LAMPIRAN A NERACA MASSA

LAMPIRAN A NERACA MASSA Kapasitas produksi = 70 ton/tahun 1 tahun operasi = 00 hari = 70 jam 1 hari operasi = 4 jam Basis perhitungan = 1 jam operasi Kapasitas produksi dalam 1 jam opersi = 70 ton tahun x 1000kg x ton 1tahun 00 hari x 1hari 4 jam = 100 kg/jam = 50 kmol/jam Berat molekul hidrogen =,0 kg/kmol Kemurnian hidrogen yang dihasilkan adalah 99% = 99,99 % x 100 kg/jam = 99,99 kg/jam Impuritis terdiri air sebesar 0,01 % = 0,01 % x 100 kg/jam = 0,01 kg/jam Komposisi gas alam CH4 = 94,996% C H 6 =,1% C H 8 = 0,5 % i-c 4 H 10 = 0,1% n-c 4 H 10 = 0,1% C 5 H 1 = 0, % H S = 0,0004 % CO = 0,5 % N = 1,1 % (Spath and Mann,000)

Dengan menggunakan perhitungan neraca massa alur maju. Asumsi :Kapasitas bahan baku (F) = 18,5 kg/jam F in 94,996 CH4 = x 18,5 kg/jam = 06,61 kg/jam 100 N in CH 4 = 1,885 kmol/jam F in, 1 C H 6 = x 18,5 kg/jam = 6,775 kg/jam 100 N in C H 6 = 0,56 kmol/jam F in 0, 5 C H 8 = x 18,5 kg/jam = 1,095 kg/jam 100 N in C H 8 = 0,0481 kmol/jam F in 0, 1 i-c 4 H 10 = x 18,5 kg/jam = 0,185 kg/jam 100 N in i-c 4 H 10 = 0,0076 kmol/jam F in 0, 1 n-c 4 H 10 = x 18,5 kg/jam = 0,185 kg/jam 100 N in n-c 4 H 10 = 0,0076 kmol/jam F in 0, C 5 H 1 = x 18,5 kg/jam = 0,47 kg/jam 100 N in C 5 H 1 = 0,00606 kmol/jam F in H S 0,0004 = x 18,5 kg/jam = 0,000875 kg/jam 100 N in H S = 0,00005 kmol/jam F in 0, 5 CO = x 18,5 kg/jam = 1,095 kg/jam 100 N in CO = 0,048 kmol/jam F in 1, 1 N = x 18,5 kg/jam =,405 kg/jam 100 N in N = 0,0850 kmol/jam

A.1 Desulfurisasi (R-101) Berfungsi menghilangkan sulfur yang terdapat didalam gas alam berisi katalis ZnO. Diharapkan sulfur yang keluar dari reactor <0,5 ppm CH 4 CH 4 C H 6 4 C H 6 C H 8 R-101 C H 8 i-c 4 H 10 i-c 4 H 10 n-c 4 H 10 n-c 4 H 10 C 5 H 1 C 5 H 1 H S H S CO CO N N H O Konversi reaksi H S 97,5% (freepatendonline.com) r = Na in. x 0,00005.0,975 r = = 0,00004 ( 1) H S + ZnO ZnS + H O N in (kmol/jam) 0,00005 N in Bereaksi (- 0,00004 ) (- 0,00004) 0,00004 0,00004 (.r) + N out (kmol/jam)0,0000007 (N in 0,00004) 0,00004 0,00004 Jadi ZnO yang di butuhkan untuk menyerap H S: r = Na in. x 0,00004 = in Na.0,975 ( 1) = 0,000049 kmol Berat Molekul ZnO = 81,8 kg/kmol

Berat ZnO yang dibutuhkan = 0,000049 kmol x 81,8 kg/kmol = 0,000 kg Sulfur yang diserap oleh ZnO menjadi ZnS = 0,00004 kmol/jam H O yang terbentuk (N 4 H O) = 0,00004 kmol/jam F 4 H O = 0,00004 kmol/jam x 18 kg/kmol F 4 H O = 0,00047 kg/jam (N 4 H S) = 0,0000007 kmol/jam F 4 H S = 0,0000007 x 4,066 kg/kmol F 4 H S = 0,000084 kg/jam Tabel L.A.1 Neraca Massa desulfurisasi Komponen Alur Masuk Alur Alur Keluar Alur 4 F (kg/jam) F (kg/jam) CH 4 06,61 06,61 C H 6 6,775 6,775 C H 8 1,095 1,095 i-c 4 H 10 0,185 0,185 n-c 4 H 10 0,185 0,185 C 5 H 1 0,47 0,47 H S 0,000875 0,000084 CO 1,095 1,095 N,405,405 H O 0 0,00047 18,5 18,5 A.. Mixing point 1 Berfungsi untuk mengontakan gas alam dengan steam CH 4 Steam CH 4 C H 6 5 C H 6 C H 8 4 6 C H 8 X-101 i-c 4 H 10 i-c 4 H 10 n-c 4 H 10 n-c 4 H 10 C 5 H 1 C 5 H 1 H S H S CO CO N N H O H O

Rasio penambahan steam mol H O/mol C Total mol C dalam umpan (N in C total) = N in CH4 + N in C H 6 + N in C H 8 + N in i-c 4 H 10 + N in n-c 4 H 10 + N in C 5 H 1 + N in CO = 1,885 kmol/jam + 0,56 kmol/jam + 0,0481 kmol/jam + 0,0076 kmol/jam + 0,0076 kmol/jam + 0,00606 kmol/jam + 0,048kmol/jam = 1,1711 kmol/jam Steam yang masuk ke mixing point N 5 H O = N in C total) x N 5 H O = 1,1711 kmol/jam x N 5 H O = 9,519 kmol/jam F 5 H O = 9,519 kmol/jam x 18 kg/kmol F 5 H O = 711,5074 kg/jam Tabel. L.A. Neraca Massa Mixing point Komponen Neraca Massa Alur 4 F Neraca Massa Alur 5 F Neraca Massa Alur 6 F (kg/jam) (kg/jam) (kg/jam) CH 4 06,61 0 06,61 C H 6 6,775 0 6,775 C H 8 1,095 0 1,095 i-c 4 H 10 0,185 0 0,185 n-c 4 H 10 0,185 0 0,185 C 5 H 1 0,47 0 0,47 H S 0,000084 0 0,000084 CO 1,095 0 1,095 N,405 0,405 H O 0,00047 711,507 711,511 Total 18,5 711,507 99,7507 99,7507

A.. Reformer furnace Berfungsi sebagai tempat terjadinya proses steam reforming yaitu bereaksinya antara steam dan gas alam. Gas proses terdiri dari CH 4, C H 6, C H 8, i-c 4 H 10, n- C 4 H 10, C 5 H 10, H S, CO, CO N, H O 50 0 C, 9 bar 0 C,1 bar Udara pembakaran Gas Pembakaran terdiri dari PSA off gas dan gas alam 4 0 C,1bar R-01 Flue gas 900 0 C, 1bar Gas proses 850 0 C, 7,5 bar Neraca massa yang terdapat di reformer furnace Terdapat 6 reaksi yang terjadi didalam reformer furnace. Asumsi: konversi reaksi CH 4, C H 6, C H 8, i-c 4 H 10, n-c 4 H 10, C 5 H 1 adalah 99 % Reaksi 1 r = r = 7 N CH. x 4 1,885.0,99 ( 1) r = 1,756 Ni CH 4 + H O CO + H N in 1,885 9,519 Reaksi (-1).1,756 (-1). 1,756 1,756 (). 1,756 + N out 0,189 6,760 1,756 8,610

N 8 CH 4 F 8 CH 4 N 8 CO F 8 CO N 8 H F 8 H = 0,189 kmol/jam = 0,189 x 16,011 kg/kmol =,0681 kg/jam = 1,756 kmol/jam = 1,756 kmol/jam x 8,011 kg/kmol = 57,411 kg/jam = 8,610 kmol/jam = 8,610 kmol/jam x kg/kmol = 76,5kg/jam Reaksi r = r = 7 N C H. x 6 0,56.0,99 ( 1) r = 0, Ni C H 6 + H O CO + 5H N in 0,56 6,760 Reaksi (-1).0, (-).0, (). 0, (5).0, + N out 0,00 6,17 0,4466 1,1167 N 8 C H 6 F 8 C H 6 N 8 CO F 8 CO N 8 H F 8 H = 0,00 kmol/jam = 0,00 x 0,0 kg/kmol = 0,06905 kg/jam = 0,4466 kmol/jam = 0,4466 kmol/jam x 8,011 kg/kmol = 1,5097 kg/jam = 1,1167 kmol/jam = 1,1167 kmol/jam x kg/kmol =,4kg/jam Reaksi r = 7 N C H. 8 x

0,0481.0,99 r = ( 1) r = 0,0456 Ni C H 8 + H O CO + 7H N in 0,0481 6,17 Reaksi (-1).0,0456 (-).0,0456 ().0,0456 (7).0,0456 + N out 0,0005 6,4005 0,0768 0,1719 N 8 C H 8 F 8 C H 8 N 8 CO F 8 CO N 8 H F 8 H = 0,0005 kmol/jam = 0,0005 x 44,0 kg/kmol = 0,01101 kg/jam = 0,0768 kmol/jam = 0,0768 kmol/jam x 8,011 kg/kmol =,068 kg/jam = 0,1719 kmol/jam = 0,1719 kmol/jam x kg/kmol = 0,486kg/jam Reaksi 4 7 N i C4 H10. x r = 0,0076.0,99 r = ( 1) r = 0,007 Ni i-c 4 H 10 + 4H O 4CO + 9H N in 0,0076 6,4005 Reaksi (-1).0,007 (-4).0,007 (4).0,007 (9).0,007 + N out 0,00004 6,517 0,01488 0,048 N 8 i-c 4 H 10 F 8 i-c 4 H 10 N 8 CO = 0,00004 kmol/jam = 0,00004 x 58,044 kg/kmol = 0,00 kg/jam = 0,01488 kmol/jam

F 8 CO N 8 H F 8 H = 0,01488 kmol/jam x 8,011 kg/kmol = 0,4168 kg/jam = 0,048 kmol/jam = 0,048 kmol/jam x kg/kmol = 0,06696 kg/jam Reaksi 5 7 N n C4 H10. r = 0,0076.0,99 r = ( 1) x r = 0,007 Ni n-c 4 H 10 + 4H O 4CO + 9H N in 0,0014 6,517 Reaksi (-1).0,001 (-4).0,007 (4).0,007 (9).0,007 + N out 0,00004 6,109 0,01488 0,048 N 8 n-c 4 H 10 F 8 n-c 4 H 10 N 8 CO F 8 CO N 8 H F 8 H = 0,00004 kmol/jam = 0,00004 x 58,044 kg/kmol = 0,00 kg/jam = 0,01488 kmol/jam = 0,01488 kmol/jam x 8,011 kg/kmol = 0,4168 kg/jam = 0,048 kmol/jam = 0,048 kmol/jam x kg/kmol = 0,06696 kg/jam Reaksi 6 r = 7 N. x 0,00606.0,99 r = ( 1) r = 0,00599 C 5 H 1 + 5H O 5CO + 11H

N in 0,00606 6,109 Reaksi (-1).0,00599 (-5).0,00599 (5).0,00599 (11).0,00599 + N out 0,00007 6,1804 0,0995 0,06589 N 8 n-c 4 H 10 = 0,00007 kmol/jam F 8 n-c 4 H 10 = 0,00007 x 7,055 kg/kmol = 0,00504kg/jam N 8 CO = 0,0995 kmol/jam F 8 CO = 0,0995 kmol/jam x 8,011 kg/kmol = 0,889 kg/jam N 8 H = 0,06589 kmol/jam F 8 H = 0,06589 kmol/jam x kg/kmol = 0,1178 kg/jam H yang dihasilkan dari reformer furnace F 8 H = 76,5 kg/jam +,4 kg/jam +0,486 kg/jam + 0,06696 kg/jam +0,06696 kg/jam + 0,1178 kg/jam = 79,6496 kg/jam F 8 CO = 57,411 kg/jam + 1,5097 kg/jam +,068 kg/jam + 0,4168 kg/jam + 0,4168 kg/jam + 0,889 kg/jam = 7,48718 kg/jam Tabel. LA. Neraca Massa reformer furnace Komponen Alur Masuk Alur Keluar Alur 7 Alur 8 F (kg/jam) F (kg/jam) CH 4 06,61,0681 C H 6 6,775 0,06905 C H 8 1,095 0,011008 i-c 4 H 10 0,185 0,001 n-c 4 H 10 0,185 0,001 C 5 H 1 0,47 0,00504 H S 0,0000 0,0000 CO 1,095 1,095 N,405,405 H O 711,511 471,461 CO 0 7,48718 H 0 79,6496 Total 99,7507 99,7507

A. 4. Neraca Massa di high temperature shift CH 4 CH 4 C H 6 C H 6 C H 8 9 10 C H 8 i-c 4 H 10 R-0 i-c 4 H 10 n-c 4 H 10 n-c 4 H 10 C 5 H 1 C 5 H 1 H S H S CO CO H O H O CO CO H H Koversi reaksi CO 9% (Freepatentonline.com) 9 N CO. x r = 1,58.0,9 r = ( 1) r = 1,6689 CO + H O CO + H T= 50 0 C N in 1,58 6,1804 Reaksi (-1). 1,6689 (-1). 1,6689 1,6689 1,6689 + N out 1,06669 1,9145 1,6689 1,6689 H yang dihasilkan di high temperature shift = 1,6689 kmol/jam x kg/jam F 10 H = 4,578 kg/jam CO yang dihasilkan di high temperature shift = 1,6689 kmol/jam x44,011kg/kmol F 10 CO = 59,87809 kg/jam

Tabel. LA.4 Neraca Massa high temperature shift Komponen Alur Masuk Alur Keluar Alur 9 Alur 10 F (kg/jam) F (kg/jam) CH 4,0681,0681 C H 6 0,06905 0,06905 C H 8 0,011008 0,011008 i-c 4 H 10 0,001 0,001 n-c 4 H 10 0,001 0,001 C 5 H 1 0,00504 0,00504 H S 0,000084 0,000084 CO 1,095 540,97059 N,405,405 H O 471,461 50,441 CO 7,48718 9,8849 H 79,6496 10,89874 Total 99,7507 99,7507 A. 5. Neraca Massa di low temperature shift CH 4 CH 4 C H 6 C H 6 C H 8 11 1 C H 8 R-0 i-c 4 H 10 i-c 4 H 10 n-c 4 H 10 n-c 4 H 10 C 5 H 1 C 5 H 1 H S H S CO CO N N H O H O CO CO H H Koversi reaksi CO 9% (freepatentonline.com) 7 N CO. x r = 1,06669.0,9 r = ( 1)

r = 0,9815 CO + H O CO + H N in 1,06669 1,9145 Reaksi (-1).0,9815 (-1). 0,9815 0,9815 0,9815 + N out 0,0854 1,91 0,9815 0,9815 H yang dihasilkan di low temperature shift = 0,9815 kmol/jam x kg/jam F 1 H = 1,967 kg/jam CO yang dihasilkan di high temperature shift = 0,9815 kmol/jam x 44,011 kg/kmol F 1 CO = 4,19019 kg/jam Tabel. LA.5 Neraca Massa di low temperature shift Komponen Alur Masuk Alur Keluar Alur 11 Alur 1 F (kg/jam) F (kg/jam) CH 4,0681,0681 C H 6 0,06905 0,06905 C H 8 0,011008 0,011008 i-c 4 H 10 0,001 0,001 n-c 4 H 10 0,001 0,001 C 5 H 1 0,00504 0,00504 H S 0,000084 0,000084 CO 540,97059 584,16078 N,405,405 H O 50,441,7778 CO 9,8849,9045 H 10,89874 105,86144 Total 99,7507 99,7507 A.6. Neraca Massa di knok out drum (KOD-01) Berfungsi memisahkan antara gas dan air

