa air boiler (L-223) Fungsi

: untuk memompa air dari bak air bersih ke bak steam kondesat.

Type

: Centrifugal pump

Bahan

: Cast iron

Dasar perhitungan :

App. D-44

Rate alir

= 855,7169 kg/jam

= 1886,5135 lb/jam

Densitas air

= 1 g/cm3

= 62,428 lb/ ft3

Viskositas air

= 0,8007 cp

= 0,8007 x 10-3 kg/m.s = 0,000538 lb/ft.dt

Perhitungan : •


m

ρ

=

1886,5135 = 30,2190 ft3 /jam 62,428

= 0,0084 ft3/dtk Berdasarkan pers. 15, Peters etc, hal. 496 maka ukuran di optimum untuk pipa adalah sebagai berikut : di opt. = 3,9 x qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x Qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x (0,0084)0,45 x (62,428)0,13 = 3,9 x 0,1164 x 1,7116 = 0,777 in Standarisasi ID = ½ in sch 40 OD

= 0,840 in

= 0,07 ft

ID

= 0,622 in

= 0,052 ft

A

= 0,00211 ft2

•


Menentukan kecepatan aliran pipa V1 = Q/A1 = 0 ft/dt (karena diameter tangki >>> diameter pipa) V2 = Q/A2 = (0,0084 ft3/dtk)/( 0,00211 ft2)

App. D-45

= 3,9783 ft/dtk ΔV = V2 – V1 •

= 3,9783 ft/dtk – 0 = 3,9783 ft/dtk


=

D x V xρ




= 32 ID = 5 x 32 x 0,052 ft = 8,32 ft


= 2 ID = 7 x 2 x 0,052 ft = 0,728 ft


= 7 ID

App. D-46

= 1 x 7 x 0,052 ft = 0,364 ft o Globe valve sebanyak 1 buah o L/D = 300 (table 1 Peter and Timmerhaus, hal.485) Lglobe valve

= 300 ID = 1 x 300 x 0,052 ft = 15,6 ft


= 100 + 8,32 + 0,728 + 0,364 +15,6 = 125,012 ft

•

Menghitung friction loss Digunakan bahan pipa yang terbuat dari Commercial steel. Maka : ε = 4,6 . 10-5 m



=



⎡ A ⎤ = 0,55 ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2

= (A2/A1 dianggap = 0, karena A1 sungai besar) maka : = 0,55 (1-0)2

App. D-47

= 0,55 F2

=




⎡ A ⎤ = ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2

= (1-0)2 F3

=1




= 0,75

F4

=5x


Sehingga : ∑F

= F1 + F2 + F3 + F4 = 9,4531 + 2,5993 + 4,7261+ 17,7228 = 34,5013 lbf.ft /lbm

•



⎡ ΔV 2 ⎤ ⎡ ΔZ .g ⎤ ⎡ ΔP ⎤ ⎢ ⎥+⎢ ⎥ + ⎢ ρ ⎥ +∑F+Ws = 0 (Geankoplis, pers 2.10-19 hal 97) 2 . α . gc gc ⎣ ⎦ ⎣ ⎦ ⎣ ⎦ Direncanakan : ΔZ

= 32 ft

ΔP

=0

ΔV

= 3,9783 ft/dtk

App. D-48

Sehingga : -Ws

⎡ (3,9783) 2 ⎤ ⎡ 32 .9,8 ⎤ ⎡ 0 ⎤ = ⎢ ⎥+⎢ ⎥ +⎢ ⎥ + 34,5013 ⎣ 2.1.32,2 ⎦ ⎣ 32,2 ⎦ ⎣ 62,428 ⎦ = 44,4862 lbf.ft /lbm

WHP

=

(−Ws ) x Q x ρ 550

=

(44,4862 x 0,0084 x 62,428) 550

= 0,04 Hp ≈ 0,5 Hp = 0,0084 ft3/dtk = 3,7722 gpm.

Kapasitas

Maka daya pompa BHP

=


WHP 0,5 = = 1 Hp η pompa 0,5


=

BHP 1 = = 1,15 Hp ≈ 1,5 Hp η motor 0,87


: Pompa

Fungsi

: Untuk memompa air sungai ke bak air bersih

Type

: Centrifuge pump

Bahan

: Cast iron

Dimensi pompa : OD

= 0,840 in

= 0,07 ft

ID

= 0,622 in

= 0,052 ft

A

= 0,00211 ft2

App. D-49


= 1 buah

14. Bak Steam Kondensat (F-231) Fungsi

: untuk menampung air bersih untuk umpan boiler.


: 855,7169 kg/jam


= 1886,5135 lb/jam

: 995,68 kg/m3


m

ρ

=

855,7169 kg / jam 995,68 kg / m 3


= 12 jam



=

volume air 0,8

=

10,3132 m 3 0,8

= 12,8914 m3 Bak berbentuk empat persegi panjang dengan ratio :

App. D-50

Panjang : lebar : tinggi Volume bak

=5:3:2

= (5x) x (3x) x (2x)

= 30x3


= 30x3

12,8914 m3

= 30x3

x

12,8914 m 3 = = 0,4297 m3 30

x

= 0,7546 m

3

Jadi ukuran bak steam kondensat : Panjang

= 5 x 0,7546 m

= 3,773 m

Lebar

= 3 x 0,7546 m

= 2,2638 m

Tinggi

= 2 x 0,7546 m

= 1,5092 m

Dimensi bak Kondensat: Bentuk

: persegi panjang

Panjang

: 3,773 m

Lebar

: 2,2638 m

Tinggi

: 1,5092 m

Bahan

: beton bertulang

Jumlah

: 1 buah

15. Pompa Deaerator (L-232) Fungsi

: untuk memompa air dari bak steam kondensat ke deaerator.

Type

: Centrifugal pump

Bahan

: Cast iron

Dasar perhitungan :

App. D-51

Rate alir

= 855,7169 kg/jam

= 1886,5135 lb/jam

Densitas air

= 1 g/cm3

= 62,428 lb/ ft3

Viskositas air

= 0,8007 cp

= 0,8007 x 10-3 kg/m.s = 0,000538 lb/ft.dt

Perhitungan : •


m

ρ

=

1886,5135 = 30,2190 ft3 /jam 62,428

= 0,0084 ft3/dtk Berdasarkan pers. 15, Peters etc, hal. 496 maka ukuran di optimum untuk pipa adalah sebagai berikut : di opt. = 3,9 x qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x Qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x (0,0084)0,45 x (62,428)0,13 = 3,9 x 0,1164 x 1,7116 = 0,777 in Standarisasi ID = ½ in sch 40 OD

= 0,840 in

= 0,07 ft

ID

= 0,622 in

= 0,052 ft

A

= 0,00211 ft2

•


Menentukan kecepatan aliran pipa V1 = Q/A1 = 0 ft/dt (karena diameter tangki >>> diameter pipa) V2 = Q/A2 = (0,0084 ft3/dtk)/( 0,00211 ft2)

App. D-52

= 3,9783 ft/dtk ΔV = V2 – V1 •

= 3,9783 ft/dtk – 0 = 3,9783 ft/dtk


=

D x V xρ




= 32 ID = 5 x 32 x 0,052 ft = 8,32 ft


= 2 ID = 7 x 2 x 0,052 ft = 0,728 ft


= 7 ID

App. D-53

= 1 x 7 x 0,052 ft = 0,364 ft o Globe valve sebanyak 1 buah o L/D = 300 (table 1 Peter and Timmerhaus, hal.485) Lglobe valve

= 300 ID = 1 x 300 x 0,052 ft = 15,6 ft


= 100 + 8,32 + 0,728 + 0,364 +15,6 = 125,012 ft

•

Menghitung friction loss Digunakan bahan pipa yang terbuat dari Commercial steel. Maka : ε = 4,6 . 10-5 m



=



⎡ A ⎤ = 0,55 ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2

= (A2/A1 dianggap = 0, karena A1 sungai besar) maka : = 0,55 (1-0)2

App. D-54

= 0,55 F2

=




⎡ A ⎤ = ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2

= (1-0)2 F3

=1




= 0,75

F4

=5x


Sehingga : ∑F

= F1 + F2 + F3 + F4 = 9,4531 + 2,5993 + 4,7261+ 17,7228 = 34,5013 lbf.ft /lbm

•



⎡ ΔV 2 ⎤ ⎡ ΔZ .g ⎤ ⎡ ΔP ⎤ ⎢ ⎥+⎢ ⎥ + ⎢ ρ ⎥ +∑F+Ws = 0 (Geankoplis, pers 2.10-19 hal 97) 2 . α . gc gc ⎣ ⎦ ⎣ ⎦ ⎣ ⎦ Direncanakan : ΔZ

= 32 ft

ΔP

=0

ΔV

= 3,9783 ft/dtk

App. D-55

Sehingga : -Ws

⎡ (3,9783) 2 ⎤ ⎡ 32 .9,8 ⎤ ⎡ 0 ⎤ = ⎢ ⎥+⎢ ⎥ +⎢ ⎥ + 34,5013 ⎣ 2.1.32,2 ⎦ ⎣ 32,2 ⎦ ⎣ 62,428 ⎦ = 44,4862 lbf.ft /lbm

WHP

=

(−Ws ) x Q x ρ 550

=

(44,4862 x 0,0084 x 62,428) 550

= 0,04 Hp ≈ 0,5 Hp = 0,0084 ft3/dtk = 3,7722 gpm.

Kapasitas

Maka daya pompa BHP

=


WHP 0,5 = = 1 Hp η pompa 0,5


=

BHP 1 = = 1,15 Hp ≈ 1,5 Hp η motor 0,87


: Pompa

Fungsi

: untuk memompa air dari bak steam kondensat ke deaerator.

Type

: Centrifuge pump

Bahan

: Cast iron

Dimensi pompa : OD

= 0,840 in

= 0,07 ft

ID

= 0,622 in

= 0,052 ft

A

= 0,00211 ft2

App. D-56


= 1 buah

16. Deaerator (D-233) Fungsi

: Menghilangkan gas impurities dalam air umpan boiler dengan injeksi

steam.

Type

: Bejana horisontal

Bahan

: Carbon Steel SA 240 Grade M Type 316

Dasar perencanaan : Rate aliran

: 855,7169 kg/jam


= 1886,5135 lb/jam

: 995,68 kg/m3


m

=

ρ

855,7169 kg / jam 995,68 kg / m 3

= 0,8594 m3/jam Volume air

= Rate Volumetrik x Waktu tinggal = 0,8594 m3/jam x 1 jam = 0,8594 m3

Direncanakan air mengisi 80% Volume tangki Maka: Volume tangki

=

0,8594 m 3 0,8

= 1,0743 m3 Direncanakan bak berbentuk silinder dengan panjang Ls = 1,5 Di

App. D-57

Volume tangki

= ¼ x π x d2 x Ls

1,0743 m3

=1/4 x π x Di2 x 1,5 Di

1,0743 m3

=1,178571 Di3

Ls

Di3

= 0,9115 m3

Di

= 0,9696 m

= 1,5 Di = 1,5 x 0,9696 m = 1,4544 m

Spesifikasi Deaerator: Bentuk

: Bejana horizontal

Diameter

: 0,9696 m

Tinggi

: 1,4544 m

Bahan

: Carbon Steel SA 240 Grade M Type 316

Jumlah

: 1 buah

17. Bak Boiler Feed Water (F-234) Fungsi

: untuk menampung air dari deaerator.


: 855,7169 kg/jam


= 1886,5135 lb/jam

: 995,68 kg/m3


m

ρ

=

855,7169 kg / jam 995,68 kg / m 3

= 0,8594 m3/jam

App. D-58

Waktu pengendapan Volume air

= 12 jam



=

volume air 0,8

=

10,3132 m 3 0,8


=5:3:2

= (5x) x (3x) x (2x)

= 30x3


= 30x3

12,8914 m3

= 30x3

x3

=

x

= 0,7546 m

12,8914 m 3 = 0,4297 m3 30

Jadi ukuran bak boiler feed water : Panjang

= 5 x 0,7546 m

= 3,773 m

Lebar

= 3 x 0,7546 m

= 2,2638 m

Tinggi

= 2 x 0,7546 m

= 1,5092 m

Dimensi bak boiler feed water:

App. D-59

Bentuk

: persegi panjang

Panjang

: 3,773 m

Lebar

: 2,2638 m

Tinggi

: 1,5092 m

Bahan

: beton bertulang

Jumlah

: 1 buah

18. Pompa Boiler (L-235) Fungsi

: untuk memompa air dari bak boiler feed water ke boiler.

Type

: Centrifugal pump

Bahan

: Cast iron

Perencanaan : Rate alir

= 855,7169 kg/jam

= 1886,5135 lb/jam

Densitas air

= 1 g/cm3

= 62,428 lb/ ft3

Viskositas air

= 0,8007 cp

= 0,8007 x 10-3 kg/m.s = 0,000538 lb/ft.dt

Perhitungan : •


m

ρ

=

1886,5135 = 30,2190 ft3 /jam 62,428

= 0,0084 ft3/dtk Berdasarkan pers. 15, Peters etc, hal. 496 maka ukuran di optimum untuk pipa adalah sebagai berikut : di opt. = 3,9 x qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x Qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x (0,0084)0,45 x (62,428)0,13

App. D-60

= 3,9 x 0,1164 x 1,7116 = 0,777 in Standarisasi ID = ½ in sch 40 OD

= 0,840 in

= 0,07 ft

ID

= 0,622 in

= 0,052 ft

A

= 0,00211 ft2

•



•

= 3,9783 ft/dtk – 0 = 3,9783 ft/dtk


=

D x V xρ




App. D-61

Lelbow

= 32 ID = 3 x 32 x 0,052 ft = 4,992 ft


= 7 ID = 2 x 7 x 0,052 ft = 0,728 ft


= 300 ID = 1 x 300 x 0,052 ft = 15,6 ft


= 50 + 4,992 + 0,728 +15,6 = 71,32 ft

•

Menghitung friction loss Digunakan bahan pipa yang terbuat Cast iron. Maka : ε = 2,6 . 1 0-5 m = 0,000151 ft (Geankoplis, hal 88)

ε/D =

(2,6.10 −5 )m x 3,2808 ft / m = 0,00164, di dapat f = 0,067 0,052 ft

1. pada straight pipa

App. D-62

F1

=



⎡ A ⎤ = 0,55 ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2


=




⎡ A ⎤ = ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2

= (1-0)2 F3

=

=1




= 0,75

F4

= 3 x

Kf x v 2 0,75 x (3,9783) 2 = 3x = 17,7228 lbf.ft 2 x gc x D 2 x 32,2 x 0,052

/lbm Sehingga :

App. D-63

∑F

= F1 + F2 + F3 + F4 = 9,0333 + 2,5993 + 4,7261 + 17,7228 = 34,0815 lbf.ft /lbm

•




= 35 ft

ΔP

=0

ΔV

= 3,9783 ft/dtk

α

=2

Sehingga : -Ws

⎡ (3,9783) 2 ⎤ ⎡ 35 .9,8 ⎤ ⎡ 0 ⎤ = ⎢ ⎥+⎢ ⎥+⎢ ⎥ + 34,0815 ⎣ 2.2.32,2 ⎦ ⎣ 32,2 ⎦ ⎣ 62,428 ⎦ = 44,8566 lbf.ft /lbm

WHP

=

(−Ws ) x Q x ρ 550

=

(44,8566) x 0,0084 x 62,428) 550

= 0,04277 Hp ≈ 0,5 Hp Kapasitas

= 0,0084 ft3/dtk

Maka daya pompa BHP

=

= 3,7722 gpm.


WHP 0,5 = = 0,909 Hp ≈ 1 Hp η pompa 0,55

η motor = 78 % (Peter & Timmerhauss fig 14-37 hal 520)

App. D-64

Daya motor

=

BHP 1 = = 1,282 Hp ≈ 1,5 Hp η motor 0,78


: Pompa

Fungsi

: untuk memompa air dari bak boiler feed water ke boiler.

Type

: Centrifuge pump

Bahan

: Cast iron

Dimensi pompa : OD

= 0,840 in

= 0,07 ft

ID

= 0,622 in

= 0,052 ft

A

= 0,00211 ft2


= 1 buah

19. Pompa Klorinasi (L-241) Fungsi

: untuk memompa air dari bak air bersih ke bak klorinasi.

Type

: Centrifugal pump

Bahan konstruksi : Cast iron Perencanaan : Rate alir

= 1911 kg/jam

= 4212,9906 lb/jam

Densitas air

= 995,68 kg/m3

= 62,160568 lb/ft3

Viskositas air

= 0,9 cp

= 0,000605 lb/ft.dt.

Perhitungan : •

Menentukan rate volumetrik (Q)

App. D-65

Rate Volumetrik (Q) =

m

ρ

=

4212,9906 lb / jam = 67,7759 jam/ft3 3 62,160568 lb / ft

= 0,0188 ft3/dt. Berdasarkan pers. 15, Peters etc, hal. 496 maka ukuran di optimum untuk pipa adalah sebagai berikut : di opt. = 3,9 x qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x Qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x (0,0188)45 x (62,160568)0,13 = 3,9 x 0,1672 x 1,7106 = 1,115 in Standarisasi ID = 1 in sch 40 (Geankoplis, App A.5 hal 892 ) OD

= 1,315 in

= 0,110 ft

ID

= 1,049 in

= 0,087 ft

A

= 0,00600 ft2

•


•

= 3,1378 ft/dtk – 0 = 3,1378 ft/dtk


D x V xρ

μ

App. D-66

=

0,087 ft x 3,1378 ft / dtk x 62,160568 lb / ft 3 0,000605 lb / ft.dtk



= 32 ID = 3 x 32 x 0,087 ft = 8,352 ft


= 7 ID = 2 x 7 x 0,087 ft = 1,218 ft


= 300 ID = 1 x 300 x 0,087 ft = 26,1 ft


= 50 + 8,352 + 1,218 +26,1

App. D-67

= 85,67 ft •


ε/D =


1. pada straight pipa F1

=



⎡ A ⎤ = 0,55 ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2





⎡ A ⎤ = ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

= (1-0)2

2

=1

App. D-68


F3

=



= 0,75

F4

=3x

Kf x v 2 0,75 x (3,1378) 2 =3x =3,9539 lbf.ft /lbm 2 x gc x D 2 x 32,2 x 0,087

Sehingga : ∑F

= F1 + F2 + F3 + F4 = 5,0584 + 0,9665 + 1,7573 + 3,9539 = 11,7361 lbf.ft /lbm

•




= 35 ft

ΔP

=0

ΔV

= 3,1378 ft/dtk

α

= 1,05

Sehingga : -Ws

⎡ (3,1378) 2 ⎤ ⎡ 35 .9,8 ⎤ ⎡ 0 ⎤ = ⎢ ⎥+⎢ ⎥+⎢ ⎥ + 11,7361 ⎣ 2.1,05.32,2 ⎦ ⎣ 32,2 ⎦ ⎣ 62,428 ⎦ = 22,5339 lbf.ft /lbm

WHP

=

(−Ws ) x Q x ρ 550

App. D-69

=

(22,5339) x 0,0188 x 62,160568) 550

= 0,04788 Hp = 0,0188 ft3/dtk

Kapasitas

Maka daya pompa BHP

=

= 8,4425 gpm.


WHP 0,04788 = = 0,19152 Hp η pompa 0,25


=

BHP 0,19152 = = 0,24553 Hp ≈ 0,5 Hp η motor 0,78


: Pompa

Fungsi

: untuk memompa air dari bak air bersih ke bak klorinasi.

Type

: Centrifuge pump

Bahan

: Cast iron

Dimensi pompa : OD

= 1,315 in

= 0,110 ft

ID

= 1,049 in

= 0,087 ft

A

= 0,00600 ft2


= 1 buah

20. Bak Klorinasi (F-240) Fungsi

: untuk menampung air bersih yang digunakan sebagai air sanitasi.