CH 4 CH 4 C H 6 CO C H 6 C H 8 N C H 8 i- C 4 H 10 H O i-c 4 H 10 15 n- C 4 H 10 CO n-c 4 H 10 C 5 H 1 H C 5 H 1 H S CO 1 KOD-01 N H O 14 CH 4 H S CO C H 6 CO H C H 8 N i- C 4 H 10 H O n- C 4 H 10 CO C 5 H 1 H Neraca massa dapat dihitung dengan menggunakan keseimbangan uap cair (vapor liquid equilibrium, VLE). Algoritma perhitunganya sebagai berikut : 1. Menghitung tekanan uap masing masing pada kondisi masuk knok out drum (D-01). Ln Pv = A - B ( T ( K) C (Reaklaitis, 198) Dimana: Pv = Tekanan uap, Kpa A, B, C = Konstanta Antoine untuk masing-masing komponen T = Temperatur absolute, K. Trial fraksi uap aliran keluar knok out drum (KOD-0) sampai komposisi uapnya 1. c ki zi = 1 i = 1,,..C (Per 1-1, perry,s CEH) i1 V 1 ( ki 1) F Dimana : Ki = konstanta keseimbangan uap cair komponen i Zi = Fraksi mol komponen i V/F = Fraksi uap aliran keluar. Menghitung mol uap dan liquid aliran keluar knok out drum (KOD-01) H S

Tabel. LA.6 Persamaan antoin untuk komponen tekanan uap murni pada T = 4 0 C (16,15 K) Komponen Kmol Zi A B C Pv CH 4 0,1889 0,001651 1,584 968,1 -,7 5891,79 C H 6 0,0099 0,00008940 1,8797 158,18-1,76 575,0009 C H 8 0,00049 0,00000145 1,7097 187,8-5,1011 145,107 i-c 4 H 10 0,000099 0,00000050 1,986 9,44-7,86 419,871 n-c 4 H 10 0,000099 0,000000507 1,817 150, -7,68 58,4777 C 5 H 1 0,0000699 0,0000008799 1,9778 554,6-6,59 19,1068 H S 0,000000499 0,00000000681 14,551 1964,7-15,417 070,6974 CO 1,706 0,167086851 15,768 1956,5 -,1117 9446,50 N 0,0850 0,0010779 1,4477 658, -,854 84859,11 H O 1,91 0,1679470 16,56 985,44-8,9974 8,774 CO 0,0854 0,00107496 1,67 769,9 1,669 150101,051 H 5,907 0,666187 1,7844, 8,08 17499,4 79,48088 1,00 Total

Dengan Trial and error didapat V/F = 0,9999 Temperatur 4 0 C (16, 15 K) dan tekananya 4,4 bar (440 kpa) Tabel. LA.7 Komponen fraksi uap aliran keluar pada T = 166 0 C (49,15 K) dan tekananya 4,4 bar (440 kpa) Komponen Kmol Zi Ki =(Pv/Pt) y i x i CH 4 0,1889 0,001651 14,7097 0,00198854 0,0001118 C H 6 0,0099 0,00008940,461,0771E-05 1,671E-05 C H 8 0,00049 0,00000145 0,595619,80949E-06 4,7169E-06 i-c 4 H 10 0,000099 0,00000050 0,17078,76E-07 1,609E-06 n-c 4 H 10 0,000099 0,00000050 0,91,569E-07 1,6199E-06 C 5 H 1 0,0000699 0,0000008799 0,0591,1767E-07 4,10614E-06 H S 0,0000004 0,000000006 1,5848 5,1799E-09 4,1466E-09 CO 1,706 0,167086851,871518 0,1915941 0,049401664 N 0,0850 0,0010779 4,77841 0,0018675,69985E-05 H O 1,91 0,1679470 0,00596 0,007601 0,989007 CO 0,0854 0,00107496 55,01 0,00194476,947E-06 H 5,907 0,666187 71,4419 0,80087061 0,011117 79,48088 1,00 Total 1,00005564 1,00000000 Komponen Top (kmol/jam) Top (kg/jam) Bottom (kmol/jam) Bottom (kg/jam) CH 4 0,17115,059 0,001775 0,08419 C H 6 0,00114 0,06465 0,000185 0,005556 C H 8 0,000185 0,00815 6,8E-05 0,00811 i-c 4 H 10 1,8E-05 0,001056,17E-05 0,0016 n-c 4 H 10,15E-05 0,00146 1,84E-05 0,00107 C 5 H 1 1,4E-05 0,0010 5,56E-05 0,004005 H S,44E-07 1,17E-05 5,61E-08 1,91E-06 CO 1,6045 554,799 0,66871 9,4074 N 0,084799,7574 0,000501 0,01401 H O 0,504 4,00508 1,7096 8,777 CO 0,08508,8957,17E-05 0,000887 H 5,77894 105,5579 0,151759 0,0519 Total 65,9057 671,1684 1,57 58,565 99,74

Tabel. LA.8 Neraca Massa di knok out drum (KOD-01) Komponen Alur masuk Alur keluar Alur 1 Alur 14 Alur 15 Kg/jam Kg/jam Kg/jam CH 4,0681 0,08419,059 C H 6 0,06905 0,005556 0,06465 C H 8 0,011008 0,00811 0,00815 i-c 4 H 10 0,001 0,0016 0,001056 n-c 4 H 10 0,001 0,00107 0,00146 C 5 H 1 0,00504 0,004005 0,0010 H S 0,000084 1,91E-06 1,17E-05 CO 584,16078 9,4074 554,799 N,405 0,01401,7574 H O,7778 8,777 4,00508 CO,9045 0,000887,8957 H 105,86144 0,0519 105,5579 Subtotal 58,565 671,1684 Total 99,7507 99,7507

A. PSA (Pressure Swing Adsorpsi) Berfungsi untuk memisahkan H dari impuritisnya Asumsi: H mengandung impurities berupa air sebanyak 0,1 % Hidrogen (H ) yang masuk ke PSA 80 % mol maka diharapkan terkonversi sebanyak 94,7 % H dengan kemurnian 99,9 % dan sedikit impuritis terikut bersama-sama dengan hidrogen dan tidak dapat dihindarkan sebagian kecil dari hidrogen ikut terserap oleh adsorben. Air yang masuk ke PSA (pressure swing adsorpsi) harus < 0,5 %mol (freepatent, 00) maka diharapkan air akan diserap adsorben sebanyak 99,75%. 100 % CO, CH 4, CO,CO, CH 4, C H 6, C H 8, i-c 4 H 10, n-c 4 H 10, C 5 H 1, H S, N di serap adsoben F 0 H H O CH 4, C H 6, C H 8, i-c 4 H 10, n-c 4 H 10, CO, CO, CH 4, C H 6, C H 8, i-c 4 H 10,, C 5 H 1, H S, N F 18 F 19 n-c 4 H 10, C 5 H 1, H S, N, H O, H Konversi H = 94,7% H yang dihasilkan 94,7 % (N 0 H ) = 0,947 x 5,7789 kmol/jam F 0 H = 99,9 kg/jam N 0 0,5 H O = x 0,496 kmol/jam = 0,000556 kmol/jam 100 F 0 H O = 0,01 kg/jam Tabel L.A.1 Neraca Massa di PSA

Komponen Alur masuk Alur keluar Alur 15 Alur 16 Alur 17 Kg/jam Kg/jam Kg/jam CH 4,058,058 C H 6 0,06465 0,06465 C H 8 0,00815 0,00815 i-c 4 H 10 0,001056 0,001056 n-c 4 H 10 0,00146 0,00146 C 5 H 1 0,0010 0,0010 H S 0,000084 0,000084 CO 554,796 554,796 N,757,757 H O 4,00494,9949 0,01 CO,8957,8957 H 105,5579 5,59456 99,99 Subtotal 571,1679 100 Total 671,1679 671,1679 A. 9. Neraca Massa mixing point Menghitung HHV ( heating value) PSA off gas yang diperoleh dari PSA ( pressure swing adsorpsi) a. Komponen Carbon (C) PSA off gas Komponen m i Kg Bm i Kg/kmol BC i Kg/kmol BC i / Bm i m i x BC i / Bm i CH 4,058 16,011 1,011 0,75017 1,5677 C H 6 0,06465 0,0 4,0 0,80014 0,05078 C H 8 0,00815 44,0 6,0 0,8181 0,006671 i-c 4 H 10 0,001056 58,044 48,044 0,8771 0,000874 n-c 4 H 10 0,00146 58,044 48,044 0,8771 0,0010 C 5 H 1 0,0010 7,055 60,055 0,846 0,000860 H S 1,46E-05 4,066 0 0 0 CO 554,796 44,011 1,011 0,79 151,857 N,757 8,176 0 0 0 H O,9949 18 0 0 0 CO,8957 8,011 1,011 0,4879 1,0468 H 5,59456 0 0 0 Subtotal 571,1 15,997

Komponen b. Komponen Hidrogen (H) PSA off gas m i Kg Bm i Kg/kmol BH i Kg/kmol BH i / Bm i m i x BH i / Bm CH 4,058 16,011 4 0,498 0,50840 C H 6 0,06465 0,0 6 0,1998 0,0168 C H 8 0,00815 44,0 8 0,18168 0,00148 i-c 4 H 10 0,001056 58,044 10 0,178 0,000181 n-c 4 H 10 0,00146 58,044 10 0,178 0,00014 C 5 H 1 0,0010 7,055 1 0,1665 0,000171 H S 1,46E-05 4,066 0,05870 0,000000857 CO 554,796 44,011 0 0 0 N,757 8,176 0 0 0 H O,9949 18 0,1111 0,448 CO,8957 8,011 0 0 0 H 5,59456 1 0,5,797 Subtotal 571,1,7641 c. Komponen Oksigen (O) off gas Komponen m i Kg Bm i Kg/kmol BH i Kg/kmol BH i / Bm i m i x BH i / Bm CH 4,058 16,011 0 0 0 C H 6 0,06465 0,0 0 0 0 C H 8 0,00815 44,0 0 0 0 i-c 4 H 10 0,001056 58,044 0 0 0 n-c 4 H 10 0,00146 58,044 0 0 0 C 5 H 1 0,0010 7,055 0 0 0 H S 1,46E-05 4,066 0 0 0 CO 554,796 44,011 0,7709 40,8 N,757 8,176 0 0 0 H O,9949 18 16 0,88888,55066 CO,8957 8,011 16 0,5710 1,649 H 5,59456 0 0 0 Subtotal 571,1 408,58

Komponen d. Komponen Nitrogen (N) PSA off gas m i Kg Bm i Kg/kmol BN i Kg/kmol BH i / Bm i m i x BH i / Bm CH 4,058 16,011 0 0 0 C H 6 0,06465 0,0 0 0 0 C H 8 0,00815 44,0 0 0 0 i-c 4 H 10 0,001056 58,044 0 0 0 n-c 4 H 10 0,00146 58,044 0 0 0 C 5 H 1 0,0010 7,055 0 0 0 H S 1,46E-05 4,066 0 0 0 CO 554,796 44,011 0 0 0 N,757 8,176 14,008 0,5 1,1878 H O,9949 18 0 0 0 CO,8957 8,011 0 0 0 H 5,59456 0 0 0 Subtotal 571,1 1,1878

Komponen e. Komponen Sulfur (S) PSA off gas m i Kg Bm i Kg/kmol BH i Kg/kmol BH i / Bm i m i x BH i / Bm CH 4,058 16,011 0 0 0 C H 6 0,06465 0,0 0 0 0 C H 8 0,00815 44,0 0 0 0 i-c 4 H 10 0,001056 58,044 0 0 0 n-c 4 H 10 0,00146 58,044 0 0 0 C 5 H 1 0,0010 7,055 0 0 0 H S 1,46E-05 4,066,066 0,9419 0,000017 CO 554,796 44,011 0 0 0 N,757 8,176 0 1 0 H O,9949 18 0 0 0 CO,8957 8,011 0 0 0 H 5,59456 0 0 0 Total 571,1 0,000017 HHV = 0,491 Zc + 1,178 Z H 0,104 Z O 0,0151 Z N + 0,1005 Z S HHV = 0,491 x 15,997 kg + 1,178 x,7641 kg 0,104 x 408,58 kg 0,0151 x 1,1878 kg + 0,1005 x 0,000017 kg = 5,7604 kg + 4,45 kg 4,14kg 0,0179 kg + 0,0000017 kg = 15,964 Mj/kg (Prins, M; 005) Jumlah gas alam yang ditambahkan 10 % dari HHV PSA off gas = 10% x 15,964 Mj/kg = 0,1 x 15,964 Mj/kg = 1,5964 Mj/kg =1,5964/15,964 = 0,1 x dari HHV gas alam untuk basis 1 mol Komposisi gas alam yang ditambahkan CH4 : 94,996 % = 0,94996 x 0,1 = 0,94996 kmol C H 6 :,1% = 0,1 x 0,1 = 0,01 kmol C H 8 : 0,5 % = 0,005 x 0,1 = 0,0005 kmol i-c 4 H 10 : 0,1 % = 0,001 x 0,1 = 0,0001kmol n -C 4 H 10 : 0,1 % = 0,001 x 0,1 = 0,0001 kmol C 5 H 1 : 0, % = 0,00 x 0, 1 = 0,000 kmol

H S : 0,0004 % = 0,00004 x 0,1 = 0,000004 kmol CO : 0,5 % = 0,005 x 0,1 = 0,0005 kmol N : 1,1 % = 0,011 x 0,1 = 0,0011 kmol Tabel L.A.1 Neraca Massa di mixing point Komponen Neraca Massa Alur F Neraca Massa Alur F Neraca Massa Alur 4 F (kg/jam) (kg/jam) (kg/jam) CH 4,058 15,114 17,1495 C H 6 0,06465 0,906 0,9940 C H 8 0,00815 0,001 0,0016 i-c 4 H 10 0,001056 0,0058 0,0068 n-c 4 H 10 0,00146 0,0058 0,0070 C 5 H 1 0,0010 0,0144 0,0154 H S 0,000084 0,0001 0,00015 CO 554,796 0,00 554,7516 N,757 0,0099,4067 H O,9949 -,9949 CO,8957 -,8957 H 5,59456-5,59456 Total 571,1679 16,1460-587,19 587,19

A. 10 Neraca Massa Pembakaran pada R-01 Dalam reaksi pembakaran terjadi reaksi antara hidrokarbon dan oksigen., ada 6 reaksi yang terjadi. Asumsi : semua hidrokarbon yang digunakan dalam pembakaran direformer furnace dapat rubah menjadi CO dan H O. O teoritis = r CH 4 + 7/ rc H 6 + 5r C H 8 + 6r i-c 4 H 10 + 6r n-c 4 H 10 + 8r C 5 H 1 O teoritis = x 1,0711 +7/ x 0, 01+ 5 x 0,0006 + 6 x 0,00011 + 6 x 0,0001 + 8 x 0,000 =,14 kmol/jam + 0,11585 kmol/jam + 0,00 kmol/jam + 0,00066 kmol/jam + 0,0007 kmol/jam + 0,0048 kmol/jam =,67 kmol/jam O teoritis dibuat berlebih 1% berlebih = 0,1 x,67 = 0,706 kmol/jam Jadi O teoritis =,67 kmol/jam + 0,706 kmol /jam =,599 kmol/jam N 0 O =,599 kmol/jam F 0 O =,599 x = 81,57 kg/jam Udara terdiri dari 1% O dan 79% N N 0 N =,599 0,79 0,1 = 9,555 kmol/jam F 0 N = 9,555 x 8,176 = 69,151 kg/jam Reaksi 1 r = r = Na in. x 1,0711.1 ( 1) r = 1,0711 CH 4 + O CO + H O N in 1,0711,599 Reaksi (-1).1,0711 (-). 1,0711 1,0711 (). 1,0711 +