App. D-70

Bahan konstruksi : Beton bertulang. Perencanaan : Rate alir

= 1911 kg/jam

= 4212,9906 lb/jam

Densitas air

= 995,68 kg/m3


m

=

ρ

1911 kg / jam 995,68 kg / m 3

= 1,9193 m3/jam Waktu tinggal Volume air

= 12 jam = rate volumetrik x waktu tinggal = 1,9193 m3/jam x 12 jam = 23,0315 m3


=

volume air 0,8

23,0315 m 3 = 0,8 = 28,7894 m3 Bak berbentuk empat persegi panjang dengan ratio : Panjang : lebar : tinggi Volume bak

=5:3:2

= (5x) x (3x) x (2x)


= 30x3

28,7894 m3

= 30x3

App. D-71

= 30x3

28,7894 m 3 30

x3

=

x

= 0,9864 m

= 0,9596 m3

Jadi ukuran bak klorinasi : Panjang

= 5 x 0,9864 m

= 4,932 m

Lebar

= 3 x 0,9864 m

= 2,9592 m

Tinggi

= 2 x 0,9864 m

= 1,9728 m

Dimensi bak Klorinasi : Bentuk

: persegi panjang

Panjang

: 4,932 m

Lebar

: 2,9592 m

Tinggi

: 1,9728 m

Bahan

: beton bertulang

Jumlah

: 1 buah

21. Pompa air sanitasi (L-242) Fungsi

: untuk memompa air dari bak klorinasi ke bak air sanitasi.

Type

: Centrifugal pump


= 1911 kg/jam

= 4212,9906 lb/jam

Densitas air

= 995,68 kg/m3

= 62,160568 lb/ft3

Viskositas air

= 0,9 cp

= 0,000605 lb/ft.dt.

Perhitungan : •


App. D-72


m

ρ

=

4212,9906 lb / jam = 67,7759 jam/ft3 3 62,160568 lb / ft

= 0,0188 ft3/dt. Berdasarkan pers. 15, Peters etc, hal. 496 maka ukuran di optimum untuk pipa adalah sebagai berikut : di opt. = 3,9 x qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x Qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x (0,0188)45 x (62,160568)0,13 = 3,9 x 0,1672 x 1,7106 = 1,115 in Standarisasi ID = 1 in sch 40 (Geankoplis, App A.5 hal 892 ) OD

= 1,315 in

= 0,110 ft

ID

= 1,049 in

= 0,087 ft

A

= 0,00600 ft2

•


•

= 3,1378 ft/dtk – 0 = 3,1378 ft/dtk


D x V xρ

μ

App. D-73

=




= 32 ID = 3 x 32 x 0,087 ft = 8,352 ft


= 7 ID = 2 x 7 x 0,087 ft = 1,218 ft


= 300 ID = 1 x 300 x 0,087 ft = 26,1 ft


= 50 + 8,352 + 1,218 +26,1

App. D-74

= 85,67 ft •


ε/D =



=



⎡ A ⎤ = 0,55 ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2





⎡ A ⎤ = ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

= (1-0)2

2

=1

App. D-75


F3

=



= 0,75

F4

=3x


Sehingga : ∑F

= F1 + F2 + F3 + F4 = 5,0584 + 0,9665 + 1,7573 + 3,9539 = 11,7361 lbf.ft /lbm

•




= 35 ft

ΔP

=0

ΔV

= 3,1378 ft/dtk

α

= 1,05

Sehingga : -Ws

⎡ (3,1378) 2 ⎤ ⎡ 35 .9,8 ⎤ ⎡ 0 ⎤ = ⎢ ⎥+⎢ ⎥+⎢ ⎥ + 11,7361 ⎣ 2.1,05.32,2 ⎦ ⎣ 32,2 ⎦ ⎣ 62,428 ⎦ = 22,5339 lbf.ft /lbm

WHP

=

(−Ws ) x Q x ρ 550

App. D-76

=

(22,5339) x 0,0188 x 62,160568) 550

= 0,04788 Hp = 0,0188 ft3/dtk

Kapasitas

Maka daya pompa BHP

=

= 8,4425 gpm.


WHP 0,04788 = = 0,19152 Hp η pompa 0,25


=

BHP 0,19152 = = 0,24553 Hp ≈ 0,5 Hp η motor 0,78


: Pompa

Fungsi

: untuk memompa air dari bak klorinasi ke bak air sanitasi.

Type

: Centrifuge pump

Bahan

: Cast iron

Dimensi pompa : OD

= 1,315 in

= 0,110 ft

ID

= 1,049 in

= 0,087 ft

A

= 0,00600 ft2


= 1 buah

22. Bak Air Sanitasi (F-243) Fungsi

: sebagai tempat menampung air sanitasi.

Bahan konstruksi : Beton bertulang.

App. D-77

Perencanaan : Rate Volumetrik (Q) =

m

=

ρ

1911 kg / jam 995,68 kg / m 3

= 1,9193 m3/jam Waktu tinggal Volume air

= 12 jam = rate volumetrik x waktu tinggal = 1,9193 m3/jam x 12 jam = 23,0315 m3


=

volume air 0,8

=

23,0315 m 3 0,8


=5:3:2

= (5x) x (3x) x (2x)

= 30x3


= 30x3

28,7894 m3

= 30x3

x

28,7894 m 3 = 30

x

= 0,9864 m

3

Jadi ukuran bak klorinasi :

App. D-78

= 0,9596 m3

Panjang

= 5 x 0,9864 m

= 4,932 m

Lebar

= 3 x 0,9864 m

= 2,9592 m

Tinggi

= 2 x 0,9864 m

= 1,9728 m

Dimensi bak Klorinasi : Bentuk

: persegi panjang

Panjang

: 4,932 m

Lebar

: 2,9592 m

Tinggi

: 1,9728 m

Bahan

: beton bertulang

Jumlah

: 1 buah

23. Pompa Air Pendingin (L-224) Fungsi

: Untuk memompa air bersih ke bak air pendingin.

Type

: Centrifugal pump


= 33681,7327 kg/jam = 74254,7479 lb/jam

Densitas air

= 995,68 kg/m3

= 62,430266 lb/ft3

Viskositas air

= 0,9 cp

= 0,000605 lb/ft.dt.

Perhitungan : •


m

ρ

=

74254,7479 lb / jam = 1189,4030 jam/ft3 3 62,430266 lb / ft

= 0,3304 ft3/dt.

App. D-79

Berdasarkan pers. 15, Peters etc, hal. 496 maka ukuran di optimum untuk pipa adalah sebagai berikut : di opt. = 3,9 x qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x Qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x (0,3304)45 x (62,430266)0,13 = 3,9 x 0,6075 x 1,7116 = 4,055 in Standarisasi ID = 3 ½ in sch 80 OD

= 4,000 in

= 0,333 ft

ID

= 3,548 in

= 0,296 ft

A

= 0,06870 ft2

•


Menentukan kecepatan aliran pipa V1 = Q/A1 = 0 ft/dt (karena diameter tangki >>> diameter pipa) V2 = Q/A2 = (0,3304 ft3/dt)/( 0,06870 ft2) = 4,8092 ft/dtk ΔV = V2 – V1

•

= 4,8092 ft/dtk – 0 = 4,8092 ft/dtk


=

D x V xρ


= 146894,1025 (aliran turbulen)

App. D-80

•


= 32 ID = 3 x 32 x 0,296 ft = 28,416 ft


= 7 ID = 2 x 7 x 0,296 ft = 4,144 ft


= 300 ID = 1 x 300 x 0,296 ft = 88,8 ft


= 100 + 28,416 + 4,144 + 88,8 = 221,36 ft

•

Menghitung friction loss Digunakan bahan pipa yang terbuat Cast iron.

App. D-81

Maka : ε = 2,6 . 1 0-5 m = 0,000151 ft (Geankoplis, hal 88)

ε/D =



=



⎡ A ⎤ = 0,55 ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2





⎡ A ⎤ = ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2

= (1-0)2 F3

=

=1


Kc x v 2 1 x (4,8092) 2 = 1,2133 lbf.ft /lbm = 2 x gc x D 2 x 32,2 x 0,296

4. friction 3 elbow 90o

App. D-82

Kf

= 0,75

F4

=3x


Sehingga : ∑F

= F1 + F2 + F3 + F4 = 5,3715 + 0,6673 + 1,2133 + 2,7299 = 9,9820 lbf.ft /lbm

•




= 35 ft

ΔP

=0

ΔV

= 4,8092 ft/dtk

α

= 1,05

Sehingga : -Ws

⎡ (4,8092) 2 ⎤ ⎡ 35 .9,8 ⎤ ⎡ 0 ⎤ = ⎢ +⎢ ⎥+⎢ ⎥ ⎥ + 9,9820 ⎣ 2.1,05.32,2 ⎦ ⎣ 32,2 ⎦ ⎣ 62,430266 ⎦ = 20,9763 lbf.ft /lbm

WHP

=

(−Ws ) x Q x ρ 550

=

(20,9763) x 0,3304 x 62,430266) 550

= 0,78668 Hp

App. D-83

= 0,3304 ft3/dtk

Kapasitas

Maka daya pompa BHP

=

= 148,302 gpm.


WHP 0,78668 = = 1,048912 Hp η pompa 0,75


=

BHP 1,048912 = = 1,345 Hp ≈ 1,5 Hp η motor 0,78


: Pompa

Fungsi

: Untuk memompa air bersih ke bak air pendingin.

Type

: Centrifuge pump

Bahan

: Cast iron

Dimensi pompa : OD

= 4,000 in

= 0,333 ft

ID

= 3,548 in

= 0,296 ft

A

= 0,06870 ft2


= 1 buah

24. Bak Air Pendingin (F-225) Fungsi

: Sebagai tempat menampung air pendingin.

Bahan konstruksi : Beton bertulang Perencanaan : Rate alir

= 33681,7327 kg/jam = 74254,7479 lb/jam

Densitas air

= 995,68 kg/m3

App. D-84

Perhitungan : •


m

=

ρ

33681,7327 kg / jam 995,68 kg / m 3

= 33,8279 m3/jam Waktu tinggal

= 12 jam

Volume air

= rate volumetrik x waktu tinggal = 33,8279 m3/jam x 12 jam = 405,9344 m3


=

volume air 0,8

=

405,9344 m 3 0,8


=5:3:2

= (5x) x (3x) x (2x)

= 30x3


= 30x3

507,4180 m3

= 30x3

x3

=

x

= 2,5669 m

507,4180 m 3 30

App. D-85

= 16,9139 m3

Jadi ukuran bak klorinasi : Panjang

= 5 x 2,5669 m

= 12,8345 m

Lebar

= 3 x 2,5669 m

= 7,7007 m

Tinggi

= 2 x 2,5669 m

= 5,1338 m

Dimensi bak air pendingin : Bentuk

: persegi panjang

Panjang

: 12,8345 m

Lebar

: 7,7007 m

Tinggi

: 5,1338 m

Bahan

: beton bertulang

Jumlah

: 1 buah

25. Cooling Tower (P-227) Fungsi

: Untuk mendinginkan air.


= 33681,7327 kg/jam = 74254,7479 lb/jam

Densitas air

= 995,68 kg/m3

Perhitungan : •


m

ρ

=

33681,7327 kg / jam 995,68 kg / m 3

= 33,8279 m3/jam = 8936,3163 galon/jam = 148,9386 galon/menit.

App. D-86

Suhu wet bulb udara = 25o C

= 77o F

Suhu air masuk menara

= 60o C

Suhu air pendingin

= 30o C

= 140o F

= 86o F

Digunakan counter flow encluced draft tower, dari Perry gbr 12.14 hal. 12-17, maka konsentrasi air = 2,5 gpm/ft2, sehingga : Luas yang dibutuhkan (A)

=

148,9386 galon / menit 2,5 gpm / ft 2

= 59,5754 ft2 Menghitung volume : Luas

= (π/4). d2

59,5754 ft2

= 0,785 d2

d2

= 75,8923 ft2

d

= 8,7116 ft

Menghitung volume : Direncanakan tinggi tower (L) = 3 x d L

= 3 x 8,7116 ft = 26,1348 ft

Dari Perry’s edisi 7, gbr.12.15 hal. 12-17, didapatkan standar power performance adalah 100%, maka : Hp fan/ luas tower area (ft2) = 0,041 Hp/ft2 Hp fan

= 0,041 Hp/ft2 x luas tower (ft2) = 0,041 Hp/ft2 x 59,5754 ft2 = 2,4426 Hp = 2,5 Hp

Spesifikasi cooling tower :

App. D-87

Diameter

: 8,7116 ft

Tinggi

: 26,1348 ft

Daya

: 2,5 Hp

Jumlah

: 1 buah

26. Pompa Peralatan (L-226) Fungsi

: untuk memompa air dari bak air pendingin ke peralatan proses.

Type

: Centrifugal pump

Bahan

: Cast iron


= 33681,7327 kg/jam = 74254,7479 lb/jam

Densitas air

= 995,68 kg/m3

= 62,430266 lb/ft3

Viskositas air

= 0,9 cp

= 0,000605 lb/ft.dt.

Perhitungan : •


m

ρ

=

74254,7479 lb / jam = 1189,4030 jam/ft3 3 62,430266 lb / ft

= 0,3304 ft3/dt. Berdasarkan pers. 15, Peters etc, hal. 496 maka ukuran di optimum untuk pipa adalah sebagai berikut : di opt. = 3,9 x qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x Qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x (0,3304)45 x (62,430266)0,13

App. D-88

= 3,9 x 0,6075 x 1,7116 = 4,055 in Standarisasi ID = 3 ½ in sch 80 OD

= 4,000 in

= 0,333 ft

ID

= 3,548 in

= 0,296 ft

A

= 0,06870 ft2

•



•

= 4,8092 ft/dtk – 0 = 4,8092 ft/dtk


=

D x V xρ




App. D-89

Lelbow

= 32 ID = 3 x 32 x 0,296 ft = 28,416 ft


= 7 ID = 2 x 7 x 0,296 ft = 4,144 ft


= 300 ID = 1 x 300 x 0,296 ft = 88,8 ft


= 100 + 28,416 + 4,144 + 88,8 = 221,36 ft

•


ε/D =


1. pada straight pipa

App. D-90

F1

=



⎡ A ⎤ = 0,55 ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2


=




⎡ A ⎤ = ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2

= (1-0)2 F3

=

=1




= 0,75

F4

=3x


Sehingga : ∑F

= F1 + F2 + F3 + F4

App. D-91

= 5,3715 + 0,6673 + 1,2133 + 2,7299 = 9,9820 lbf.ft /lbm •




= 35 ft

ΔP

=0

ΔV

= 4,8092 ft/dtk

α

= 1,05

Sehingga : -Ws

⎡ (4,8092) 2 ⎤ ⎡ 35 .9,8 ⎤ ⎡ 0 ⎤ = ⎢ +⎢ ⎥+⎢ ⎥ ⎥ + 9,9820 ⎣ 2.1,05.32,2 ⎦ ⎣ 32,2 ⎦ ⎣ 62,430266 ⎦ = 20,9763 lbf.ft /lbm

WHP

=

(−Ws ) x Q x ρ 550

=

(20,9763) x 0,3304 x 62,430266) 550

= 0,78668 Hp Kapasitas

= 0,3304 ft3/dtk

Maka daya pompa BHP

=

= 148,302 gpm.


WHP 0,78668 = = 1,048912 Hp η pompa 0,75

η motor = 78 % (Peter & Timmerhauss fig 14-37 hal 520)

App. D-92

Daya motor

=

BHP 1,048912 = = 1,345 Hp ≈ 1,5 Hp η motor 0,78


: Pompa

Fungsi

: untuk memompa air dari bak air pendingin ke peralatan proses.

Type

: Centrifuge pump

Bahan

: Cast iron

Dimensi pompa : OD

= 4,000 in

= 0,333 ft

ID

= 3,548 in

= 0,296 ft

A

= 0,06870 ft2


= 1 buah

27. Pompa air proses ke peralatan (L-228) Fungsi

: untuk memompa air dari bak air lunak ke peralatan proses.

Type

: centirifugal pump

Bahan konstruksi : cast iron Perencanaan : Rate alir

= 19110,16 kg/jam

= 42130,259 lb/jam

Densitas air

= 995,68 kg/m3

= 62,430266 lb/ft3

Viskositas air

= 0,9 cp

= 0,000605 lb/ft.dt.

Perhitungan : •


App. D-93


m

ρ

=

42130,259 lb / jam = 674,8176 jam/ft3 3 62,430266 lb / ft

= 0,1874 ft3/dt. Berdasarkan pers. 15, Peters etc, hal. 496 maka ukuran di optimum untuk pipa adalah sebagai berikut : di opt. = 3,9 x qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x Qf0,45 x ρ0,13 = 3,9 x (0,1874)0,45 x (62,430266)0,13 = 3,9 x 0,4707 x 1,7116 = 3,142 in Standarisasi ID = 3 in sch 40 OD

= 3,500 in

= 0,292 ft

ID

= 3,068 in

= 0,256 ft

A

= 0,05130 ft2

•



•

= 3,6530 ft/dtk – 0 = 3,6530 ft/dtk


D x V xρ

μ

App. D-94

=




= 32 ID = 3 x 32 x 0,256 ft = 24,576 ft


= 7 ID = 2 x 7 x 0,256 ft = 3,584 ft


= 300 ID = 1 x 300 x 0,256 ft = 76,8 ft


= 100 + 24,576 + 3,584 + 76,8

App. D-95

= 204,96 ft •


ε/D =



=



⎡ A ⎤ = 0,55 ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

2





⎡ A ⎤ = ⎢1 − 1 ⎥ ⎣ A2 ⎦

= (1-0)2

2

=1

App. D-96


F3

=



= 0,75

F4

=3x


Sehingga : ∑F

= F1 + F2 + F3 + F4 = 3,5835 + 0,4452 + 0,8094 + 1,8212 = 6,6593 lbf.ft /lbm

•




= 32 ft

ΔP

=0

ΔV

= 3,6530 ft/dtk

α

=1

Sehingga : -Ws

⎡ (3,6530) 2 ⎤ ⎡ 32 .9,8 ⎤ ⎡ 0 ⎤ = ⎢ +⎢ ⎥+⎢ ⎥ ⎥ + 6,6593 ⎣ 2.1.32,2 ⎦ ⎣ 32,2 ⎦ ⎣ 62,430266 ⎦ = 16,5056 lbf.ft /lbm

WHP

=

(−Ws ) x Q x ρ 550

App. D-97

=

(16,5056) x 0,1874 x 62,430266) 550

= 0,35110 Hp = 0,1874 ft3/dtk

Kapasitas

Maka daya pompa BHP

=

= 80,116 gpm.


WHP 0,35110 = = 0,46814 Hp η pompa 0,75


=

BHP 0,46814 = = 0,60017 Hp ≈ 1,0 Hp η motor 0,78


: Pompa

Fungsi

: untuk memompa air dari bak air lunak ke peralatan proses.

Type

: Centrifuge pump

Bahan

: Cast iron

Dimensi pompa : OD

= 3,500 in

= 0,292 ft

ID

= 3,068 in

= 0,256 ft

A

= 0,05130 ft2


= 1 buah

8.2 Unit penyediaan steam Pada Pra Rencana Pabrik Metana ini kebutuhan air pengisi boiler atau air umpan boiler berdasarkan pada kebutuhan steam.