N out 0 0,9709 1,0711,14 Reaksi r = r = Na in. x 0,0.1 ( 1) r = 0, 01 C H 6 + 7 O CO + H O N in 0,01 0,9709 Reaksi (-1).0,01 ( 7 ). 0,01 (). 0,01 (5).0,01 + N out 0 0,819 0,066 0,1655 Reaksi r = Na in. x r = 0,0006.1 ( 1) r = 0,0006 C H 8 + 5O CO + 4H O N in 0,0006 0,819 Reaksi (-1).0,0006 (-5).0,0006 ().0,0006 (7).0,0006 + N out 0 0,789 0,0018 0,004 Reaksi 4 r = Na in. x r = 0,00011.1 ( 1) r = 0,00011

i-c 4 H 10 + 1 O 4CO + 5H O N in 0,0001 0,789 1 Reaksi (-1).0,0001 (- ).0,00011 (4).0,00011 (5).0,00011 + N out 0 0,77575 0,00044 0,00055 Reaksi 5 r = Na in. x r = 0,0001.1 ( 1) r = 0,0001 n-c 4 H 10 + 1 O 4CO + 5H O N in 0,0001 0,77575 1 Reaksi (-1).0,0001 (- ).0,0001 (4).0,0001 (5).0,0001 + N out 0 0,7679 0,00048 0,0006 Reaksi 6 r = Na in. x 0,000.1 r = ( 1) r = 0,000 C 5 H 1 + 8O 5CO + 6H O N in 0,000 0,7679 Reaksi (-1).0,000 (-8).0,000 (5).0,000 (6).0,000 + N out 0 0,7519 0,001 0,001 Dalam pembakaran hidrokarbon dengan O dihasilkan karbon dioksida dan air CO yang dihasilkan = 1,0711 kmo/jam + 0,066 kmol/jam +0,0018 kmol/jam + 0,00044 kmol/jam + 0,00048 kmol/jam + 0,001 kmol/jam

= 1,1410 kmol/jam x 44,011 kg/kmol F 1 CO = 50,174 kg/jam H O yang dihasilkan =,14 kmol/jam + 0,1655 kmol/jam + 0,004 kmol/jam + 0,00055 kmol/jam + 0,0006 kmol/jam + 0,001kmol/jam F 1 H O =,145 kmol/jam x 18 kg/kmol = 41,6565 kg/jam O yang bersisa = 0,7519 kmol/jam F 1 O = 0,7519 kmol/jam x kg/kmol = 8,75488 kg/jam Tabel L.A.17 Neraca Massa di pembakaran di R-01 Komponen Neraca Massa Alur F Neraca Massa Alur 5 F Neraca Massa Alur 6 F (kg/jam) (kg/jam) (kg/jam) CH 4 17,1495 0 C H 6 0,9940 0 C H 8 0,0015 0 i-c 4 H 10 0,006856 0 n-c 4 H 10 0,00704 0 C 5 H 1 0,0154 0 H S 0,0001506 0,0001506 CO 554,7516 604,969 N,4067 69,151 71,5579 H O,96487 45,617 O - 81,578 8,75488 CO,8957,8957 H 5,6 5,6 Total 99,161 99,161

LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA PANAS Basis perhitungan : 1 jam Satuan operasi : kilojoule/jam (kj/jam) Temperatur Basis : 5 o C (98,15 K) Kapasitas produksi : 70 ton / tahun Tabel LB.1 Kapasitas Panas Gas Komponen a b c d e CH 4 18,670-7,669E-0,90981E-04 -,6849E-07 8,00679E-11 C H 6,69-1,55175E-0,7689E-04-4,11770E-07 1,8890E-10 C H 8 47,659-1,1469E-01 1,17000E-0-1,69695E-06 8,18910E-10 i-c 4 H 10 5,905-1,07178E-01 1,8044E-0 -, 06667E-06 1,00888E-09 n-c 4 H 10 66,7088-1,855E-01 1,5844E-0 -,1879E-06 1,04577E-09 C 5 H 1 8,1454 -,4195E-01 1,9465E-0 -,80749E-05 1,576E-09 H S 14,54-1,76481E-0 6,76664E-05-5,454E-08 1,40695E-11 CO 19,0 7,9691E-0-7,7067E-05,7457E-08-8,104E-10 N 9,4119 -,00681E-0 5,45064E-06 5,1186E-09-4,508E-1 H O 4,0471-9,65064E-0,998E-05 -,04467E-08 4,08E-1 CO 9,006,4950E-0-1,86440E-05 4,7989E-08 -,8766E-10 H 17,686 6,70055E-0-1,1485E-05 1,0588E-07 -,9180E-11 (Reklaitis, 198) C pg = a + bt + ct + dt + et 4 [J/mol K] T T1 Cp g dt = [a(t T 1 ) + b/(t T 1 ) + c/(t T 1 ) + d/4(t 4 T 1 4 ) + e/5(t 5 T 1 5 )]

Tabel LB. Data Panas Reaksi Pembentukan (Kcal/mol) Komponen Hf CH 4-17,89 C H 6-0,4 C H 8-4,8 i-c 4 H 10-0,15 n-c 4 H 10 -,15 C 5 H 1-5,00 H S -4,8 CO -94,05 N 0,0 H O -57,80 CO -6,4 H 0,0 Sumber : : Reklaitis, 198 Tabel LB. Data Air Pemanas dan Air Pendingin yang Digunakan T ( o C) H (kj/kg) λ (kj/kg) air superheated steam 5 90 88 600 104,8 77 - - - 0,91 681 (Reklaitis,198)

LB. 1. Kompresor 1(G-101) Berfungsi untuk menaikan tekanan sebelum di umpankan ke desulfurisasi. 5 0 C, 10 bar G-101 55 0 C, 0, bar Panas masuk pada 5 0 C alur 1 Contoh perhitungan kapasitas panas Cp CH 4 = a + bt + ct + dt + et 4 [ J/mol K ] T T1 Cp CH 4 dt = [a(t T 1 ) + b/(t T 1 ) + c/(t T 1 ) + d/4(t 4 T 4 1 ) + e/5(t 5 T 5 1 )] 0,07669 Cp CH 4 dt = 18,670 (98,15-98,15) + (98,15 98,15 ) +,0000006 (98,15 4 0,000909 (98,15 0 4 4 98,15 ) 98,15 ) + 0,00000000008006 + (98,15 5 5 98,15 ) 5 = 0 kj/ kmol. K Dengan cara yang sama diperoleh kapasitas panas untuk komponen lainnya Panas masuk Q in 88,15 = N Cp. dt 98,15 CH 4(g) = (1,885 kmol/jam ).( 0 kj/kmol.k ).( 98,15 98,15 K) = 0 Kj/jam Jumlah panas masuk ke kompresor = 0 kj/kmol Panas keluar pada 55 0 C alur Panas keluar Q out 8,15 = N Cp. dt 98,15

CH 4(g) = (1,885 kmol/jam ).( 874,005 kj/kmol.k ).(8,15K 98,15 K) = 941105,47 kj/jam Tabel LB.4 Panas keluar Kompresor I 8,15 Komponen N out C p dt 98,15 8,15 N C p dt 98,15 CH 4 1,885 495,869 19197,1 C H 6 0,56 16,89771 11051,4517 C H 8 0,56 4,1E+0,07E+0 i-c 4 H 10 0,0076 08,51918 41,61774 n-c 4 H 10 0,0076 041,146 4,099519 C 5 H 1 0,00606-19578,90594-559,445099 H S 0,00005 44,086778 0,1809008 CO 0,048 900,615144 670,607796 N 0,085 87,6699 5,7046 Total 0787,186 dq / dt = dq / dt () dq / dt (1) = 0787,186 0 kj/jam = 0787,186 kj/jam Tabel. LB. 5 Neraca panas Kompresor I Alur masuk (kj/jam) Alur keluar (kj/jam) Umpan Produk dq/dt Total 0 0787,186 0787,186 0787,186 0787,186

LB.. Heater 1 (E-101) Fungsi : memanaskan suhu gas alam dari suhu 55 0 C menjadi 75 0 C Gas telah dimaanfaatkan 00 0 C 55 0 C 75 0 C CH 4 CH 4 C H 6 F E-101 F C H 6 C H 8 C H 8 i-c 4 H 10 i- C 4 H 1 n-c 4 H 10 n- C 4 H 1 C 5 H 1 Gas proses yang berasal dari High temperature shift C 5 H 1 H S 40 0 C H S N N CO CO Panas masuk pada 55 0 C alur Contoh perhitungan kapasitas panas Cp CH 4 = a + bt + ct + dt + et 4 [ J/mol K ] T T1 Cp CH 4 dt = [a(t T 1 ) + b/(t T 1 ) + c/(t T 1 ) + d/4(t 4 T 4 1 ) + e/5(t 5 T 5 1 )] 0,07669 Cp CH 4 dt = 18,670 (8,15-98,15) + (8,15 98,15 ) +,0000006 (8,15 4 0,000909 (8,15 0 4 4 98,15 ) 98,15 ) + 0,00000000008006 + (8,15 5 5 98,15 ) 5 = 495,869 kj/ kmol. K Dengan cara yang sama diperoleh kapasitas panas untuk komponen lainnya

Panas masuk Q in 8,15 = N Cp. dt 98,15 CH 4(g) = (1,885 kmol/jam ).( 495,869 kj/kmol.k ).( 8,15 98,15 K) = 19197,1Kj/jam Tabel LB.6 Panas masuk Heater I 8,15 Komponen N out C p dt 98,15 8,15 N C p dt 98,15 CH 4 1,885 495,869 19197,1 C H 6 0,56 16,89771 11051,4517 C H 8 0,56 4,1E+0,07E+0 i-c 4 H 10 0,0076 08,51918 41,61774 n-c 4 H 10 0,0076 041,146 4,099519 C 5 H 1 0,00606-19578,90594-559,445099 H S 0,00005 44,086778 0,1809008 CO 0,048 900,615144 670,607796 N 0,085 87,6699 5,7046 Total 0787,186 Panas keluar pada 75 0 C alur Panas keluar Q out 648,15 = N Cp. dt 98,15 CH 4(g) = (1,885 kmol/jam ).( 874,005 kj/kmol.k ).(648,15K 98,15 K) = 941105,47 kj/jam Tabel LB.7 Panas keluar Heater I 648,15 Komponen N out C p dt 98,15 648,15 N C p dt 98,15 CH 4 1,885 874,005 941105,47 C H 6 0,56 587,99 04016,887 C H 8 0,56 7000 000 i-c 4 H 10 0,0076 4968,6884 64969,199 n-c 4 H 10 0,0076 49068,1868 6457,785

C 5 H 1 0,00606-100498,6-109,41 H S 0,00005 5775,5845 50,56645 CO 0,048-88,4947-4658,0059 N 0,085 106,7758-09410,579 Total 40066868, dq / dt = dq / dt () dq / dt (1) = 40066868, 0787,186 = 984600,41 kj/jam Untuk memanaskan gas alam digunakan gas proses yang berasal dari high temperatur shift pada 40 0 C, dari neraca massa diperoleh jumlah gas proses yang keluar dari high temperatur shift (R-0) adalah 99,7507 kg/jam. Tabel.LB 8 Neraca panas Heater 1 (E-101) Alur masuk (kj/jam) Alur keluar (kj/jam) Umpan 0787,186 - Produk - 40066868, Gas yang berasal dari HTS 984600,41 Total 40066868, 40066868, LB. Desulfurisasi (R-101) Berfungsi menghilangkan sulfur yang terdapat didalam gas alam F F 4 75 0 C, 0, bar R-101 61 0 C, 0 bar CH 4 CH 4 C H 6 C H 6 C H 8 C H 8 C 4 H 10 C 4 H 10 C 4 H 10 C 4 H 10 C 5 H 1 C 5 H 1 H S H S CO CO

N N Panas masuk desulfurisasi = panas keluar dari heater I = 40066868, Kj/jam Panas keluar pada 61 0 C alur 4 Panas keluar Q out = N 64,15 Cp. dt 98,15 CH 4(g) = (1,885 kmol/jam).( 856,6197 kj/kmol.k ).(64,15 K 98,15 K) = 57894,54 Kj/jam Tabel LB.9 Panas keluar Desulfurisasi (R-101) 64,15 Komponen N out C p dt 98,15 64,15 N C p dt 98,15 CH 4 1,885 856,619709 57894,54 C H 6 0,56 458,1047-185970,777 C H 8 0,56 5600 96000 i-c 4 H 10 0,0076 59080,0971 7469,459 n-c 4 H 10 0,0076 4660,95 58875,59989 C 5 H 1 0,00606-914190,7958-186148,71 H S 0,0000007 5504,48117 1,9464149 CO 0,048-1609,069408-1418,86651 N 0,085 998,754945-8485,6677 H O 0,00004 11741,78505 95,869657 Total 64809,86 Panas reaksi H S + ZnO H S yang bereaksi ZnS + H O(g) = 0,00004 kmol/jam ZnO yang bereaksi = 0,00004 kmol/jam ZnS yang terbentuk = 0,00004 kmol/jam H O yang terbentuk = 0,00004 kmol/jam H r (5 0 C) = [0,00004 x (-18955, kj/kmol) + (0,00004 x (-4185, )] [ 0,00004 x (-0157,4) + (0,00004 x (48611,5 )] = (-4,6057) + (-5,8765) - (-0,4898 + (-8,471)

= - 18,466 kj/jam dq/ dt = Q out Q in + H r = 64809,86-40066868, + (-18,466) = -68576,84 kj/jam Tabel. LB. 10 Neraca panas Desulfurisasi (R-101) Umpan Produk Hr dq/dt Total Alur masuk (kj/jam) 40066868, -68576,84 Alur keluar (kj/jam) 64809,86-18,466 64891,4 64891,4 LB. 4. Mixing point Berfungsi untuk memcampur gas alam dengan steam Superheated steam 88 0 C, 0 bar F 5 61 0 C, 0 bar X-101 71 0 C, 0 bar F 4 F 6 CH 4 CH 4 C H 6 C H 6 C H 8 C H 8 n-c 4 H 10 n-c 4 H 10 i-c 4 H 10 i-c 4 H 10 C 5 H 1 C 5 H 1 H S H S N N CO CO H O H O Panas masuk mixing point = panas keluar dari (R-101) + Panas masuk alur 5 Panas keluar dari desulfurisasi (R-101) = 64809,86 kj/jam

Panas masuk pada 88 0 C alur 5 Panas masuk Q in = N 661,15 Cp. dt 98,`15 H O (g) = (9,519 kmol/jam).(176,484 Kj/kmol.K).(661,15 K- 98,15 K) = 1868648 Kj/jam Panas keluar pada 71 0 C alur 6 644,15 Panas keluar Q out = N Cp. dt 98 CH 4(g) = (1,885 kmol/jam).( 860,8670 kj/kmol.k ).(644,15 K-98,15 K) = 845946,8 Kj/jam Tabel LB.11 Panas keluar Mixing point (X-101) 64,15 Komponen N out C p dt 98,15 64,15 N C p dt 98,15 CH 4 1,885 860,86708 845946,8 C H 6 0,56 5461,57 1987469,98 C H 8 0,56 6914,677 1688,496 i-c 4 H 10 0,0076 48655,876 698,70805 n-c 4 H 10 0,0076 4860,10418 6914,56114 C 5 H 1 0,00606-978004,17-05069,9 H S 0,0000007 5697,745475-117,0501 CO 0,048-470,66676-117,0501 N 0,085 104,456 086,967 H O 9,519 1109,16984 165554471,5 Total 04561414, dq / dt = Q out (6) Q in (4) + Q in (5) = 04561414, - (64809,86 + 1868648)

= 04561414, - 191479,9 = -145678,6 kj/jam Tabel.LB 1 Neraca panas Mixing point (X-101) Alur masuk (kj/jam) Alur keluar (kj/jam) Umpan 191479,9 Produk 04561414, dq/dt -145678,6 Total 04561414, 04561414, LB. 5.Heater (E-10) Berfungsi untuk memanaskan gas alam sebelum masuk ke reformer furnace Super heated steam 600 0 C, 0 bar T = 71 0 C F 6 E-10 F 7 T = 50 0 C P = 0 bar P = 9 bar CH 4 CH 4 C H 6 C H 6 C H 8 C H 8 i-c 4 H 10 kondensat i-c 4 H 10 n-c 4 H 10 14 0 C, 10 bar n-c 4 H 10 C 5 H 1 C 5 H 1 H S H S CO CO CO CO N N H O H O Panas keluar dari mixing point = panas masuk heater = 04561414, Kj/jam Panas keluar pada 50 0 C alur 7 (E-10 ) Panas keluar Q out = N 79,15 Cp. dt 98,15