App. D-98

Adapun kebutuhan steam tersebut adalah : - Kebutuhan steam pada tangki pemanas

= 855,7169 kg/jam

Direncanakan banyak steam yang di supply adalah 20 % excess, Maka kebutuhan steam adalah = 1,2 x 855,7169 kg/jam = 1026,8603 kg/jam Make up air untuk kebutuhan pemanas direncanakan 10 %, Maka kebutuhan steam

= 10 % x 1026,8603 kg/jam = 1129,5463 kg/jam

Massa steam (ms)

= 855,7169 kg/jam

= 1886,5135 lb/jam

Power Boiler: Direncanakan steam yang digunakan adalah saturated steam dengan kondisi :

Suhu (T)

= 120o C

= 248o F

Tekanan (P)

= 1 atm

= 14,7 psia

Air umpan boiler masuk pada suhu 86o F

Persamaan 172 Saver W.H “Team Air And Power”, Hal 140 Hp =

ms x ( Hg − Hf ) ( F fg x 34,5)

Dimana: ms

= Rate steam yang dihasilkan = 855,7169 kg/jam

= 1886,5135 lb/jam

Hg

= Enthalpi steam pada 248o F

Hf

= Enthalpi air masuk Boiler 86o F

Hfg

= Enthalpi air pada suhu 86o F

34,5

= angka penyesuaian pada penguapan lb air/jam pada

App. D-99

86o F menjadi uap kering. Dari Geankoplis, App. A2-9 hal.859 didapat : Hg pada 248o F

= 14,7 psia

= 1163,1 Btu/lb

Hf pada 86o F

= 14,7 psia

= 53,08 Btu/lb

Hfg pada 86o F

= 14,7 psia

= 970,3 Btu/lb

Sehingga : Hp

=

ms x ( Hg − Hf ) ( F fg x 34,5)

=

1886,5135 lb / jam (1163,1 − 53,08) Btu / lb (970,3 Btu / lb)(34,5)

= 62,556 Btu/jam

= 2023,2169 Hp

Kapasitas Boiler: Q =

ms x ( Hg − Hf ) (Persamaan 171 Savern W.H, Hal 140) 1000

Q =

1886,5135 lb / jam (1163,1 − 53,08) = 2094,068 Btu/jam 1000

Dari Persamaan 173 (Savern WIH, Hal 141) Vaktor Evaporasi =

( Hg − Hf ) (1163,1 − 53,08) = = 1,144 970,3 H fig

Jadi air yang dibutuhkan

= 1,144 x 1886,5135 lb/jam = 2158,1652 lb/jam = 978,9372 Kg/jam

Sebagai bahan bakar digunakan fuel oil 33 o API, Heating Value, HV = 132000 btu/gallon = 35472,647 Btu/lb (Perry’s ed.7, Hal 9-62)

App. D-100

Diperkirakan effisiensi boiler 85 %, maka. Jumlah bahan bakar yang dibutuhkan =

ms x ( Hg − Hf ) eff x HV

=

1886,5135 lb / jam (1163,1 − 53,08) Btu / lb (0,85)(35472,647 Btu / lb)

= 69,4510 lb/jam = 31,5027 kg/jam Maka jumlah perpindahan panas boiler dan jumlah tube: Heating value surface

= 10 ft2/Hp boiler

Bila direncanakan panjang tube

= 20 ft

Pipa yang digunakan

= 6 in nominal pipa (IPS)

Luas permukaan linier feed

= 1,734 ft2/ft (Tabel Kern, Hal 844)

Area yang diperlukan untuk transfer panas : A

= HV surface x Hp boiler = 10 ft2/Hp boiler x 2023,2169 Hp = 20232,169 ft2

Maka jumlah tube (Nt): Nt =

Nt =

A atxL

20232,169 ft 2 = 583,3959 = 584 buah (1,734 ft 2 / ft )(20 ft )

Spesifikasi alat: Nama Alat

: Boiler

Type

: Fire tube boiler

App. D-101

Fungsi

: Menghasilkan steam

Rate steam

: 1886,5135 lb/jam

Heating surface

: 20232,169 ft2

Jumlah tube

: 584 buah

Ukuran tube

: 6 in ips = 20 ft,

Bahan bakar

: Fuel oil 33o API

Rate diesel oil

: 31,5027 kg/jam

Jumlah

: 1 buah.

8.3. Unit Penyediaan Listrik Kebutuhan tenaga listrik pada Pra Rencana Pabrik Metana ini direncanakan dan disediakan oleh PLN dan generator set. Tenaga listrik yang digunakan untuk menggerakkan motor, penerangan, instrumentasi dan lainnya. Perincian kebutuhan listrik terbagi menjadi : a. Peralatan proses produksi b. Penerangan pabrik c. Listrik untuk penerangan a. Peralatan Proses Produksi Pemakaian listrik pada proses produksi dapat dilihat dalam Tabel 8.1 Tabel 8.1. Pemakaian listrik pada peralatan proses produksi No 1 2 3 4 5 6

Kode Alat J - 117 L - 114 L - 116 R - 121 M - 111 L - 122

Nama Alat

Jumlah

Daya (Hp)

Bucket elevator Pompa Pompa Tangki Pemanas Tangki Pengencer Pompa

1 1 1 1 1 1

2,5 0,5 12,5 20 1,0 2,0

App. D-102

7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18

F - 123 Tangki Buffer L - 124 Pompa R - 120 Fermentor L - 125 Pompa G - 132 Kompresor I R - 110 Absorber G - 134 Kompresor II G - 135 Ekspander L - 136 Pompa L - 138 Pompa G - 139 Kompresor III H - 140 Rotary Filter Jumlah

1 1 24 24 1 1 1 1 1 1 1 1

20 2,0 432 12,5 7,5 10 15 0,5 4,0 1,5 2,5 0,5 834

b. Daerah Pengolahan Air Pemakaian listrik daerah pengolahan pabrik Metana dapat dilihat dalam tabel 8.2 Tabel 8.2. Pemakaian listrik pada daerah pengolahan air No 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15

Kode Alat L-212 L-214 L-216 L-221 L-223 L-224 L-226 H-210 L-228 L-232 L-235 L-239 L-241 L-242 P-227

Nama Alat Pompa air sungai Pompa air sedimentasi Pompa skimer Pompa air bersih Pompa air boiler Pompa air pendingin Pompa air pendingin ke peralatan Bak Clarifier Pompa air proses ke peralatan Pompa deaerator Pompa ke boiler Pompa fuel Pompa klorinasi Pompa air sanitasi Cooling tower Jumlah

Data total penggerak pada unit proses dan pengolahan air adalah: = (834 + 35)Hp

= 869 Hp

App. D-103

Daya (Hp) 2,5 2,5 2,5 2,5 1,5 1,5 1,5 10 1,0 1,5 1,5 3 0,5 0,5 2,5 35

= 869 Hp x 0,75 KW/Hp = 655,913 KW

= 655913 watt

c. Listrik Untuk Penerangan Berdasarkan Peraturan Menteri Kesehatan no 7 tahun 1964 tentang syaratsyarat kesehatan dan kebersihan serta penerangan dalam tempat kerja, dimana untuk area kerja yang dituntut tingkat ketelitian tinggi dalam waktu yang lama, syarat intensif penerangan tiap m2 area kerja 500-1000 Lux atau sama dengan 500-1000 Lumen/m2. Pemakaian listrik untuk penerangan dapat diperoleh dengan mengetahui luas bangunan dan area lahan yang dipergunakan dengan menggunakan rumus : L

=

A. F U .D

Dimana : L

= lumen outlet

A

= luas daerah

F

= foot candle

U

= koefisien utilitas

D

= efisiensi penerangan rata-rata

= 0,8 = 0,75

Adapun luas pabrik yang memerlukan penerangan dapat dilihat dalam tabel 8.3 Tabel 8.3. Pemakaian listrik untuk penerangan No 1 2 3 4

Bangunan Pos penjagaan Taman Parkir tamu Parkir karyawan

Luas m2 50 600 150 300

App. D-104

ft2 164,04 1968,48 492,12 984,24

Candle (ft) 10 5 5 5

Lumen 2734 16404 4101 8202

5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27

Parkir truk 1000 3280,8 Ruang serba guna 400 1312,32 Perpustakaan 400 1312,32 Area perkantoran & TU 2000 6561,6 Toilet 100 328,08 Musholla 100 328,08 Poliklinik 100 328,08 Kantin 100 328,08 Pemerikasaan bahan 100 328,08 baku Gudang bahan baku 800 2624,64 PMK 150 492,12 Listrik/R.Genset 100 328,08 Ruang bahan bakar 300 984,24 Ruang boiler 400 1312,32 Unit pengolahan air 1000 3280,8 Ruang proses 50000 164040 Area perluasan pabrik 50000 164040 Bengkel dan garasi 1000 3280,8 Litbang/ R&D 400 1312,32 Laboratorium 400 1312,32 Gudang produk 1000 3280,8 Pos penimbangan 60 196,848 Pembuatan sludge jalan 1500 4921,2 Jumlah 112510 369122,8

5 10 10 10 10 5 10 5

27340 21872 21872 109360 5468 2734 5468 2734

5

2734

10 10 5 10 10 10 20 5 10 10 10 10 5 5

43744 8202 2734 16404 21872 54680 5468000 1367000 54680 21872 21872 54680 1640,4 41010 7409413,4

a. Penerangan seluruh area kecuali jalan dan taman menggunakan Fluorecent lamp type day light 40 watt yang mempunyai lumen output sebesar 1960 lumen. 1960 lumen 40 watt

= 49 lumen/watt

Lumen output

=

Jumlah lumen total

= 7409413,4 – 41010 – 16404 = 7351999,4 lumen

Tenaga listrik yang dibutuhkan

=

7351999,4 lumen 49 lumen / watt

= 150040,804 watt

App. D-105

Jumlah lampu yang dibutuhkan

=

150040,804 watt 40 watt

= 3751,020 buah ≈ 3752 buah. b. Untuk penerangan jalan dan taman menggunakan mercury vapor light 100 watt dengan lumen output 3000 lumen. 3000 lumen 100 watt

Lumen output

=

= 30 lumen/watt

Jumlah lumen total

= 41010 + 16404 = 57414 lumen

Tenaga listrik yang dibutuhkan

=

57414 lumen 30 lumen / watt

= 1913,8 watt Jumlah lampu yang dibutuhkan

=

1913,8 watt 100 watt

= 19,138 buah ≈ 20 buah. Dari perhitungan diatas didapatkan : Lampu flourescent

= 150040,804 watt

Lampu mercury

= 1913,8 watt

Peralatan bengkel

= 2500 watt

Peralatan laboratorium = 2000 watt Keperluan lain-lain Jumlah Total kebutuhan listrik