CH 4(g) = (1,885 kmol/jam).( 1446,01 kj/kmol.k ).(79,15 K 98,15 K) = 91994, Kj/jam Tabel LB.1 Panas keluar Heater II (E-10) 79,15 Komponen N out C p dt 98,15 79,15 N C p dt 98,15 CH 4 1,885 1446,01 91994, C H 6 0,56 40540,06 45717,088 C H 8 0,56 5869,15497 7001,708 i-c 4 H 10 0,0076 77109,514 14516,597 n-c 4 H 10 0,0076 766,111 1467,74 C 5 H 1 0,00606-55550,474-7065944,758 H S 0,0000007 879,70948,0466785 CO 0,048-776,4866-40644,8417 N 0,085 1487,75857 6650,0991 H O 9,519 1778,9704 46768117, Total 4751749,9 dq / dt = Q out (8) Q in (7) = 4751749,9 04561414, = 955,6 kj/jam Digunakan steam pada 600 0 C, = 681 kj/kg ((Reklaitis,198) Steam yang digunakan berasal dari waste heat boiler (WHB) Jumlah steam yang dibutuhkan, m = 955,6 681 50,705 = 771,1 kg/jam Tabel. LB 14 Neraca panas Heater II (E-10) Umpan Produk Steam Alur masuk (kj/jam) 04561414, 955,6 Alur keluar (kj/jam) 4751749,9

Total 4751749,9 4751749,9 LB. 6. Reformer furnace Berfungsi sebagai tempat terjadinya proses steam reforming yaitu bereaksinya antara steam dan gas alam. Gas proses terdiri dari CH 4, C H 6, C H 8, i- C 4 H 10, n- C 4 H 10, C 5 H 10, H S, CO, CO N, H O 50 0 C, 9 bar 0 C, 1 bar F 7 Udara pembakaran Flue gas terdiri dari PSA off gas dan gas alam R-01 Flue gas 900 0 C, 1 bar 4 0 C, 1 bar F 8 Gas proses pada 850 0 C, 7, 5 bar Panas keluar dari heater II = panas masuk (R-01) = 4751749,9Kj/jam Panas keluar pada 850 0 C alur 8 (R-01) Panas keluar Q out = N 11,15 Cp. dt 98,15 CH 4(g) = (1,88 kmol/jam ).(0954,6175 kj/kmol.k ).(11,15 K 98,15 K) = 91791,415 kj/jam Tabel LB.15 Panas keluar Reformer furnace (R-01) 11,15 Komponen N out C p dt 98,15 11,15 N C p dt 98,15 CH 4 0,189 0954,6175 91791,415 C H 6 0,00 79898,7074 151607,790 C H 8 0,0005 1478,1918 577,506 i-c 4 H 10 0,00004 16619,116 566,4088 n-c 4 H 10 0,00004 16187,084 540,6198 C 5 H 1 0,00007-9801645,9-566045,0507

H S 0,0000007 1699,588 9,7858655 CO 0,048 55958,09 10769785,76 N 0,085 5541,1671 179795,54 H O 6,1804 1165,5011 6716819,7 CO 1,5-66801,14144-7481740,9 H 9,684 799,547 59414586 Total 54798644 Panas Reaksi Terdapat 6 reaksi: Reaksi 1 CH 4 (g) + H O (g) Ni H (g) + CO (g) Reaksi C H 6 (g) +H O (g) Ni 5H (g) + CO (g) Reaksi C H 8 (g) + H O (g) Ni 7H (g) + CO (g) Reaksi 4 i-c 4 H 10 (g) + 4H O (g) Ni 9H (g) + 4CO (g) Reaksi 5 i-c 4 H 10 (g) + 4H O (g) Reaksi 6 C 5 H 1 (g) + 5H O (g) Ni Ni 9H (g) + 4CO (g) 11H (g) + CO (g) Panas reaksi Standar : AH r = n. H 0 f produk - n. H 0 f realtan Reaksi 1 CH 4 yang bereaksi = 1,756 kmol/jam H O yang bereaksi = 1,756 kmol/jam H yang bereaksi = 1,756 kmol/jam CO yang bereaksi = 1,756 kmol/jam H r1 (5 0 C) = [1,756 x (0) + (1,756 x (-110,54 x10 )] [ 1,756 x (-74,85 x 10 ) + (1,756 x (-41,85 x 10 )] = (-140978,944) - (-954606,96 + (-08469,407)

= 6909,4 kj/jam Reaksi C H 6 yang bereaksi = 0, kmol/jam H O yang bereaksi = x 0, kmol/jam = 0,4466 kmol/jam H yang bereaksi = 5 x 0, kmol/jam = 1,1165 kmol/jam CO yang bereaksi = x 0, kmol/jam = 0,4466 kmol/jam H r (5 0 C) = [1,1165 x (0) + (0,4466 x (-110,54 x10 )] [ 0, x (-84,684 x 10 ) + (0,4466 x (-41,85 x 10 )] = (-4967,164) - (-18909,97 + (-10800,600) = 77546,75 kj/jam Reaksi C H 8 yang bereaksi = 0,0456 kmol/jam H O yang bereaksi = x 0,0456kmol/jam = 0,0768 kmol/jam H yang bereaksi = 7 x 0,0456 kmol/jam = 0,1719 kmol/jam CO yang bereaksi = x 0,0456 kmol/jam = 0,0768 kmol/jam H r (5 0 C) =[ 0,1719 x (0) + (0,0768 x (-110,54 x10 )] [ 0,0456 x (-10,8468 x 10 ) + (0,0768 x (-41,85 x 10 )] = (-8144,587) - (- 550,477 + (-17818,408) = 14,96 kj/jam Reaksi 4 i-c 4 H 10 yang bereaksi = 0,007 kmol/jam H O yang bereaksi = 4 x 0,007 kmol/jam = 0,01488 kmol/jam H yang bereaksi = 9 x 0,007 kmol/jam = 0,048 kmol/jam CO yang bereaksi = 4 x 0,007 kmol/jam = 0,01488 kmol/jam H r4 (5 0 C)=[ 0,048 x (0) + (0,01488 x (-110,54 x10 )] [ 0,007 x (-16,1476 x 10 ) + (0,048 x (-41,85 x 10 )] = (-1644,85) - (- 469,690 + (-8096,658) = 691,0696 kj/jam Reaksi 5 n-c 4 H 10 yang bereaksi= 0,007 kmol/jam

H O yang bereaksi = 4 x 0,007 kmol/jam = 0,01488 kmol/jam H yang bereaksi = 9 x 0,007 kmol/jam = 0,048 kmol/jam CO yang bereaksi = 4 x 0,007 kmol/jam = 0,01488 kmol/jam H r5 (5 0 C)= [ 0,048 x (0) + (0,01488 x (-110,54 x10 )] [ 0,007 x (-14,5156 x 10 ) + (0,048 x (-41,85 x 10 )] = (- 1644,85) - (- 500,980 + (-8096,658) = 695,1986 kj/jam Reaksi 6 C 5 H 1 yang bereaksi = 0,00599 kmol/jam H O yang bereaksi = 5 x 0,00599 kmol/jam = 0,0995 kmol/jam H yang bereaksi = 11 x 0,00599 kmol/jam = 0,06589 kmol/jam CO yang bereaksi = 5x 0,00599 kmol/jam = 0,0995 kmol/jam H r6 (5 0 C)= [0,06589 x (0) +(0,0995 x (-110,54 x10 )] [0,00599 x (- 146,44 x 10 ) + (0,0995 x (- 41,85 x 10 )] = (- 10,67) - (- 877,1756 + (-74,958) = 4809,4608 kj/jam Panas Reaksi Standar H r = 6909,4 + 77546,75 +14,96 + 691,0696 + 695,1986 + 4809,4608 = 77546,818 kkal/jam dq/dt = Q out - Q in + H r = 54798644-4751749,9 + 77546,818 = 54798644 47518559,4 = 1116441 kj/jam Massa bahan bakar yang digunakan yang diperlukan adalah PSA off gas + gas alam sebesar 10% dari HHV PSA off gas sebesar 587,19 kg/jam

Tabel. 16 Neraca panas Reformer furnaces (R-01) Umpan Produk Hr Flue gas Total Alur masuk (kj/jam) 4751749,9 1116441 Alur keluar (kj/jam) 54798644 77546,818 550676191 550676191 LB. 7. Waste Heat Boiler (WHB) (E-10) Berfungsi untuk mendinginkan gas proses dari 850 0 C menjadi 50 0 C Air proses 90 0 C F 8 F 9 850 0 E-10 C, 7,5 bar 50 0 C, 7, bar CH 4 CH 4 C H 6 C H 6 C H 8 Super heated Steam C H 8 i-c 4 H 10 600 0 C, 0 bar i-c 4 H 10 n-c 4 H 10 n-c 4 H 10 C 5 H 1 C 5 H 1 H S H S CO CO CO CO H O H O H H Panas keluar dari R-01 = Panas masuk Waste Heat Boiler (WHB) (E-10) Panas keluar pada 50 0 C alur 9 Panas keluar Q out = 54798644 kj/jam 6,15 = N Cp. dt 98 CH 4(g) = (0,189 kmol/jam).( 461,74 kj/kmol.k).(65,15 K 98,15 K) = 19616,778 Kj/jam

Tabel LB.16 Panas keluar Waste Heat Boiler (WHB) (E-10) 65,15 Komponen N out C p dt 98,15 65,15 N C p dt 98,15 CH 4 0,189 461,74 19616,778 C H 6 0,00 51,71 17576,51476 C H 8 0,0005 4100,151 770,6775 i-c 4 H 10 0,00004 44957,975 584,4461679 n-c 4 H 10 0,00004 44689,7404 580,966545 C 5 H 1 0,00007-847488,055-1980,5 H S 0,0000007 59,891146 1,04606 CO 0,048-75,419506-6077,478165 N 0,085 9605,60114 6691, H O 6,1804 119,088 96479461 CO 1,5 491,140976 18610, H 9,684 18067,90 01067,5 Total 5110,5 Panas yang diserap air proses, dq/dt = Q in Q out = 54798644-5110,5 = 19670654 kj/jam Air proses yang digunakan adalah air pada suhu 90 o C dengan tekanan 0 bar untuk menghasilkan superheated steam pada suhu 600 o C yang bertekanan 0 bar Massa air proses yang diperlukan adalah : Qout Qin m 87, 15 o cpl dt ( 600 C) 6,15 = 19670654 kj/jam (6676,87 + 681) kj/kg = 1199,988 kg/jam

Tabel. LB 17 Neraca panas Waste Heat Boiler (WHB) (E-10) Alur masuk (kj/jam) Alur keluar (kj/jam) Umpan 54798644 Produk 5110,5 Air pendingin -19670654 Total 5110,5 5110,5 LB.8. High Temperatur Shift Berfungsi untuk merubah CO menjadi CO Air pendingin 5 0 C 50 0 C, 7, bar F 9 R-0 F 10 40 0 C, 6, 8 bar CH 4 CH 4 C H 6 C H 6 C H 8 C H 8 i-c 4 H 10 Air pendingin bekas i-c 4 H 10 n- C 4 H 10 90 0 C n-c 4 H 10 C 5 H 1 C 5 H 1 H S H S CO CO CO CO N N H O H O H H Panas keluar dari cooler 1 = panas masuk HTS (R-0) = 5110,5 Kj/jam Panas keluar pada 40 0 C alur 11 Panas keluar Q out 70,15 = N Cp. dt 98,15 CH 4(g) = (0,189 kmol/jam ).(1076,078 kj/kmol.k ).(70,15 K 98,15 K) = 561881,16 kj/jam

Tabel LB.18 Panas keluar HTS (R-0) 65,15 Komponen N out C p dt 98,15 65,15 N C p dt 98,15 CH 4 0,189 1076,0785 561881,16 C H 6 0,00 1179,618 904,8094 C H 8 0,0005 45146,0781 4571,05541 i-c 4 H 10 0,00004 59459,094 96,715 n-c 4 H 10 0,00004 59088,448 957,77 C 5 H 1 0,00007-141410,90-4096,99911 H S 0,0000007 6875,4895 1,9491991 CO 0,048-9401,0954-46799944,77 N 0,085 1044,915 416109,6669 H O 1,914 1401,45 80587544,05 CO 1,06689 55,008 1449665,10 H 51,949 4594,597 517457109,9 Total 55667605,4 Panas Reaksi CO (g) + H O (g) CO (g) + H (g) Panas reaksi Standar : AH r = n. H 0 f produk - n. H 0 f realtan CO yang bereaksi = 1,6689 kmol/jam H O yang bereaksi = 1,6689 kmol/jam CO yang bereaksi = 1,6689 kmol/jam H yang bereaksi = 1,6689 kmol/jam AH r =[ 1,6689 x (0) + (1,6689 x (- 9,505 x10 )] [1,6689 x (-110,54x 10 ) + (1,6689 x (- 41,85 x 10 )] = (- 487085,00) (-15598,0 + (-96656,4) = -50459,64 Kj/jam dq/dt = Q out - Q in + H r dq/dt = 55667605,4 (5110,5 + (-50459,64) = 55667605,4-507756,9

= 019096, kj/jam Massa air pendingin yang diperlukan adalah : Qout - Qin 0 H(90 C) - H(5 C) 019096, kj/jam 7, kj/kg 741847,7711 kg/jam m 0 Tabel. LB 19 Neraca panas HTS (R-0) Umpan Produk H r Air pendingin Total Alur masuk (kj/jam) 5110,5 019096, Alur keluar (kj/jam) 55667605,4-50459,64 5516065,8 5516065,8 LB. 9. Low Temperatur Shift Berfungsi untuk merubah CO menjadi CO Air pendingin 5 0 C F 11 R-0 F 1 00 0 C, 6,5 bar 0 C, 6, 1 bar CH 4 CH 4 C H 6 C H 6 C H 8 Air pendingin bekas C H 8 i-c 4 H 10 i-c 4 H 10 n- C 4 H 10 90 0 C n-c 4 H 10 C 5 H 1 C 5 H 1 H S H S CO CO CO CO N N H O H O H H

Panas masuk pada 00 0 C alur 11 Panas masuk Q in 47,15 = N Cp. dt 98 CH 4(g) = (0,189 kmol/jam).( 50,40660 kj/kmol.k ).(47,15 K 98,15 K) = 7908,0944 kj/jam Tabel LB.0 Panas masuk LTS (R-0) 47,15 Komponen N out C p dt 98,15 47,15 N C p dt 98,15 CH 4 0,189 50,40660 7908,0944 C H 6 0,00 1106,8179 445,185048 C H 8 0,0005 15961,145 698,07508 i-c 4 H 10 0,00004 1067,79414 147,474559 n-c 4 H 10 0,00004 099,195 146,9461976 C 5 H 1 0,00007-40770,61-949,457 H S 0,0000007 640,067178 0,68576 CO 0,048 67,9980 7900784,18 N 0,085 514,449865 76495,56 H O 1,914 598,1004 1456791,7 CO 1,06689 400,16055 75454,1486 H 51,949 85,654 750484,86 Total 98414014,88 Panas keluar pada 0 C alur 1 Panas keluar Q out 506,15 = N Cp. dt 98 CH 4(g) = (0,189 kmol/jam ).( 451, kj/kmol.k ).(506,15 K -98,15 K) = 116661,5106 kj/jam

Tabel LB.1 Panas keluar LTS (R-0) 506,15 Komponen N out C p dt 98,15 506,15 N C p dt 98,15 CH 4 0,189 451, 116661,5106 C H 6 0,00 157,10 649,71874 C H 8 0,0005 196,619 100,89617 i-c 4 H 10 0,00004 5910,496 15,5759 n-c 4 H 10 0,00004 5795,94 14,649 C 5 H 1 0,00007-845,47-4846,0077 H S 0,0000007 189,989 0,4644640 CO 0,048 60,998 9947099,971 N 0,085 6101,4166 1085,777 H O 1,91 7140,77 1907800, CO 0,085 450,0 804,4089 H 5,907 10169,5 1119656,8 Total 14145495,4 Panas Reaksi CO (g) + H O (g) CO (g) + H (g) Panas reaksi Standar : AH r = n. H 0 f produk - n. H 0 f realtan CO yang bereaksi = 0,9815 kmol/jam H O yang bereaksi = 0,9815 kmol/jam CO yang bereaksi = 0,9815 kmol/jam H yang bereaksi = 0,9815 kmol/jam AH r = [0,9815 x (0) + (0,9815 x (- 9,505 x10 )] [0,9815 x (-110,54x 10 ) + (0,9815 x (- 41,85 x 10 )] = (- 86166,8) (-10847,849 + (-74,777) = -1799,7078 kj/jam dq/dt = Q out - Q in + H r dq/dt = 14145495,4 98414014,88 + (-1799,7078) = 487486,81 Kj/jam