= 2000 watt = 158454,604 watt = listrik untuk penerangan + listrik untuk proses = 158454,604 watt + 655913 watt

App. D-106

= 808032,604 watt

= 808,032604 kW

Untuk menjamin kelancaran proses produksi, maka direncanakan kebutuhan listrik dari PLN sebesar 655,913 kW dan yang disuplay oleh diesel (generator) sebesar 158,454604 kW. Power faktor untuk generator = 0,75 Daya listrik Power faktor generator

Power yang dibangkitkan oleh generator =

=

158,454604 kW 0,75

= 211,2728 kW ≈ 250 kW Jadi daya yang harus dihasilkan oleh generator =250 kW 4. Unit Penyediaan Bahan Bakar Jenis bahan bakar yang digunakan adala solar (diesel oil) a. Perhitungan kebutuhan bahan bakar -

Densitas (ρ)

= 55 lb/cuft = 0,881 kg/liter

-

Heating volue solar = 132000 Btu/gallon = 988023,952 Btu/ft2

Bahan bakar untuk boiler = 31,5027 kg/jam 31,5027 kg / jam 0,881 kg / liter

=

= 35,7579 liter/jam = 858,1893 liter/hari Bahan bakar untuk generator -

Daya generator

= 250 kW

App. D-107

Dimana : 1 kW -

= 3412,154 btu/jam

Daya generator perhari = 250 kW x 3412,154 Btu/jam x 24 jam = 20472924 btu/hari

-

Efisiensi generator = 80 %

Bahan bakar yang dibutuhkan

=

20472924 Btu / hari (988023,952 Btu / ft 2 )(0,8)

= 25,901 ft3/hari x 55 lb/ft = 1424,574 lb/hari = 646,1827 kg/hari. Volume solar yang dibutuhkan =

646,1827 kg / hari = 733,465 Liter /hari 0,881 kg / luter

Jadi kebutuhan total bahan bakar = 858,1893 liter/hari + 733,465 Liter /hari = 1591,654 liter/hari b. Tangki bahan bakar (F-238) Fungsi

: Menampung bahan bakar selama 10 hari

Type

: Fixed roof

Bahan

: High alloy stell SA 240 grade A

Kondisi

:P

= 14,7 psia

T

= 30o C

Waktu tinggal

: 30 hari

Perhituingan : Volume bahan bakar

= 1591,654 liter/hari

Dalam 30 hari

= 1591,654 liter/hari x 30 hari = 47749,63 liter

App. D-108

= 47,7496 m3/hari Bahan bakar mengisi 80 % volume total tangki, maka” Volume tangki

=

47,7496 m 3 / hari 80%

= 59,6870 m3 V tangki

= ¼ x π x d2 x 1,5 d

59,6870 m3

= ¼ x 3,14 x d2 x 1,5 d

59,6870 m3

= 1.1775 d3

d3

=

d

= 3,7009 m = 12,1426 ft =145,7118 in

59,6870 m 3 1,1775

= 50,6896 m3

Menghitung tinggi tangki (H) : H

= 1,5 x 3,7009 m = 5,5514 m = 18,2140 ft = 218,5677 in

Standarisasi di

(Brownell and young App E, Hal 347)

diperoleh: di standar

= 60 in

H standar

= (1,5 x 60) in = 90 in

Menentukan tebal tangki (ts) ts =

pixdi +C 2 x( fxE − 0,6 xpi)

Dari (Brownell and Young), diperoleh: F = 15600 Psi, E = 0,85, di = 60 in, C = 2/16 Pi

= 55 lb/ft2 x 18,2140 ft

App. D-109

= 1001,769 lb/ ft2 = 6,9567 lb/in2 ts

=

6,9567 lb / in 2 x 60 2 + 2 x (15600 x 0,85 − 0,6 x 6,9567) 16

=

0,2519 2 + in 16 16

=

2,2519 3 ≈ in 16 16

Jadi tebal silinder =

3 in 16

Menentukan tebal tutup : t

=

pi x di +C 2 x ( fxE − 0,6 xpi ) x cos 1 / 2α

6,9567 lb / in 2 x 60 2 = + 2 x (15600 x 0,85 − 0,6 x 6,9567) x cos 60 16 =

0,5038 2 + in 16 16

=

2,5038 3 ≈ in 16 16

Spesifikasi peralatan : Fungsi

: Menampung bahan bakar selama 10 hari

Type

: Fixed roof

Bahan

: High alloy stell SA 240 grade A

Dimensi tengki : Diameter

: 3,7009 m = 12,1426 ft =145,7118 in

Tinggi tangki : 5,5514 m = 18,2140 ft = 218,5677 in

App. D-110

Tebal tangki : 3/16 in Tebal tutup

:3/16 in

App. D-111

APPENDIX E ANALISA EKONOMI

A. Metode Penafsiran Harga Penafsiran harga tiap tahun mengalami perubahan sesuai dengan kondisi perekonomian yang ada. Untuk penafsiran harga peralatan, diperlukan indeks yang dapat dipergunakan untuk mengkonversi harga peralatan pada masa lalu, sehingga diperoleh harga alat saat ini digunakan persamaan :

Cx = Dimana:

Ix x Ck (Peter dan Timmerhause, 164) Ik Cx = Tafsiran harga alat saat ini Ck = Tafsiran harga alat pada tahun k Ix = indeks harga saat ini Ik = indeks harga tahun k

Sedangkan untuk menafsir harga alat yang sama dengan kapasitas yang berbeda digunakan persamaan sebagai berikut : VA=VB[CA/CB]n (Peter dan Timmerhause, 169) Dimana : VA = Harga alat A VB = Harga alat B

App E- 1

CA = Kapasitas alat A CB = Kapasitas alat B n = Eksponen harga alat (Peter dan Timmerhause, 170) Harga alat pada Pra Rencana Pabrik Metana didasarkan harga alat yang terdapat pada Peter &Timmerhause dan G.D.Ulrich Tabel E.1 Indeks Harga Alat pada Tahun Sebelum Evaluasi No 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 ∑

Tahun Y 1975 1976 1977 1978 1979 1980 1981 1982 1983 1984 1985 1986 1987 1988 1989 1990 31720

Indeks harga X 182 192 204 219 239 261 297 315 317 323 325 318 324 343 355 356 4569

X2 33124 36864 41616 47961 57121 68121 88209 98596 100489 104329 105625 101124 104976 117649 126025 126736 1358565

XY 359450 379392 403308 433182 472981 516780 588357 622348 628611 640832 645125 631548 643788 681884 706095 708440 9062121

[(∑ Yi)(∑ Xi ) − (∑ Xi)(∑ Xi.Yi)] [n(∑ Xi ) − (∑ Xi) ] 2

a =

2

=

2

[(31720)(1358565) − (4569)(9062121)] =1960,86396

[16(1358565) − (4569) ] 2

App E- 2

b.

[(n)(∑ Xi.Yi) − (∑ Xi)(∑ Yi)]

=

[n(∑ Xi

]

) − ( ∑ Xi ) 2 [(16)(9062121) − (4569)(31720)] = 0,075766 = 16(1358565) − (4569) 2 2

[

]

Kenaikan harga tiap tahun merupakan fungsi linier tahun dan indwks harga tahin k merupakan persamaan garis lurus, maka: Y = bX + a Dimana: a = Konstanta b = Gradien Y = Tahun X = Indeks harga Jadi, persamaan harga indeks adalah Y= 0,075766 X.+ 1960,86396 Indeks harga (X) pada tahun 2010 (Y-2010) adalah 2010 = 0,075766X +1960,86396 X

=

2010 − 1960,86396 = 648,5236122 0,075766

B. Harga Peralatan Dengan menggunakan rumus-rumus pada metode penafsiran harga didapatkan harga peralatan proses seperti terlihat pada tabel E.2, dan harga peralatan utilitas pada tabel E-3.

App E- 3

Contoh perhitungan peralatan: Pompa Klorinasi (L-241) Power pompa

: 0,5 Hp

= 0,3725 Kw

Type

: Centrifugal pump

Bahan kontruksi

: Cast iron

Jumlah

: 1 buah

Dari fig 5-49 Ulrich 310 diperoleh: Cp

= $3000

CBM

= CP x FBM

Jadi, CBM = $ 3000 x 1,0 = $ 3000 Harga pada tahun 2010 adalah: Indeks h arg a tahun 2010 x harga alat pada tahun 1982 Indeks h arg a tahun1982

=

648,5236122 x $ 3000 = $ 6184,750555 315

Bila 1$ = Rp 9200 Jadi harga pompa (L-241) dalam rupiah adalah: = 1 x $ 6184,750555x Rp 9200 = Rp 56899705,11 Selanjutnya dengan perhitungan yang sama ditaksir harga peralatan pada pabrik margarin dapat dilihat pada tabel E.2.