Massa air pendingin yang diperlukan adalah : Qout - Qin 0 H(90 C) - H(5 C) 487486,81 kj/jam 7, kj/kg 157507,991 kg/jam m 0 Tabel. Neraca panas LTS (R-0) Umpan Produk H r Air pendingin Total Alur masuk (kj/jam) 98414014,88 487486,81 Alur keluar (kj/jam) 14145495,4-1799,7078 14187501,7 14187501,7 LB. 10. Cooler (E-104) Berfungsi untuk mendinginkan gas proses dari 0 C menjadi 4 0 C Air pendingin 5 0 C F 1 F 1 E-104 0 C 4 0 C CH 4 CH 4 C H 6 C H 6 C H 8 C H 8 i-c 4 H 10 Air pendingin bekas i-c 4 H 10 n-c 4 H 10 90 0 n-c 4 H 10 C 5 H 1 C 5 H 1 H S H S CO CO CO CO H O H O H H Panas yang keluar dari LTS (R-0) = Panas yang masuk ke cooler 1 = 14145495,4 kj/jam

Panas keluar pada 4 0 C alur 1 panas keluar Q out 49,15 = N Cp. dt 98,15 CH 4(g) = (0,189 kmol/jam).( 9,70097 kj/kmol.k ).(16,15 K 98, 15 K) = 679,168 kj/jam Tabel LB. Panas keluar cooler 1 (E-104) 16,15 Komponen N out C p dt 98,15 16,15 N C p dt 98,15 CH 4 0,189 9,700978 679,168 C H 6 0,00 967,149864 40,0998046 C H 8 0,0005 156,8804 6,10597608 i-c 4 H 10 0,00004 1787,597161 1,87069956 n-c 4 H 10 0,00004 1796,966999 1,98169 C 5 H 1 0,00007-1097,8098-1,8646 H S 0,0000007 5,51564 0,00190977 CO 0,048 546,481841 44,1464 N 0,085 54,04551 804,6194761 H O 1,91 605,5606885 140961,0848 CO 0,085 48,17511 74,181491 H 5,907 716,051497 6806,67 Total 8559,414 Panas yang diserap air pendingin, Q = Q out Q in = 8559,414 14145495,4 = - 140599966 kj/jam Massa air pendingin yang diperlukan adalah : Qout - Qin 0 H(90 C) - H(5 m 0 C) 140599966 kj/jam 7, kj/kg 51651,87 kg/jam

Tabel. 4 Neraca panas Cooler 1 (E-104) Alur masuk Alur keluar (kj/jam) (kj/jam) Umpan 14145495,4 Produk Air pendingin Total 8559,414-140599966 8559,414 8559,414 LB. 1. PSA (pressure swing adsorpsi) Berfungsi untuk memisahkan gas hidrogen yang diperoleh dari impuritisnya. 4 0 C, 4,4 bar F 0 H H O T = 4 0 C P = 4,4 bar 4, 0 C, 1 bar CH 4, C H 6, C H 8, n-c 4 H 10, i-c 4 H 10 F 19 CH 4, C H 6, C H 8, n-c 4 H 10, i-c 4 H 10, C 5 H 1 H S, CO, CO, H O, H F 18 H S, CO, CO, H O, H Panas masuk pada 4 0 C alur 18 Panas Masuk Q our 16,15 = N Cp. dt 98,15 CH 4(g) K) = (0,1711 kmol/jam ).( 9,7009 kj/kmol.k ). (16,15 K 98,15 = 669,7640741 kj/jam

Tabel LB.8 Panas Masuk PSA (D-401A/D) Komponen N 15 out 16,15 C p dt N 16,15 C p dt 98,15 98,15 CH 4 0,17115 9,700978 669,7640741 C H 6 0,00114 967,149864 6,80196465 C H 8 0,000185 156,8804 4,5 i-c 4 H 10 0,000018 1787,597161 0,586 n-c 4 H 10 0,000015 1796,966999 0,695 C 5 H 1 0,000014-1097,8098 -,8 H S 0,00000060 5,51564 0,0074 CO 1,6044 546,481841 1984,7711 N 0,084799 54,04551 799,8967 H O 0,496 605,5606885 45,6957 CO 0,08508 48,17511 741,968117 H 5,7789 716,051497 680409,746 Total 809071,1186 Panas keluar pada 4, 0 C alur 16 15,5 Panas keluar Q our = N Cp. dt 98,15 CH 4(g) = (0,17115 kmol/ja ).(87,7464 kj/kmol.k ).(15,5 K- 98,15 K ) = 647,84405 kj/jam Tabel LB.9 Panas Keluar PSA alur 19 (D-401A/D) Komponen N 19 out 15,5 C p dt N 15,5 C p dt 98,15 98,15 CH 4 0,17115 87,746499 647,84405 C H 6 0,00114 950,71845 5,57956 C H 8 0,000185 1706,6957 56,497 i-c 4 H 10 1,8E-05 1757,078909 0,566 n-c 4 H 10,15E-05 58,0858 0, C 5 H 1 1,4E-05-147,97 -,10 H S 6,0E-07 146,6146 0,0156 CO 1,6044 669,6000619 14985,641 N 0,084799 665,89651 998,5609499 H O,E-01 595,456016 40 CO 0,08508 475,006065 717,599161 H,778 9,00761 1897,466 Total 17150,18

Panas keluar pada 4,7 0 C alur 0 15,85 Panas keluar Q our = N Cp. dt 98,15 H O (g) = (0,00055 kmol/jam).( 595,45601Kj/kmol.K). (15,85 K- 98,15 K) = 5,95 Kj/jam H (g) = (49,995 kmol/jam).( 9,00761 Kj/kmol.K). (15,85 K- 98,15 K) = 5685,964 Kj/jam Tabel LB.0 Panas Keluar PSA alur 19 (D-401A/D) 15,85 Komponen N 0 out C p dt 98,15 15,85 N C p dt 98,15 H O 0,000555 595,456016 5,95 H 49,995 9,00761 5685,964 Total 5691,464 dq/dt = Q out Q in = (17150,18 + 5691,464) - 809071,1186 = - 89,6494 kj/jam Tabel. LB. 1 Neraca panas PSA (D-401A/D) Alur masuk (kj/jam) Alur keluar (kj/jam) Umpan Produk dq/dt Total 809071,1186 56841,469-89,6494 56841,469 56841,469 LB. 1. Kompresor (G-11) Berfungsi untuk menaikan tekanan sebelum di masukan ke tangki produk.

G-101 4,7 0 C, 4,4 bar 60 0 C, 70 bar Panas masuk pada 4,7 0 C alur 19 Panas yang masuk ke kompresor = Panas yang keluar dari PSA alur 19 = 5691,464 kj/jam Panas keluar pada 60 0 C alur 0 Panas keluar Q out 90,15 = N Cp. dt 98,15 CH 4(g) = (1,885 kmol/jam ).( -174,757768 kj/kmol.k ).(,15K 98,15 K) = kj/jam Tabel LB. Panas Keluar Kompresor,15 Komponen N 1 out C p dt 98,15,15 N C p dt 98,15 H O 0,000555-174,757768-6,70466964 H 49,995-71719,4-5,07E+07 Total -6567 dq / dt = dq / dt () dq / dt (1) = -6567 kj/jam - 5691,464 = -7196, kj/jam Tabel. LB. Neraca panas Kompresor Alur masuk (kj/jam) Alur keluar (kj/jam) Umpan Produk dq/dt Total 5691,464-6567 -7196, -6567-6567

LAMPIRAN C SPESIFIKASI PERALATAN LC.1 Tangki Penyimpanan gas alam (T-101) Fungsi :Tempat penyimpanan gas alam Jumlah : unit Tipe : Tangki berbentuk bola Bahan : Carbonsteel (Brownell & Young,1959) Kondisi operasi : 5 o C. 10 bar Laju alir bahan masuk = 4, 646 kg/jam Kebutuhan = 15 hari Faktor keamanan = 0% A. Volume Tangki Berat molekul rata rata gas alam 94,996% x 16,011 x,1% x 0,0 x 0,5% x 44,0 x 0,1 % x 58,044 x 0,1 % x 58,044 0,% x 7,055 x 0,0004% 4,066 x 0,5 % x 44,011 x 1,1 % x 8,0176 = 17,0481 kg/kmol P BM av (10 atm) (17, 0481 kg/kmol) ρ gas = 6,9754 kg / m RT (0,08 m atm/kmol K)(98,15 K) Gas alam untuk kebutuhan per jam = 4,646 kg/jam Gas alam dalam kmol = 4,646kg / jam 17,0481 = 1,767 kmol/jam n RT 176,7 mol / jam 0,081 atm. l / mol. K 98,15 K Volume gas, V gas = P 10 atm =,69 m /jam Total volume gas dalam tangki =,69 m /jam 4 jam/hari 15 hari = 118,795 m Direncanakan membuat tangki dan faktor kelonggaran 0%, maka:(perry dan Green, 1999) Volume tangki, V T = (1 + 0,) x 118,795 m

1, x118,795 = = 4851,4958 m Diambil tinggi tangki; Hs = Dt Volume tangki; Vt 1 = Dt 6 4851,4958 m = 1 4 (,14) Dt Dt 4 4851,4958 m = 1,0466Dt Diameter tangki; Dt = 16,67 m Jari jari tangki, R 16,67 m = = 8, m = 7,95 in Tinggi tangki; Hs = 16,67 m = 54,7041 ft Tekanan operasi = 10 bar = 10 atm Faktor keamanan untuk tekanan = 0 % P desain = (1 + 0,) (10+ 1) = 11 atm = 194,04 psia Tebal tangki, ts P x R = nc SE 0, 6P Dimana; P = Tekanan disain S = Tegangan yang diizinkan 18.750 psi E = Efesiensi sambungan; 80% n = Umur alat 10 tahun c = laju kecepatan korosi 0,01 in/tahun 194,04 Psi x 7,95 in ts = 10 tahun x 0,01 in / tahun 18.750 psi x 0,8 0,6 x 194,04Psi = 4,7 in Digunakan silinder dengan ketebalan 4,7 in Tebal tutup dianggap sama karena terbuat dari bahan yang sama. Spesifikasi Tangki Diameter tangki; Dt = 16,67 m

Tinggi Tangki; H T = 16,67 m Tebal silinder; ts = 4,7 in Bahan konstruksi = Carbonsteel Faktor korosi = 0,01 in/tahun LC. Kompresor I(G-101) Fungsi Tipe Jumlah Data perhitungan : Menaikkan tekanan gas alam sebelum diumpankan ke dalam desulfurisasi (R-101). : Reciprocating compressor : 1 unit dengan tahap Laju alir gas alam masuk = 18,5 kg/jam P BM av (10 atm) (17, 0481 kg/kmol) ρ gas = 6,9754 kg / m RT (0,08 m atm/kmol K)(98,15 K) p p 1 1 n b p n pb a p 00 1 pa 1000 P = 1,77 x 1000 kpa = 177 kpa 1,77 (Geankoplis,00) (k1) / k N st 4 k P P ad,78 10 N st m vl P1 1 (Peters, 004) k -1 P1 F 18,5 kg / jam Laju alir volumetrik gas, Q = 6,9754kg / m m /det = 1,4 m /jam = 0,0087 P ad,7810 P ad = 4,808 hp 4 1,41000 1,11 1,11-1 177 1000 (1,111) /(1,11 ) 1 P P = ad 4,808 = = 6,41 hp 0, 75 dimana : N st = jumlah tahap kompresi m vl = laju alir gas volumetrik (m /jam) P 1 = tekanan masuk = 10 bar = 1000 kpa P = tekanan keluar = 17, 7 bar = 177 kpa η = efisiensi kompresor = 75 % (Walas, 1988)

k = rasio panas spesifik gas alam = 1,11 (Perry, 1997) Digunakan kompresor dengan daya motor standar 6,5186 hp Diameter pipa ekonomis (De) dihitung dengan persamaan : De = 0,6 (m vl ) 0,45 ( ) 0,1 (Peters, 004) = 0,6 (0,0087 m /detik) 0,45 (6,9754 kg/m ) 0,1 = 0,0549 m =,160 in b. perancangan Intercooler Digunakan : -4 Shell and tube exchanger, OD tube1 /4 in, 15 pitch triangular pitch, BWG 18, panjang 16 15 feet, 8 Pass Fluida Panas (gas alam) Temperatur masuk; T 1 = 50 o C = 1 o F Temperatur keluar; T = 0 o C = 86 o F Fluida dingin (udara) Temperatur masuk; T 1 = 0 o C = 85 o F Temperatur keluar; T = 5 o C = 95 o F Dari Neraca panas; Panas yang dibutuhkan Q = 0787,186 kj/jam = 1904,4114 Btu/jam t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas Fluida dingin Selisih T 1 = 1 o F Temperatur lebih tinggi t = 95 o F t 1 = 7 o F T = 86 o F Temperatur lebih rendah t 1 = 85 o F t = 1 o F T 1 T = 6F Selisih t t 1 = 10F t t 1 = -6 o F LMTD = t t t ln t 1 1 6 = 10,94 o F 1 ln 7 R = (T 1 T ) / (t t 1 ) = (1 86) / (95 85) =,6 S = (t t 1 )/(T 1 - t 1 ) = (95-85)/(1-85) = 576 0 F /675 0 F = 0,7 F r = 0,97 t = 0,97 x 10,74 = 10,61 o F (F igur 18 kern,1965)

T c dan t c T1 T 1 86 Tc 104 F t1 t 85 95 t c 90 F Dari Tabel 8 hal.840, Kern, 1965, heater untuk fluida panas campuran gas dan fluida dingin campuran 0,5 cp < (light organic), diperoleh U D = 100-00, faktor pengotor (R d ) = 0,00 Diambil U D = 190 Btu/jam ft F Luas perpindahan panas; A Q A = U D t = 1904,4114 = 01,8 ft 190 x 10, 61 Luas permukaan luar (a ) = 0,196 ft /ft (Tabel 10 Kern, 1965) A 01,8 Jumlah tube = ll = = 67,094 buah Lxa 15 x 0, 196 Dari tabel 9 Kern,1965 Nilai terdekat 6 tube dengan ID shell 10 in Dipilih material pipa commercial steel in Schedule 40 : Diameter dalam (ID) =,067 in = 0,600 ft Diameter luar (OD) =,75 in = 0,79ft Luas penampang (A) = 0,0 ft (Geankoplis, 00) LC. Heater I Fungsi :Memanaskan feed dari 55 0 C jadi 75 0 C Jenis : Shell and tube exchanger Digunakan : -4 Shell and tube exchanger, OD tube /4 in, 15/16 pitch triangular pitch, BWG 18, panjang 0 feet, 4 Pass Fluida Panas (gas proses yang berasal dari higt temperature shift) Laju alir bahan masuk W = 99,7507 kg/jam = 049,7601 lbm/jam Temperatur masuk; T 1 = 40 o C = 806 o F

Temperatur keluar; T = 00 o C = 9 o F Fluida dingin (gas alam) Laju alir bahan masuk ; w = 18,5 kg/jam = 481,715 lbm/jam (Lampiran A) Temperatur masuk; t 1 = 55 o C = 11 o F Temperatur keluar; t = 75 o C = 707 o F 1. Dari Neraca panas; Panas yang dibutuhkan Q = 40066868, kj/jam = 79759147 Btu/jam t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas Fluida dingin Selisih T 1 = 806 o F Temperatur lebih tinggi t = 707 o F t 1 = 99 o F T = 9 o F Temperatur lebih rendah t 1 = 11 o F t = 61 o F T 1 T = 414F Selisih t t 1 = 576F t t 1 = 16 o F LMTD = t t t ln t 1 1 16 = 167,186 o F 61 ln 99 R = (T 1 T ) / (t t 1 ) = (806 9) / (707 11) = 0,718 S = (t t 1 )/(T 1 - t 1 ) = (707-11)/(806-11) = 576 0 F /675 0 F = 0,85 F r = 0,91 (F igur 18 kern,1965) t = 0,91 x 167,186 = 15,16 o F. T c dan t c T1 T 806 9 Tc 599 F t1 t 11 707 t c 419 F Tabel LC.5 Viskositas bahan Heater I pada t c = 419 o F Komponen F (kg/jam) N (kmol) Xi ln Xi. ln CH 4 06,61 1,885 0,9717775 0,0149-4, -4,0814 C H 6 6,775 0,56 0,01701789 0,01-4, -0,071 C H 8 1,095 0,0481 0,0018715 0,010-4,58-0,0085 i-c 4 H 10 0,185 0,0076 0,00086 0,0109-4,51-0,001 n-c 4 H 10 0,185 0,0076 0,00086 0,0109-4,51-0,001 C 5 H 1 0,47 0,00606 0,0004571 0,0099-4,6-0,001 H S 0,000875 0,00005 1,8858E-06 0,019 -,96-7,468E-06

CO 1,095 0,048 0,001877 0,0 -,91-0,007 N,405 0,085 0,0064451 0,04 -,7-0,09 18,5 1,5665 1-4,1991 Viskositas campuran dihitung dengan persamaan Heric-Brewer (Reid, 1977) ln = X i lnμ i ln = X 1 ln 1 + X ln + X ln +... maka viskositas campuran ln = -4,1991 = 0,015 Cp Tabel LC.6 Viskositas bahan Heater I pada T c = 599 o F Komponen F (kg/jam) N (kmol) Xi ln Xi. ln CH 4,0681 0,189 0,00107 0,0155-4,166-0,008778584 C H 6 0,06905 0,00,7599E-05 0,014-4,68-0,000160474 C H 8 0,011008 0,0005 4,0869E-06 0,015-4,199-1,71608E-05 i-c 4 H 10 0,001 0,00004 6,59E-07 0,0165-4,10 -,6896E-06 n-c 4 H 10 0,001 0,00004 6,59E-07 0,0165-4,10 -,6896E-06 C 5 H 1 0,00504 0,00007 1,144E-06 0,014-4,68-4,8899E-06 H S 0,000084 0,0000007 1,144E-08 0,05 -,688-4,08E-08 CO 540,97059 0,048 0,00040575 0,07 -,611-0,001465148 N,405 0,085 0,0019444 0,0 -,506-0,0048889 H O 50,441 1,914 0,74498 0,0 -,91-0,8897861 CO 9,8849 1,06689 0,0174410 0,06 -,649-0,06649 H 10,89874 51,949 0,84940 0,014-4,68 -,6456941 99,7507 61,171 1-4,591574 Viskositas campuran dihitung dengan persamaan Heric-Brewer (Reid, 1977) ln = X i lnμ i ln = X 1 ln 1 + X ln + X ln +... maka viskositas campuran ln = -4,59 = 0,0101 cp Dari Tabel 8 hal.840, Kern, 1965, heater untuk fluida panas campuran gas dan fluida dingin campuran 0,5 cp < (light organic), diperoleh U D = 100-00, faktor pengotor (R d ) = 0,00 Diambil U D = 190 Btu/jam ft F Luas perpindahan panas; A

Q A = U D t = 7975914,7 190 x 15, 16 = 117,799 ft Luas permukaan luar (a ) = 0,618 ft /ft (Tabel 10 Kern, 1965) Jumlah tube = A 11,7799 ll = Lxa 0 x 0, 196 = 84,44 buah a) Dari tabel 9 Kern,1965 Nilai terdekat 158 tube dengan ID shell 9 in b) Koreksi U D A = L x Nt x a A = 0 x 158x 0,196 = 498,908 ft U D = Q Ax t = 7975914,7 = 19,715 Btu/jam 0 Fft 498,908 x 15, 16 Fluida panas; tube 4 Flow area = at = Ntxat' 144xn at = 0,4 in (tabel 10) at = 148 x 0,4 = 0,76 ft 144 x 4 5. Kecepatan massa Gt = w ( Pers 7., Kern 1965) at Gt = 049,7601 = 8,70 lb/jam ft 0,76 6. Bilangan Reynold pada Tav = 599 0 F gas proses =0,0101 cp = 0,05lbm/ft jam (Gambar 15, Kern 1965) 7.ID = 0,65 in = 0,054 ft (tabel 10 kern, 1965) 8. R et = Dt x Gt Ret = 0,054 x 8,70 0,05 = 916,5 7 JH = 100 (Gambar 8, Kern 1965)

8 pada Tav = 599 0 F Cp =,9 Btu/lbm o F k = 0,178 (Geankoplis,198) 1 / Cp = k 9 ho k JH x x s ID 1 /,9 x 0,006 = 0,54 0,178 c k 1 / ; s =1 = 10 x 0,178 x 0, 54 = 1,4 0,054 Fluida dindin; shell () Flow area shell a D C B ' s s 144 PT ft [Pers.(7.1), Kern] D s = Diameter dalam shell = 9 in B = Baffle spacing = 4 in P T = Tube pitch = 15/16 in = 0,975 in C = Clearance = P T OD a s = 0,975 0,75 = 0,1875 in 9 0,75 144 0975 5 Gs = w as 0,166ft Gs = 481,715 =,777 lb/jam ft 0,166 6 Bilangan Reynold Pada T av = 8 o F gas alam = 0,015 cp = 0,06 lbm/ft jam 15 Dari Gbr. 8, Kern, untuk /4 in dan triagular pitch, 16 d e = 0,55 in D e = 0,55/1 = 0,0458 ft Res = Des x Gs

Res = 0,0458 x,777 = 81,19 0,06 7 JH = 50 (Gambar 8, Kern 1965) 8 pada Tav = 8 0 F Cp = 0,69 Btu/lbm o F k = 0,0196 (Geankoplis,198) 1 / Cp = k 9 ho k JH x x s De 1/ 0,69 x 0,06 = 1,08 0,0196 c k 1 / ; s =1 = 50 x 0,0196 x 1, 0 =,09 0,0458 11. Clean Overall Coefficient U C hio x ho 1,41 U C = = hio x ho 1,41 x,09,09 = 19, 967 Btu/jam Ft o F 1. Faktor pengotor; Rd Rd = U U U C C x U D D = 19,967 19,967-19,715 x 19,715 = 0,006 Jika Rd hitung 0,00 maka rancangan diterima Fluida panas dalam tube Fluida dingin dalam shell 1. Untuk Ret =916,5 1 Untuk Res = 81,19 f = 0,009 ft /in (Gbr 9 Kern, 1965) f = 0,001 ft /in ( Gbr 9 Kern 1965) Tav = 8 o F tav = 599 0 F s = 0,00 s = 0,0144 t = 1 s =1. f. Gt Ln Pt Nt+1= 158 + 1 = 159 10 5,x10 ID. s.t = 0,009(8,70) 0x4 5,x10 10 (0,054)(0,00)(1) Ds = 9/1 =,5 = 0, Psi. f. Gs Ds( N 1) Ps 10 5,x10 De. s. s

Diizinkan sampai psi untuk steam = 0,001(,777 ),5x159 10 5,x10 (0,0458 )(0,0144)(1) = 1, Diizinkan sampai 10 Psi LC.4 Desulfurisasi (R-101) Fungsi : Menghilankan H S dari gas alam Jenis : Fixed Bed Reactor Bahan konstruksi : Carbon steel SA 99. Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal Jumlah : unit Temperatur masuk = 75 o C = 648,15 K Temperatur keluar = 61 o C = 64,15 K Tekanan operasi = 00 kpa Laju alir massa = 18,5 kg/jam Laju alir molar = 156,65 mol/jam Densitas gas = 0,7 kg/m Waktu tinggal () reaktor = 1 menit = 0,16 jam Laju alir volumetrik = 1,14 m /jam Perhitungan Desain Reaktor P 00 kpa C Ao = RT = (8,14 kpa.m /kmol.k)(648,15 K) = 560,4 mol/m a. Volume reaktor dan kebutuhan katalis Diasumsikan aliran dalam reaktor adalah aliran plug flow, maka volume reaktor dihitung dengan persamaan berikut: V R τ Dengan F A0 C A0 V R = volume reaktor (Levenspiel, 00)

τ = waktu tinggal reaktan C A0 = konsentrasi reaktan F A0 = laju alir molar reaktan maka: τ. F V R = A0 (0,16 jam)( 156,65 mol/jam) = = 5,1 m 560,4 mol/m C A0 Katalis yang digunakan adalah ZnO dengan data : Bentuk = serbuk Bulk density = 881,0175 kg/m (WVU project, 1999) Jumlah katalis yang diperlukan = 0,00 kg/jam x 4 jam/hari x 00hari = 14,4 kg 14,4 kg Volume katalis = 881,0175kg / m = 0,0164 m Volume tangki direncanakan = V R + V Katalis = 5,1 m + 0,0164 m = 5,116 m b. Diameter dan tinggi shell - Tinggi silinder (H s ) : Diameter (D) = 4 : - Tinggi tutup (H h ) : Diameter (D) = 1 : 4 - Volume shell tangki (Vs) : Vs πr Vs π D H s π 4 D D 4 - Volume tutup tangki (V e ) : V h = 1 R H d D D D 6 4 4 - Volume tangki (V) : (Brownell,1959) V t = V s + V h 5 = πd 1 5,116 m = 1,090 D D =,9085 m D = 1,57 m

D = 61,95 in H s 4 = D,097 m c. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki = 1,5 m Tinggi tutup (H d ) 1 = D 0,95 m 4 Tinggi tangki = H s + H d =, 097+ (0,95) m =,88 m d. Tebal shell tangki Direncanakan menggunakan bahan konstruksi Carbon steel SA 99.diperoleh data : - Allowable stress (S) = 18.750 psia =19.76,75kPa - Joint efficiency (E) = 0,8 - Corrosion allowance (C) = 0.15 in/tahun (Brownell,1959) Tekanan operasi (P) = 00 kpa Faktor kelonggaran = 5% P design = (1,05) (00) Tebal shell tangki: = 171 kpa PD t nc SE 1,P (171 kpa) (61,95 in) 10tahun x (0.15 in) (19.79,75 kpa)(0,8) 1,(171 kpa),15 in Tebal shell standar yang digunakan = in (Brownell,1959) e. Tebal tutup tangki Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell. Tebal tutup atas yang digunakan = in Spesifikasi Reaktor Diameter Reaktor; Dt = 1,5 m Tinggi Reaktori; H T =,75 m

Tebal silinder; ts = in Bahan konstruksi = Carbonsteel Faktor korosi = 0,15 in/tahun LC.5 Heater II (E-10) Fungsi Tipe : Menaikkan temperatur campuran gas alam sebelum diumpankan kedalam reaktor (R-01). : -4 shell and tube exchanger Dipakai : /4 in OD Tube 18 BWG, panjang 15 ft, 6 pass Jumlah : 1 unit Tabel LC.4 Komposisi bahan masuk ke Heater II Komponen F (kg/jam) N (kmol) Xi Mr Mr avg CH 4 06,61 1,885 0,44186 16,011,90865105 C H 6 6,775 0,56 0,0047511 0,0 0,18478 C H 8 1,095 0,0481 0,00047015 44,0 0,007005 i-c 4 H 10 0,185 0,0076 7,15E-05 58,044 0,0041574 n-c 4 H 10 0,185 0,0076 7,15E-05 58,044 0,0041574 C 5 H 1 0,47 0,00606 0,00011484 7,055 0,0087456 H S 0,000084 0,0000007 1,65E-08 4,066 4,5188E-07 CO 1,095 0,048 0,0004704 44,011 0,0070005 N,405 0,085 0,0016164 8,176 0,04554458 H O 711,511 9,5195 0,74878776 18 1,4781797 99,7507 5,7705607 1 17,618671 Fluida panas (steam) Laju alir steam masuk = 771,1kg/jam = 16508,459 lbm/jam Temperatur awal (T 1 ) = 600 C = 111 F Temperatur akhir (T ) = 14 C = 55, F Fluida dingin (campuran gas) Laju alir umpan masuk = 99,7507 kg/jam = 049,76 lbm/jam Temperatur awal (t 1 ) = 71 C = 699,8 F Temperatur akhir (t ) = 50 C = 968 F Panas yang diserap (Q) = 955,6 kj/jam = 07954,4 Btu/jam (1) t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas Fluida dingin Selisih T 1 = 111F Temperatur lebih tinggi t = 968F t 1 = 144F T = 55,F Temperatur lebih rendah t 1 = 699,8F t = -444,6F

T 1 T = Selisih t 856,8F t 1 = 68,F Δt Δt1-588,6 LMTD 46,465F Δt - 444,6 ln ln Δt 144 1 T1 T 856,8 R,1 t t 68, t t1 S T t 1 1 1 68, 111 699,8 0,65 Dari Gambar 19, Kern, 1965 diperoleh F T = 0,99 Maka t = LMTD = 458,80 o F t t 1 = - 588,6F () T c dan t c T1 T 111 55, Tc 68,6 F t1 t 699,8 968 t c 8,9 F Dalam perancangan ini digunakan heater dengan spesifikasi: - Diameter luar tube (OD) = /4in - Jenis tube = 18 BWG - Pass (n) = 6 - Pitch (P T ) = 15/16 triangular pitch - Panjang tube (L) = 0 ft Tabel LC.5 Viskositas bahan Heater II pada t c = 8,9 o F Komponen F (kg/jam) N (kmol) Xi ln Xi. ln CH 4 06,61 1,885 0,44186 0,0 -,81-0,9010808 C H 6 6,775 0,56 0,0047511 0,01 -,86-0,01650198 C H 8 1,095 0,0481 0,00047015 0,0185 -,98-0,001871191 i-c 4 H 10 0,185 0,0076 7,15E-05 0,0195 -,9-0,000800 n-c 4 H 10 0,185 0,0076 7,15E-05 0,0195 -,9-0,000800 C 5 H 1 0,47 0,00606 0,00011484 0,0175 4,04-0,0004694 H S 0,000084 0,0000007 1,65E-08 0,01 -,47-4,6095E-08 CO 1,095 0,048 0,0004704 0,015 -,45-0,0016666 N,405 0,085 0,0016164 0,04 -,8-0,0054659 H O 711,511 9,5195 0,74878776 0,05 -,68 -,75558961 99,7507 5,7705607 1 -,71109

Viskositas campuran dihitung dengan persamaan Heric-Brewer (Reid, 1977) ln = X i lnμ i ln = X 1 ln 1 + X ln + X ln +... maka viskositas campuran ln = -,71109 = 0,044 cp a. Dari Tabel 8 hal.840, Kern, 1965, heater untuk fluida panas steam dan fluida dingin campuran 0,5 cp < (light organic), diperoleh U D = 100-00, faktor pengotor (R d ) = 0,00 Diambil U D = 00 Btu/jam ft F Luas permukaan untuk perpindahan panas A U D Q 079544 Btu / jam t Btu 00 87,60 o jam ft F o 16,7 ft F Luas permukaan luar (a) = 0,196 ft /ft (Tabel 10, Kern, 1965) A 16,7 ft Jumlah tube, N t 15, 95 buah " L a 0 ft 0,196 ft / ft b. Dari Tabel 9 hal.84, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 06 tube dengan ID shell 1,5 in c. Koreksi U D A L N t a " 0 ft 06 0,196 ft /ft 101,56 ft U D Q 079544 Btu / jam Btu 1, 08 o o A t 101,56 ft 87,60 F jam ft F Fluida panas : sisi tube, steam () Flow area tube, a t = 0,4 in [Tabel 10, Kern] a t N a ' t t [Pers. (7.48), Kern] 144 n a t 06 0,4 144 6 0,118 ft

(4) Kecepatan massa W G t [Pers. (7.), Ker a t G t = 16508,459 0,118 (5 ) Bilangan Reynold Pada T c = 68,6F = 0,09 cp = 0,075 lb m /ft jam = 174860,061 lbm/jam ft Dari Tabel 10, Kern, untuk /4 in OD, 18 BWG, ID = 0,65 in = 0,054 ft Re t ID G t [Pers.(7.), Kern] μ Re t 0,054174860,061 0,075 1097,777 Taksir jh dari Gbr.8, Kern, diperoleh jh = 400 pada Re s = 1097,777 (6) Kondensasi steam, h io = 1500 Btu/jam ft F Fluida dingin : sisi shell, campuran () Flow area shell a D C B ' s s ft 144 PT D s = Diameter dalam shell = 1,5 in B = Baffle spacing = 6 in P T = Tube pitch = 15/16 in = 0,975 in C = Clearance = P T OD = 0,975 0,75 = 0,1875 in [Pers.(7.1), Kern] a s 1,5 1,15 144 0,975 0,1770 ft (4) Kecepatan massa

w Gs [Pers.(7.), Kern] a s 049,76 lbm Gs 11580,564 0,177 jam ft (5) Bilangan Reynold Pada t c = 8,9F = 0,044 cp = 0,059 lb m /ft jam Dari Gbr. 8, Kern, untuk /4 in dan 15,16 triangular pitch, d e = 0,55 in D e = 0,55/1 = 0,045 ft Re s D e G s μ [Pers. (7.), Kern] 0,04511580,564 Re s 88,64 0,059 Taksir jh dari Gbr.8, Kern, diperoleh jh = 70 pada Re s = 88,64 (7) Pada T c = 8,9F c = 0,594 Btu/lb m F [Gbr., Kern] k = 0,0198 [Tabel 5, Kern] c μ k 1 0,594 0,59 0,0198 1 1 h o k c μ jh φ s De k h o 0,0198 70 1,77 0,045 s 1,77 = 54,516 (9) Karena viskositas rendah, maka diambil s = 1 [Kern, 1965] h o h o φ s φ s h o = 54,516 1 = 54,516 (10) Clean Overall coefficient, U C hio ho 1500 54,516 U C 5, 604 Btu/jam ft o F [Pers.(6.8), Kern] hio ho 1500 54,516 (11) Faktor pengotor, R d U C U D 5,604 1,08 R d 0,09 [Pers.(6.1), Kern] U C U D 51,604 1,08 R d hitung R d batas, maka spesifikasi heater dapat diterima.