App E- 4

Tabel E.2. Harga peralatan pada tahun 2010 No 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28

Nama alat Kode Storage Jotoran sapi Bucket Elevator Bin Kotoran Sapi Bin CaO Tangki Pengencer Pompa Tangk Pencampur Pompa Tangky pemanas Pompa tangky buffer pompa Fermentor pompa cooler kompresor Absorber gas holder kompresoor Ekspander pompa menara regenarasi pompa kompresor akumulator rotary filter Bak cair Bak padat Total

jumlah (unit)

App E- 5

3 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 25 24 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 3 4

Harga/unit ($) 2010 11874,72107 32160,70289 11132,551 4638,562916 37108,50333 4123,167037 41231,67037 23502,05211 9277,125833 4700,410422 5566,2755 4700,410422 41231,67037 27419,06079 18554,25167 81432,54898 22677,4187 274190,6079 69063,04787 11647,94688 15668,03474 111325,51 9792,521712 23605,13129 74217,00666 210281,5189 6193,478261 7217,826087

Harga Total Rp 327742301,4 295878736,4 102419469,2 42674778,83 341398230,6 37933136,74 379331367,39 216218879,4 85349557,66 43243775,88 51209734,6 43243775,88 9483284184,70 6054128623,51 170699115,32 749179450,59 208632252,06 2522553593,13 635380040,37 107161111,29 144145919,61 1024194691,95 90091199,75 217167207,83 682796461,30 1934589973,68 170940000,00 265616000,00 26427203569

Tabel E .3, Harga Peralatan Utilitas pada Tahun 2010 No 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26

Nama alat Pompa Air sungai bak sedimentasi pompa sedimentasi bak skimmer pompa skimer bak clarifier sand filter bak air bersih pompa air bersih kation Exchanger anion Exchanger bak air lunak pompa air boiler bak steam kondensat pompa deaerator Deaerator bak boiler feed water pompa boiler pompa Klorinasi bak klorinasi pompa air sanitasi bak air sanitasi pompa air pendingin bak air pendingin Cooling tower pompa peralatan pompa air proses ke 27 peralatan 28 bolier 29 tangki bahan bakar Total

Kode L-212 F-213 L-214 F-212 L-216 H-210 H-217 F-218 L-221 D-220A D-220B F-222 L-223 F-231 L-232 D-233 F-234 L-235 L-241 F-240 L-242 F-243 L-224 F-225 P-227 L-226 L-228 Q-230 F-238

Jumlah (unit) 1 1 1 1 1 1 1 3 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1

Harga/unit ($) 2010 10307,91759 1485,016141 10307,91759 1485,016141 10307,91759 371085,0333 7916,480711 1144,713602 10307,91759 117510,2605 117510,2605 1465,23992 8246,334074 92,84040652 8246,334074 2164,662694 92,84040652 8246,334074 6184,750555 158,6388522 8246,334074 158,6388522 8246,334074 1074,289502 10307,91759 8246,334074

1 1 1

7215,542314 35624,1632 4947,800444

Harga Total Rp 94832841,85 13662148,5 94832841,85 13662148,5 94832841,85 3413982306,49 72831622,54 31594095,41 94832841,85 1081094397,06 1081094397,06 13480207,26 75866273,48 854131,74 75866273,48 19914896,79 854131,74 75866273,48 56899705,11 1459477,44 75866273,48 1459477,44 75866273,48 9883463,415 94832841,85 75866273,48 66382989,29 327742301,42 45519764,09 7181733511

Dari tabel E.2 dan E.3, maka dapat diketahui total harga peralatan proses dan utilitas. Harga total peralatan = harga peralatan proses + harga peralatan utilitas = Rp 26.427.203.569 + Rp 7.181.733.511

App E- 6

= Rp 33.608.937.080 Dengan safety factor (keamanan) 20 %, Maka harga total = 1,2 x Rp 33.608.937.080 = Rp 40.330.724.497

C. Utilitas Bahan bakar boiler: Pemakaian = 858,1893 liter/hari Harga

= Rp 4.500/L

Biaya

= Rp 4.500/L x 858,1893 liter/hari x 300 hari/tahun = Rp 1.158.555.555,00/tahun

Bahan bakar generator: Pemakaian = 733,465 Liter /hari Harga

= Rp 4.500/L

Biaya

= Rp 4.500/L x 733,465 Liter /hari x 300 hari/tahun = Rp 990.177.750,00/tahun

Listrik Pemakaian listrik PLN sebesar

= 655,9313 kW

Biaya beban per bulan

= Rp 50.000

Harga listrik

= 373,87 KW

Biaya beban

= Rp 50.000 x 12 bulan = Rp 600.000

Biaya pemakaian listrik = Rp 373,87 x 655,9313 kW x 21 jam x 300 hari/tahun = Rp 544.968.121/tahun Total biaya listrik

= Rp 600.000 + 1.544.968.121 = Rp 1.545.568.121

App E- 7

Air pengolahan Kebutuhan air per hari = 55.558,6096 kg/jam = 55.558,6096 kg/jam x 21 jam/hari x 300 hari /tahun = 350.019.240,5 kg/tahun Biaya pengolahan rata-rata = Rp 30.000 per 20.000 kg air atau Rp. 1,5/kg Biaya pengolahan per tahun = Rp. 1,5 /kg x 350.019.240,5 kg = Rp.525.028.860

D. Harga Tanah dan Bangunan Luas tanah

= 40000 m2

Luas bangunan

= 20000 m2

Harga tanah per m2

= Rp 50.000

Harga bangunan pabrik per m2

= Rp 100.000

Harga tanah

= 40000 m2 x Rp 50.000

= 2.000.000.000 m2

Harga bangunan

= 20000 m2 x Rp 100.000

= 2.000.000.000 m2

Jadi harga total tanah dan bangunan adalah: = Rp 2.000.000.000 m2+ Rp 2.000.000.000 m2 = Rp 4.000.000.000 m2 E. Harga Bahan Baku 1. Harga Kotoran Sapi Kebutuhan

=16.666,7 kg/jam

Harga

= Rp 5/kg

App E- 8

Biaya pembelian bahan baku pertahun = 16.666,7 kg/jam x 21 jam/hari x 300 hari/tahun x Rp 5/kg = Rp 525.001.050/tahun 2. Kapur Tohor Kebutuhan

= 4,3899 kg/jam

Harga

= Rp 100/kg

Biaya untuk 1 tahun operasi

= 4,3899 kg/jam x 21 jam/hari x

300

hari/tahun x Rp 100/kg = Rp 2.765.637/tahun Total harga bahan baku = Rp 525.001.050/tahun + Rp 2.765.637/tahun = Rp 527.766.687/tahun

F. Gaji Pegawai Perhitungan gaji pegawai dapat dilihat pada tabel E. 4. Tadel E.4. Daftar Gaji/Upah Karyawan No 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15

Jabatan Direktur Utama Direktur Teknik Direktur Administrasi Sekretaris Staf sekretariat Kepala Litbang Staf Litbang Kabag Pengendali Mutu Kasie Pengendali Mutu Karyawan Seksi Pengendali Mutu Kabag Produksi Kasie Produksi Karyawan Seksi Produksi Kasie Gudang Karyawan Seksi Gudang a. Gudang Bahan Baku b. Gudang Hasil Produksi 16 Kabag Teknik

App E- 9

Jumlah Gaji/bulan Total 1 8.000.000 8.000.000 1 6.500.000 6.500.000 1 6.500.000 6.500.000 1 1.500.000 1.500.000 2 1.200.000 2.400.000 1 5.000.000 5.000.000 4 4.000.000 16.000.000 1 3.000.000 3.000.000 1 2.000.000 2.000.000 2 800.000 1.600.000 1 5.000.000 5.000.000 1 4.000.000 4.000.000 116 800.000 80.000.000 1 4.000.000 4.000.000 4 3 1

800.000 800.000 5.000.000

3.200.000 2.400.000 5.000.000

17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 33 34 35 36 37 38 39 40 41 42 43 44 45

Kasie Utilitas Karyawan Seksi Utilitas Kasie Bengkel & Perawatan Karyawan seksi Bengkel & Perawatan Kasie Lingkungan Karyawan Seksi Lingkungan Bagian Pemasaran Kasie Penjualan Karyawan Seksi Penjualan Kasie Promosi Karyawan Seksi Promosi Kasie Research Marketing Karyawan Seksi Research Marketing Kasie Transportasi Karyawan Seksi Transportasi Kabag Keuangan Kasie Pembukuan Keuangan Karyawan seksi Pembukuan Keuangan Kasie Penyediaan & Pembelanjaan Karyawan Seksi Penyediaan & Pembelanjaan Kabag SDM Kasie Kesehatan Karyawan Seksi Kesehatan Kasie Ketenagakerjaan Kabag Humas Kasie Keamanan KaryawanKemananan Kasie Kebersihan Karyawan Seksi Kebersihan Total

Total gaji/ upah karyawan

= 12 bulan x Rp. 265.250.000 = 3.183.000.000 / tahun

G. Harga Hasil Produksi Perhitungan harga produk A. Produk utama CH4

1 2 1 2 1 2 1 1 2 1 2 1 2 1 4 1 1 2 1 2 1 1 3 1 1 1 18 1 10 210

= 16.662.240 kg/tahun

App E- 10

4.000.000 800.000 4.000.000 800.000 4.000.000 800.000 1.000.000 2.500.000 800.000 4.000.000 800.000 4.000.000 800.000 3.000.000 750.000 5.000.000 4.000.000 1.000.000 3.500.000 800.000 5.000.000 4.000.000 1.500.000 2.500.000 3.000.000 1.000.000 850.000 850.000 500.000

4.000.000 1.600.000 4.000.000 1.600.000 4.000.000 1.600.000 1.000.000 2.500.000 1.600.000 4.000.000 1.600.000 4.000.000 1.600.000 3.000.000 3.000.000 5.000.000 4.000.000 2.000.000 3.500.000 1.600.000 5.000.000 4.000.000 4.500.000 2.500.000 3.000.000 1.000.000 15.300.000 850.000 5.000.000 265.250.000

Harga tiap Kg

= Rp. 4.500,00

Total harga jual

= 16.662.240 kg/tahun x 4.500,00 = Rp. 74.980.080.000

B. Produk samping Dry ice

= 7247,2243 kg/jam x 21 jam/hari x 300 hari/tahun = 45657513,1 kg/ tahun

Harga tiap Kg

= Rp. 1000

Total harga jual

= Rp. 1000 x 45657513,1 kg/ tahun = Rp. 68.486.269.650

H. Pengemasan Biaya Pengemasan 1. Produk Utama Kapasitas Produk per tahun

: 16.662.240 kg

Kemasan tabung tiap 3 kg. Harga tiap tabung

: Rp. 3000

Jumlah tabung dalam 1 tahun : 16.662.240 kg/3 kg = 5.554.080 buah Harga tabung dalam 1 tahun : 5.554.080 x Rp.3000 = Rp.1.662.240.000 2. Produk Samping Kapasitas Produk per tahun

: 45.657.513,1 kg

Kemasan plastik tiap 10 kg. Harga tiap plastik

: Rp. 500

Jumlah tabung dalam 1 tahun : 45.657.513,1 kg /10 kg = 4.565.751 buah Harga tabung dalam 1 tahun : 4.565.751 x Rp.500 = Rp.22.82.875.500

App E- 11

DETAIL TUTUP ATAS

TAMPAK ATAS

TAMPAK ATAS

113,625 IN

114 IN 37,4963 IN

19,2026 IN 1,5 IN

3/16 IN

32,8017 IN

114 IN DETAIL TUTUP BAWAH

9,3741 IN

113,625 IN

2,0739 IN

K A B

L

113,625 IN E

T

R

15 14. 13. 12. 11. 10. 9. 8. 7. 6. 5. 4. 3. 2. 1. NO.