Fluida panas dalam tube PRESSURE DROP Fluida dingin dalam shell 1. Untuk Ret = 1097,777 1 Untuk Res = 88,64 f = 0,000015 ft /in (Gbr 9 Kern, 1965) f = 0,0001 ft /in ( Gbr 9 Kern 1965) Tav = 797 o F tav = 8,9 0 F s = 0,77 s = 0,0144 t = 1 s =1. f. Gt Ln Pt Nt+1= 148 + 1 = 149 10 5,x10 ID. s.t = 0,00015(99,84) 0x6 10 5,x10 (0,054)(0,78)(1) Ds = 9/1 =,5 = 0,9 Psi. f. Gs Ds( N 1) Ps 10 5,x10 De. s. s Diizinkan sampai psi untuk steam = 0,0001(606,958 ),5x149 10 5,x10 (0,045 )(0,0144)(1) = 1,00 Diizinkan sampai 10 Psi LC. 6 Waste Heat Boiler (E-10) Fungsi : Menurunkan temperatur bahan sebelum dimasukkan ke High Temperatur Shift (R-0) Jenis : Ketel pipa api Jumlah : 1 unit Bahan : Carbon steel Data : Uap jenuh yang dihasilkan bersuhu 600 C Dari steam table, Smith, 1987, diperoleh kalor laten steam 681 kj/kg = 1581,710Btu/lbm. Total kebutuhan uap = 771,1 kg/jam = 16540,71 lbm/jam Perhitungan: - Menghitung Daya WHB 4, 5 P 970, W H dimana: P = daya WHB, Hp

W H = kebutuhan uap, lb m /jam = kalor laten steam, Btu/lb m Maka, 16540,711581,710 P = 7680,1 Hp 4,5 970, - Menghitung Jumlah Tube Luas permukaan perpindahan panas, A = P 10 ft /Hp = 7680,1 Hp 10 ft /Hp = 76801 ft Direncanakan menggunakan tube dengan spesifikasi: - Panjang tube, L = 0 ft - Diameter tube 4 in - Luas permukaan pipa, a = 6,8 ft /ft (Kern, 1965) Sehingga jumlah tube, N t A L a ' 76801 = 407,45 407 buah 0 6,8 LC. 7 Reaktor (R-01) Fungsi Jenis Bentuk Bahan konstruksi : tempat terjadi reaksi gas alam dengan steam : plug flow reactor : Tungku pipa : Refractory dengan tube terbuat dari bahan chrome-nickel (5 % Cr, 0 % Ni, 0,5 0,45 % C grade HK-40) Jumlah : 1 unit Reaksi yang terjadi: Reaksi I : CH 4 + H O H + CO Reaksi II : C H 4 + H O 4H + CO Reaksi III : C H 8 + H O 7H + CO Reaksi IV : i-c 4 H 10 + 4H O 9H + 4CO Reaksi V :n-c 4 H 10 + 4H O 9H + 4CO Reaksi VI :C 5 H 1 + 5H O 11H + 5CO Temperatur masuk = 50 o C = 79,15 K

Temperatur keluar Tekanan operasi = 850 o C = 11,15 K = 000 kpa Tabel LC.4 Komposisi umpan masuk R-101 Komponen BM N F % berat BM*%berat kg/kmol kmol/jam kg/jam CH 4 16,011 1,885 06,61 0,18,55198 C H 6 0,0 0,56 6,775 0,007 0,161584 C H 8 44,0 0,0481 1,095 0,0011 0,04846 i-c 4 H 10 58,044 0,0076 0,185 0,000 0,01501 n-c 4 H 10 58,044 0,0076 0,185 0,000 0,01501 C 5 H 1 7,055 0,00606 0,47 0,0004 0,088 H S 4,066 0,0000007 0,0000 0,00000004 8,1758E-07 CO 44,011 0,048 1,095 0,001175 0,051719 N 8,176 0,085,405 0,005 0,0000065 H O 18 9,5195 711,511 0,765 1,776 Total 5,7705607 99,7507 17,6966767 Densitas campuran gas = BM av,4 x 7,15 40,15 17,6966 x,4 7,15 79,15 0,707 kg/m Cao = P 000kPa = 0,454 kmol/jam RT (8,14 kpa. m / kmolk)(79,15k) Waktu tinggal () reaktor = 10 dtk = 0,0 jam (Kricfalussy et al,1996) a. Volume reaktor Diasumsikan aliran dalam reaktor adalah aliran plug flow, maka volume reaktor dihitung dengan persamaan berikut: V R = (Levenspiel, Octave.00) F A0 C A0 Dengan V R = volume reaktor τ = waktu tinggal reaktan C A0 = konsentrasi reaktan F A0 = laju alir molar reaktan Volume reaktor FAO 0,0.(5,7705) V =,8706 m C AO 0,454 Katalis yang digunakan adalah Ni

- Bentuk : silinder - Dimensi : (50x0x4) mm - Densitas katalis : 8900 kg/m - Berat katalis : 911,455 kg - Volume katalis = 911,455kg =,945 m 8900 kg / m Volume total =,8706 m +,945 m = 6,815 m Direncanakan tube didalam reaktor ada 144 tube V Volume 1 tube = r 6,815m = = 0,556 m 144 tube 144 c. Perancangan furnace Beban panas furnace, Q =1116441 kj/jam = 0088666 Btu/jam Dipilih tube dengan spesifikasi : OD = 4,18 in = 0,75 ft L = 98,4 ft Luas permukaan pada tube, A : A = L(OD) = 98,4 ft x,14 x 0,75 = 115,889 ft Jumlah tube, Nt : Nt = Q / (1.000 x A) =.00.88.666 / (1.000 x 115,889) = 144,0 tube 144 tube Luas permukaan ekivalen cold plane, ACp per tube : M = jarak antar pusat tube = 10 in = 0,84 ft ACp = M x L = 0,84 ft x 1 ft = 10,84 ft Ratio (M / OD) = 0,84 / 0,75 =,4 Dari fig. 19.1 Kern untuk single row, refractory backed didapat :

ACp =,5 x 1,4 =,614 ACp = 7 x 11,51 = 10,77 ft Permukaan refractory : End walls = 10 x 4,794 x 1,71 = 81,9774 ft Side walls = 1,71 x 15 = 5,65 ft Bridge walls = 0,65 x 15 = 9,7 ft Floor dan arch = 10 x,795 x 15 = 569,5 ft T = 686,47 ft Luas efektif permukaan refractory, Ar : + Ar = T - ACp = (686,47 10,77) ft = 75,477 ft ratio, ACp / Ar = 10,77 / 75,477 = 0,87 Mean been length, L = 15 :,795 : 1,71 8,77 :,1 : 1 jadi : L = / volume = / 15x,795x1, 71 =,06 ft Kesimpulan rancangan : Jumlah tube yang direncanakan : 144 Luas permukaan ekivalen cold plane :,4 ft Mean bean length :,06 ft LC.8 H igh Temperatur Shift (R-0) Fungsi : Mengubah CO menjadi CO Jenis : catalytic fixed multibed reactor Bahan konstruksi : Carbon steel SA 99. Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal

Jumlah Reaksi yang terjadi: : 1 unit CO (g) + H O (g) CO (g) + H (g) Karbon Karbon Hidrogen Air Monoksida dioksida Temperatur masuk = 50 o C = 6,15 K Temperatur keluar = 40 o C = 70,15 K Tekanan operasi = 714,84 kpa Laju alir massa = 99,7507 kg/jam Laju alir molar = 671711,07 mol/jam Densitas gas = 0,115 kg/m Waktu tinggal () reaktor Laju alir volumetrik = 0, detik = 5,55 x 10-5 jam = 8191,66 m /jam Perhitungan Desain Reaktor P 714,84 kpa C Ao = RT = (8,14 kpa.m /kmol.k)(6,15 K) = 516,5 mol/m a. Volume reaktor dan kebutuhan katalis Diasumsikan aliran dalam reaktor adalah aliran plug flow, maka volume reaktor dihitung dengan persamaan berikut: V. F = A0 (Levenspiel, 00) C A0 Dengan V = volume reaktor τ = waktu tinggal reaktan C A0 = konsentrasi reaktan F A0 = laju alir molar reaktan maka: V = τ. F A0 (5,55 x 10-5 jam)( 671711,07 mol/jam) = = 0,71 m C A0 516,5 mol/m Katalis yang digunakan adalah ferri (III) oksida dengan data : Bentuk : silinder/pellet Bulk density : 18 kg/m (WVU project, 1999) Berat katalis : 94, kg (asumsi)

94,kg Volume katalis = 18kg / m = 0,71 m Volume total = volume reaktor + volume katalis = 0,71 m + 0,71 m = 1,44 m Disain tube dan shell Jumlah tube Direncanakan: Diameter tube (OD) = 1 1 in, 18 BWG Flow area pertube (A i ) = 1,54 in Panjang tube = 1 ft = 155, 905 in Pitch (P T ) = 1 8 7 triangular pitch, 1 pass Volume satu tube Jumlah tube = = L x A i = 155,905 in x 1,54 in = 40, 094 in = 0,008 m volumetotal volume satu tube 1,44m = 49, 04 0,008m Dari tabel 9, Kern, D. Q, 1965 diperoleh nilai yang terdekat 07 buah dengan ID shell 9 in dan jenis pitch 1 7 / 8 in triangular. Diameter shell = 9 in = 0,99 m Tekanan operasi = 714,84 kpa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, P desain = (1,05) (714,84 kpa) = 850,58 kpa Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959) Allowable stress = 18.750 psia =19.76,75kPa (Brownell,1959)

PD t SE 1,P (850,58 kpa) (9 in) (19.76,75 kpa)(0,8) 1,(850,58 kpa) 0,546 in Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,54 in + 1/8 in = 0,671 in Tebal shell standar yang digunakan = 1 in (Brownell,1959 LC.9 Low T emperatur Shift (R-0) Fungsi : Mengubah CO menjadi CO Jenis : catalytic fixed multibed reactor Bahan konstruksi : Carbon steel SA 99. Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal Jumlah : 1 unit Reaksi yang terjadi: CO (g) + H O (g) CO (g) + H (g) Karbon Karbon Hidrogen Air Monoksida dioksida Temperatur masuk = 00 o C = 47,15 K Temperatur keluar = o C = 506,15 K Tekanan operasi = 650 kpa Laju alir massa = 99,7507 kg/jam Laju alir molar = 671711,07 mol/jam Densitas gas = 0,115 kg/m Waktu tinggal () reaktor = 0, detik = 5,55 x 10-5 jam Laju alir volumetrik = 8191,66 m /jam Perhitungan Desain Reaktor P 650 kpa C Ao = RT = (8,14 kpa.m /kmol.k)(47,15 K) = 67,65 mol/m a. Volume reaktor dan kebutuhan katalis

Diasumsikan aliran dalam reaktor adalah aliran plug flow, maka volume reaktor dihitung dengan persamaan berikut: V F = A0 C A0 (Levenspiel, 00) Dengan V = volume reaktor τ = waktu tinggal reaktan C A0 = konsentrasi reaktan F A0 = laju alir molar reaktan maka: τ. F V = A0 (5,55 x 10-5 jam)( 671711,07 mol/jam) = 67,65 mol/m = 0,55 m C A0 Katalis yang digunakan adalah tembaga oksida dengan data : Bentuk : silinder/pellet Bulk density : 176 kg/m (WVU project, 1999) Berat katalis : 974,86 kg 974,86kg Volume katalis = 176 kg / m = 0,55 m Volume total = 0,55 m + 0,55 m = 1,106 m Disain tube dan shell Direncanakan: Diameter tube (OD) = 1 1 in, 18 BWG Flow area pertube (A i ) = 1,54 in Panjang tube = 1 ft = 155, 905 in Pitch (P T ) Volume satu tube 7 = 1 triangular pitch, 1 pass 8 = L x A i = 155,905 in x 1,54 in = 40, 094 in = 0,008 m

Jumlah tube = volumetotal volume satu tube 1,106m = 7, 195 0,008m Dari tabel 9, Kern, D. Q, 1965 diperoleh nilai yang terdekat 07 buah dengan ID shell 9 in dan jenis pitch 1 7 / 8 in triangular. Diameter shell = 9 in = 0,99 m Tekanan operasi = 650 kpa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, P desain = (1,05) (650 kpa) = 78,5 kpa Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959) Allowable stress = 18.750 psia =19.76,75kPa (Brownell,1959) PD t SE 1,P (78,5 kpa) (9 in) (19.76,75 kpa)(0,8) 1,(78,5 kpa) 0,5 in Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal tube yang dibutuhkan = 0,5 in + 1/8 in = 0,658 in Tebal tube standar yang digunakan = 1 in (Brownell,1959) LC.10 Cooler Fungsi Jenis Jumlah Dipakai Fluida panas : menurunkan temperatur bahan sebelum dimasukkan ke Knok out drum : -4 shell and tube exchanger : 1 unit : /4 in OD Tube 18 BWG, panjang = 15 ft, 4 pass Laju alir umpan masuk = 99,7507 kg/jam = 049,7601 lbm/jam Temperatur awal (T 1 ) = C = 451,4 F Temperatur akhir (T ) = 4 C = 15 F Fluida dingin Laju alir air pendingin = 51651,87 kg/jam = 11895701 lbm/jam Temperatur awal (t 1 ) = 5 C = 77 F Temperatur akhir (t ) = 90 C = 194 F Panas yang diserap (Q) = 140599966kJ/jam = 19655, Btu/jam