PONDASI BASE PLATE PENYANGGA NOZZLE SLURRY LUG AND GUSSET POROS PENGADUK COIL PENDINGIN NOZZLE MAN HOLE SILINDER GASKET FLANGE BAUT TUTUP ATAS NOZZLE GAS KELUAR NOZZLE FEED MASUK KETERANGAN

HAS SA 240 Grade M Type 316 HAS SA 240 Grade M Type 316 HAS SA 240 Grade M Type 316 HAS SA 240 Grade M Type 316 CARBON STEEL HAS SA 240 Grade M Type 316 HAS SA 240 Grade M Type 316 HAS SA 240 Grade M Type 316 HOT ROLLER SAE 1020 ASBESTOS FILLED HAS SA 336 Grade M Type 316 HAS SA 336 Grade M Type 316 HAS SA 240 Grade M Type 316 HAS SA 240 Grade M Type 316 HAS SA 240 Grade M Type 316 BAHAN

114 IN

DETAIL PENGADUK

DETAIL LUBANG TAMPAK SAMPING

12,75 IN

6,1547 IN

1

NOZZLE A B C D E

2 3 19,2026 IN

4

DETAIL COIL PENDINGIN

5 6

T 1 1/4 1 1/4 1 1/4 11 1/16 1 3/8

R 15 15 15 23 16 ¼

E 14 3/8 14 3/8 14 3/8 22 15 ¾

K 12,75 12,75 12,75 20 14,00

L 4 1/2 4 1/2 4 1/2 5 11/16 5

B 12,00 12,00 12,00 19,25 13,25

2 ln

10

170,4375 IN

A 19 19 19 27 1/2 21

7

8 c

NPS 12 12 12 20 14

9

1/16 ln 5 11

DETAIL MAN HOLE

DETAIL FLANGE & BAUT

12 3/16 IN

32,8017 IN

TAMPAK SAMPING

13 14

3 IN 4 IN

15

TAMPAK SAMPING

TAMPAK ATAS

10 IN

POTONGAN MEMBUJUR

15 IN DETAIL LUG & GUSSET

DETAIL BASE PLATE

JURUSAN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK UNIVERSITAS TRIBHUWANA TUNGGADEWI PERANCANGAN ALAT UTAMA FERMENTOR DARANCANG OLEH DOSEN PEMBIMBING MATIAS PHONE 0305010010

Ir. ACHMAD CHAUMAIDI, MT Ir. TAUFIK ISKANDAR

16

29 28 27 26 25 24 23 22 21 20 19 18 17 16 15 14 13 12 11 10 9 8 7 6 5 4 3 2 1 NO.

LEVEL CONTROLLER

15

WEIGHT CONTROLLER

14

PRESSURE CONTROLLER

13

TEMPERATUR CONTROLLER

12

FLOW CONTROLLER

11

COOLING TOWER WATER RETURN

10

STEAM CONDENSAT

9

STEAM

8

COOLING TOWER WATER SUPPLY

7

WATER PROSES

6

ALIRAN GAS

5

ALIRAN LIQUID

4

ALIRAN PADATAN

3

TEMPERATUR (oC)

2

TEKANAN (ATM)

1

NOMOR ALIRAN

NO.

SIMBOL

F-152 F-151 F-150 F-141 G-140 G-139 L-138 F-137 L-136 G-135 G-134 F-133 D-130 G-132 E-131 L-125 R-120 L-124 F-123 L_122 R-121 L-116 M-110 L-114 M-111 F-112 F-115 J-117 F-113 KODE

PENAMPUNG SLURY PADAT PENAMPUNG SLURY CATR SCREW PRESS AKUMULATOR EKSPANDER KOMPRESOR POMPA MENARA REGENERASI POMPA EKSPANDER KOMPRESOR GAS HOLDER METANA ABSORBER KOMPRESOR COOLER POMPA FERMENTOR POMPA TANGKI BUFFER POMPA TANGKI PEMANAS POMPA TANGKI PENCAMPUR POMPA TANGKI PENGENCER BIN CaO BIN KOTORAN SAPI BUCKET ELEVATOR STORAGE KOTORAN SAPI KETERANGAN

KETERANGAN

NERACA MASSA (Kg) NO 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17

KOMPOSISI CaO Ca(OH)2 Selulosa NH3 P K Ca Mg H2S NH4OH CH4 CO2 H2S Inert Air Air proses Dry ice Jumlah

1 4.3899

2

3

4

5 5.4

12753.36 243.33 155 113.3340 40 30 35

9

10

7

8

0.54 12753.36

0.54 12753.36

0.54 12753.36

5.4 3604.954

0.054 36.04954

5.4 3244.4586

0.054 36.04954

5.4 3244.4586

155 113.334 40 30 35 500.85

155 113.334 40 30 35 500.85

155 113.334 40 30 35 500.85

155 113.334 40 30

1.5345 1.122 0.396 0.297

153.45 112.2007 39.6 29.7

1.5345 1.122 0.396 0.297

153.45 112.2007 39.6 29.7

1.3104

3296.67 54

5.7003

54

16666.7

16666.7

59.46

16666.7

12

15

16

17

18

19

20

21

4.9584

510.378

4.9584

510.378

0.00025 15438.768

0.0248 3859.692

0.00025 15438.768

0.0248 3859.692

15483.1797

7954.9041

15483.1797

7954.9041

515.5338 2644.8 7273.2 35

0.03073 54 0.03073

11

NOMOR ALIRAN 13 14

6

0.03 19711.16

0.03 19711.16

0.03 19765.16

665.64

0.03 19298.46

33333.34

33333.34

33392.77

10618.64

23762.7118

2644.8 7273.2 35

2644.8 7273.2 35

665.64

665.64

10618.64

10618.64

2644.8 25.9757

2670.7757

2644.8 25.9757

2670.7757

2644.8 25.9757

2670.7757

7247.2243 35

7247.2243 35

7247.2243 35

3103.7

3103.7

3103.7

10385.9243

10385.9243

3103.7

7282.2243

22

23

24

25

35

7247.2243 7247.2243

35

4 3 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 24 24 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 JUMLAH

34 33 32 31 30 29 28 27 26 25 24 23 22 21 20 19 18 17 16 15 14 13 12 11 10 9 8 7 6 5 4 3 2 1 NO

N- 244 F-243 L-242 L-241 F-240 L-239 F-238 G-237 H-236 L-235 F-234 D-233 L-232 F-231 Q-230 L-228 P-227 l-226 F-225 L-224 L-223 F-222 L-221 D-220B D-220A F-218 H-217 L-216 F-215 L-214 F-213 L-212 H-211 H-210 KODE

GENSET BAK AIR SANITASI POMPA AIR SANITASI POMPA KE BAK KLORINASI BAK KLORINASI POMPA FUEL STORAGE FUEL BLOWER FILTER UDARA POMPA KE BOILER BAK BOILER FEED WATER DEAERATOR POMPA KE DEAERATOR BAK STEAM CONDENSATE BOILER POMPA AIR PROSES KE PERALATAN COOLING TOWER POMPA AIR PENDINGIN KE PERALATAN BAK AIR PENDINGIN POMPA AIR PENDINGIN POMPA AIR BOILER BAK AIR LUNAK POMPA AIR BERSIH ANION EXCHANGER KATION EXCHANGER BAK AIR BERSIH SAND FILTER POMPA SKIMMER SKIMMER POMPA BAK SEDIMENTASI BAK SEDIMENTASI POMPA AIR SUNGAI FILTER CLARIFIER ALAT UTAMA

PROGRAM STUDI TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK UNIVERSITAS TRIBHUWANA TUNGGADEWI MALANG UNIT PENGOLAHAN AIR PRA RENCANA PABRIK METANA DIRANCANG OLEH :

MATIAS PHONE : 0305010010 PETRUS PULANG : 0305010012

DISETUJUI DOSEN PEMBIMBING

Ir. ACHMAD CHAUMAIDI Ir . TAUFIK ISKANDAR

D

C

14.

ANCHOR BOLT

HAS SA 268 Grade M Type 410

13.

SKIRT SUPPORT


12.

PONDASI

CEMENT SAND AND GRAVEL

11.

GUSSET

CARBON STEEL SA 135Grade B

10.

BERADING PLATE


9.

NOZZTLE PENGELUARAN SLURY


8.

TUTUP BAWAH


7.

NOZZLE PEMASUKAN FEED


6.

PACKING SUPPORT

CARBON STEEL

5.

ISIAN

KERAMIK

4.

SHELL


3.

NOZZLE PEMASUKAN AIR


2.

TUTUP ATAS


1.

NOZZLE PENGELUARAN PRODUK


NO.

KETERANGAN

BAHAN

NOZZLE

NPS

A

T

R

E

K

L

B

A

2

6

3/4

3 5/8

3 1/6

2,38

2½

2,07 2,07

B

2

6

3/4

3 5/8

3 1/6

2,38

2½

C

1¼

4 5/8

5/8

2½

2 5/16

1,66

2¼

1,38

D

1¼

4 5/8

5/8

2 1/2

2 5/16

1,66

2 1/4

1,38

JURUSAN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK UNIVERSITAS TRIBHUWANA TUNGGA DEWI PERANCANGAN ALAT UTAMA ABSORBER DIRANCANG OLEH

DOSEN PEMBIMBING

PETRUS PULANG 0305010012

Ir. ACHMAD CHAUMEDI, MS Ir. TAUFIK ISKANDAR

Pra Rencana Pabrik Metana (Ch4) Dari Kotoran Sapi

Recommend Documents