(1) t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas Fluida dingin Selisih T 1 = 451,4F Temperatur yang lebih tinggi t = 194F t 1 = 57,4F T = 15F Temperatur yang lebih rendah t 1 = 77F t = 58F T 1 T = 16,4F Selisih t t 1 = 117F t t 1 = -199,4F Δt Δt1 LMTD Δt ln Δt 1-199,4 58 ln 57,4 1,8 F T R t 1 T t 1 16,4,704 117 t S T 1 t t 1 1 117 0,1 451,4 77 Dari Fig 19, Kern, 1965 diperoleh F T = 0,95 Maka t = F T LMTD = 0,95 1,8 = 17,19F () T c dan t c T t c c T1 T t 1 t 451,4 15 9, F 194 77 15,5 F Tabel LC.5 Viskositas bahan cooler II pada T c =9, o F Komponen N (kmol) Xi ln Xi. ln CH 4 0,189 0,001665 0,0159-4,144-0,0067454 C H 6 0,00,895E-05 0,0140-4,68-0,000157 C H 8 0,0005,1471E-06 0,01-4,4-1,6647E-05 i-c 4 H 10 0,00004 5,054E-07 0,019-4,50 -,1909E-06 n-c 4 H 10 0,00004 5,054E-07 0,019-4,50 -,1909E-06 C 5 H 1 0,00007 8,8119E-07 0,015-4,199 -,7001E-06 H S 0,0000007 8,8119E-09 0,0 -,91 -,4471E-08 CO 1,7 0,16708617 0,01 -,86-0,6454589 N 0,085 0,0010779 0,045 -,709-0,0098697 H O 1,91 0,1679478 0,016-4,15-0,67156416 CO 0,085 0,00107417 0,05 -,794-0,00407540 H 5,907 0,6661444 0,01 -,794 -,5799697 Total 1 -,86154987 Viskositas campuran dihitung dengan persamaan Heric-Brewer (Reid, 1977) ln = X i lnμ i

ln = X 1 ln 1 + X ln + X ln +... maka viskositas campuran ln = -,86154987 = 0,010 cp Dalam perancangan ini digunakan cooler dengan spesifikasi: - Diameter luar tube (OD) = /4 in - Jenis tube = 18 BWG - Pitch (P T ) = 1 in triangular pitch - Panjang tube (L) = 15 ft a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, cooler untuk fluida panas light organic dan fluida dingin air, diperoleh U D = 75-150, faktor pengotor (R d ) = 0,00 Diambil U D = 140 Btu/jamft F Luas permukaan untuk perpindahan panas, Q 19655, Btu/jam A 6995,8ft U Btu D Δt o 150 17,19 F o jam ft F Luas permukaan luar (a) = 0,71 ft /ft (Tabel 10, hal. 84, Kern) Jumlah tube, N A 49,40158ft t 199, 067 buah " L a 15 ft 0,71 ft /ft b. Dari Tabel 9, hal 84, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 118 tube dengan ID shell 9 in. c. Koreksi U D A L N 1,96 ft t a " 15 ft 118 0,1961ft /ft Q 19655, Btu/jam Btu 15,91 A Δt 1,96 ft 17,19F jam ft F U D Fluida dingin : air, tube () Flow area tube, a t = 1,04 in [Tabel 10, Kern]

a t ' N t a t [Pers. (7.48), Kern] 144 n a t 118 1,04 144 4 (4) Kecepatan massa t W a t,066 ft G [Pers. (7.), Kern] G t 11895701,066 lb m 5594,179 jam ft (5) Bilangan Reynold Pada t c = 15,5 F = 0,6 cp = 1,451 lb m /ft jam Dari Tabel 10, Kern, untuk /4 in OD, 18 BWG, diperoleh ID = 0,65 in = 0,054 ft [Gbr. 14, Kern] Re t ID G t [Pers. (7.), Kern] μ Ret 0,054 559417 1,451 0941070,84 (6) Taksir jh dari Gbr 4, Kern, diperoleh jh = 600 (7) Pada t c = 15,5 F c = 0,47 Btu/lbm F k = 0,65 Btu/jam.ft F [Geankoplis,198] [Geankoplis,198] c k 1 0,47 1,451 0,75 1 1,18 (8) h i φ t k c μ jh ID k 1 h i φ t 50 0.75 0,054 1,18 = 10,900

h io φ t h ID i x φ OD t 0,65 10,900 x 0,75 = 188,110 (9) Karena viskositas rendah, maka diambil t = 1 [Kern, 1965] h io h io φ t φ t h io = 188,110 Fluida panas : shell, bahan () Flow area shell a s ' Ds C B ft [Pers. (7.1), Kern] 144 P T D s = Diameter dalam shell = 9 in B = Baffle spacing = 6 in P T = Tube pitch = 1,56 in C = Clearance = P T OD = 1 /4 = 0,5 in as 9 0,5 6 144 1 0,46 ft (4) Kecepatan massa w G s [Pers. (7.), Kern] a s G s 049,7601 lb 446,710 m 0,46 jam ft (5) Bilangan Reynold Pada T c = 9,F = 0,010 cp 0,055 = lb m /ft jam [Gbr. 15, Kern] Dari Gbr. 8, Kern, untuk /4 in dan 1 tri. pitch, diperoleh d e = 0,7in. D e =0,7/1 = 0,060 ft

Re s D e G s [Pers. (7.), Kern] μ Res 0,060 669,0016 0,055 7754,4 (6) Taksir jh dari Gbr. 8, Kern, diperoleh jh = 90 (7) Pada T c = 91,1F c = 0,7575 Btu/lb m F[Geankoplis, 198] k = 0,8 [Geankoplis, 198] (8) 1 c k ho k jh D s 0,7575 0,055 0,8 e c k 1 1 0,47 [Pers. (6.15), Kern] h o φ s 0,8 90 1,08 596,1 0,060 (9) Karena viskositas rendah, maka diambil s = 1 ho h o φ s φ s h o = 596,1 1 = 596,1 (10) Clean Overall coefficient, U C U C h io h o 188,110 596,1 449,654 Btu/jam ft F [Pers. h h 188,110 596,1 io (6.8), Kern] o (11) Faktor pengotor, R d R d U U C C U U D D 449,654 15,91 0,0009 449,654 15,91 R d hitung > R d batas, maka spesifikasi cooler dapat diterima. [Pers. (6.1), Kern] Pressure drop Fluida dingin : air, tube (1) Untuk Re t = 0941070,84 f = 0,00014 ft /in [Gbr. 6, Kern]

() s = 1 [Gbr. 6, Kern] t = 1 ΔP t f G t L n 10 5, 10 ID s φ t [Pers. (7.5), Kern] () Dari grafik 7, hal:87, Kern, 1950 pada V Gt = 5594,179 diperoleh =0,99 g' ΔP t 0,0000145594,179 (15) 4 10 5, 10 0,0601 1 8,4psi P t yang diperbolehkan = 10 psia Fluida panas : bahan, shell (1) Untuk Re s = 7754,4 f = 0,0007 ft /in [Gbar. 9, Kern] s =1 s = 0,0048 () L N 1 1 [Pers. (7.4), Kern] B () 15 N 1 1 0 6 D s = 9/1 =,5 ft ΔP s ΔP s f G s D s N 1 10 5, 10 D e s φ s [Pers. (7.44), Kern] 0,0007446,710,50 10 5, 10 0,910,00481 0,01 psi P s yang diperbolehkan = psi LC. 11 Knock-out Drum (KOD-01) Fungsi : Memisahkan gas dengan air setelah didinginkan pada 4 0 C. Bentuk : Silinder horizontal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-1 grade B Jenis sambungan : Double welded butt joints Jumlah : 1 unit Kondisi operasi : Temperatur = 4 C Tekanan = 4,4 bar Tabel LC. 9 Komposisi Umpan Masuk pada Knock-out Drum II (KOD-01) Senyawa N 1 (kmol/jam) % mol F 1 % berat Densitas BM (kg/jam) (kg/m ) CH 4 0,18889961 0,001651,06657 0,001 0.717 16,011 C H 6 0,0098998,89409E-05 0,06901 0,000074 1.64 0,0 C H 8 0,00048999,145E-06 0,010964 0,0000117 1.88 44,0 i-c 4 H 10,99E-05 5,0E-07 0,0016 0,0000049.5 58,044 n-c 4 H 10,99E-05 5,0E-07 0,0016 0,0000049.5 58,044 C 5 H 1 6,99E-05 8,80E-07 0,00507 0,00000541 4,5898 7,055 H S 7,00E-07 8,81E-09 0,00008 0,00000005 1.44 4,066 CO 1,70561 0,167087786 584,1604 0,68 1.977 44,011 N 0,08599985 0,00107799,89764 0,0057 1.506 8,176 H O 1,916989 0,16789775,769 0,50 0.804 18 CO 0,0859999 0,0010740,90459 0,0057 1.50 8,011 H 5,906949 0,6661789 105,8614 0,118 0.0899 Total 79,47605 99,746 Laju alir mol gas, N gas = 65,9055 kmol/jam Laju alir cairan, F cairan = 58,5567 kg/jam = 570,0 lbm/jam campuran gas = % mol BM 7K,4 T ( K) = 0,4507kg/m = 0,081 bm/ft ρ cairan = ( % berat CH 4 x ρ CH 4 ) + ( % berat C H 6 x ρ C H 6 ) + ( % berat C H 8 x ρ C H 8 ) + ( % berat i-c 4 H 10 x ρ i-c 4 H 10 ) + ( % berat n-c 4 H 10 x ρ n-c 4 H 10 ) + ( % berat C 5 H 1 x ρ n-c 5 H 1 ) + ( % berat H S x ρ H S ) + ( % berat CO x ρ CO ) + ( % berat N x ρ N ) + ( % berat H O x ρ H O ) + ( % berat CO x ρ CO ) + ( % berat H x ρ H ) = 1,4617 kg/m = 0,091 lbm/ft Volume gas, V gas = Volume cairan, V cairan = n RT 65,9055kmol / jam 0,081 atm. l / mol. K 16,15 K P 4,0809 atm = 71,069 m /jam = 0,6968 ft /detik F 58,5567 1,4617 = 176,8876 m /jam = 1,751 ft /detik

Kecepatan linear yang diinzinkan : u 0,14 1 gas (Walas,1988; hal 615) 1,4617 = 0,14 1 0,999 ft/detik 0,081 Untuk kecepatan linier pada tangki horizontal: u horizontal = 1,5 x u (Walas,1988; hal 618) = 1,5 x 0,999 ft/detik = 1,487 ft/detik Diameter tangki: D = 50 = horizontal ( / 4) 0,99 50 1,487 ( / 4) 0,99 = 7,1781 ft Tinggi kolom uap minimum = 5,5 ft (Walas,1988) Waktu tinggal = 10 menit (Walas,1988; hal 61) V liquid t 1,751 ft / det ik 600 det ik Tinggi cairan, L = ( / 4) D ( / 4) (7,1781ft) = 5,787 ft Panjang kolom ; L = L cairan + L uap = 5,787 + 5,5 = 1,87 ft L 1,87 4,5 D 7,1781 Karena L/D > dan L/D < 5 maka spesifikasi tangki vertikal dapat diterima (Walas,1988) Perhitungan tebal shell tangki : Tinggi cairan = 5,787 ft = 7,845 m Tekanan operasi = 4,4 bar = 58,68 Psi Tekanan hidrostatik : P H = x g x l = 1,4617 kg/m x 9,8 m/det x 7,845 m = 11,798 Pa = 0,016 Psi P = 58,68 Psi + 0,016 Psi = 58,696 Psi Faktor kelonggaran = 5 %

Maka, P design = (1,05) (58,696) = 76,611 Psi Joint efficiency = 0,8 (Brownell, 1959) Allowable stress = 17500 Psi (Brownell, 1959) Faktor korosi (C A ) n = 0,015 in/tahun = 10 tahun Tebal shell tangki: PD t nc A SE 1,P (76,611Psi ) (7,1781ft) (1 in/1ft) 10(0,015) (17500)(0,8) 1,(76,611Psi) 1,7 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 1,7 in LC.1 Adsorber (D 701) Fungsi : Untuk menyerap gas yang tidak di inginkan yang terdapat pada gas H Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal Bahan : stainless steel, SA 40, Grade C, type 410 Jumlah : 4 unit Kondisi Operasi : - Temperatur (T) = 4 0 C - Tekanan ( P) = 4 bar Densitas aktif sieve : 40,745 kg/m (Anonimous, 007) Banyaknya aktif sieve : 64,5655 kg / jam (US patent,77,690) ε carbon aktif : 0,6 Densitas karbon aktif : 470 kg/m (PT. Samator) Banyaknya karbo aktif : 198 kg / jam (US patent,77,690) ε carbon aktif : 0,4 Densitas aktif alumina : 769 kg/m (PT. Samator) Banyaknya aktif aktif : 61,71 kg / jam (US patent,77,690) ε aktif alumina : 0, Waktu tinggal gas : 10 Menit = 0,1667 jam

Faktor kelonggaran : 0 % (Perry dan Green, 1999) Perhitungan: a. Volume Tangki 64,5655 kg/jam10harix 4jam/hari Volume aktif sieve, V 1 = 40,745 kg/m = 641,814 m V aktife sieve = 641,814 1- m aktifsiefe = 100,861 m 198 kg/jam10harix Volume karbon aktif, V 1 = 470 kg/m 4jam/hari = 66,808 m V aktife sieve = 66,808 1- m aktifsiefe = 1104,68 m 61,71 kg/jam10harix Volume karbon aktif, V 1 = 769 kg/m 4jam/hari = 81,54 m V aktife sieve = 81,54 1- m aktifsiefe = 116,485 m Direncanakan membuat 4 tangki dan faktor kelonggaran 0%, maka : Volume 1 PSA = 1, x 4,06 4 m = 667,078 m. Diameter dan Tinggi Shell - Tinggi silinder (H s ) : Diameter (D) = 4 : - Tinggi tutup (H d ) : Diameter (D) = 1 : 4 - Volume shell tangki (Vs) : Vs πr Vs π D H s π 4 D D 4 - Volume tutup tangki (V e ) : V h = 1 R H d D D D 6 4 4 (Brownell,1959)

- Volume tangki (V) : V t = V s + V h = 667,078 m = D 8 1,1781 D D = 566,4 m D D = 8,7 m = 0,5 in 4 H s = D 11,06 m c. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki = 8,7 m = 5,70 in 1 Tinggi tutup (H d ) = D,06 m 4 Tinggi tangki = H s + H d = (11,06 +,06) m = 1,09 m d. Tebal shell tangki Direncanakan menggunakan bahan konstruksi stainless steel, SA 40, Grade C, type 410 diperoleh data : - Allowable stress (S) = 16.50 lb/in - Joint efficiency (E) = 0,85 - Corrosion allowance (C) = 0.0098 in/tahun - Umur tangki (n) = 10 tahun Volume PSA = 667,078 m 667,078 Tinggi bahan dalam tangki = 1489,1677 P o = 400 kpa P = 400 kpa + 100 kpa = 500 kpa P design = 1, 500 = 000 kpa 11,06 m = 4,94 m

= 441 psia Tebal shell tangki: 441 x 0,5 t = 10 x 0, 0098 (16.50 x0,85) ( 0,6 x 441) t = 1,498 Tebal shell standar yang digunakan = 1,5 in e. Tebal tutup tangki Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell. Tebal tutup atas yang digunakan = 1,5 in. LC.1 Kompresor I I (G-108) Fungsi : Menaikkan tekanan gas hidrogen sebelum di alirkan ke dalam tangki penyimpanan. Tipe : Reciprocating compressor Jumlah : 1 unit dengan tahap Data perhitungan Laju alir gas masuk = 100 kg/jam (k1) / k N st 4 k P P ad,78 10 N st m vl P1 1 (Peters, 004) k -1 P1 ρ gas = P BM RT av (4,4 atm) ( kg/kmol) kg / m (0,08 m atm/kmol K)(15,15 K) dimana : N st = jumlah tahap kompresi m vl = laju alir gas volumetrik (m /jam) P 1 = tekanan masuk = 4,4 bar = 440 kpa P = tekanan keluar = 70 bar = 7000 kpa η = efisiensi kompresor = 75 % (Walas, 1988) k = rasio panas spesifik gas hidrogen = 1,407 (Perry, 1997) F 100kg / jam Laju alir volumetrik gas,q = = 50 m /jam = 0,0188 m /det kg / m

P ad,7810 4 P ad = 7,988 hp 50 440 1,407 1,407-1 7000 440 (1,4071) /(1,407 ) 1 P P = ad 7,988 = = 50,65 hp 0, 75 Digunakan kompresor dengan daya motor standar 51 hp Diameter pipa ekonomis (De) dihitung dengan persamaan : De = 0,6 (m vl ) 0,45 ( ) 0,1 (Peters, 004) = 0,6 (0,0188 m /detik) 0,45 ( kg/m ) 0,1 = 0,0579 m =,8 in b. perancangan Intercooler 1 Digunakan : -4 Shell and tube exchanger, OD tube1 /4 in, 15 pitch triangular pitch, BWG 18, panjang 16 15 feet, 1 Pass Fluida Panas (gas alam) Temperatur masuk; T 1 = 67,7 o C = 15,86 o F Temperatur keluar; T = 47,7 o C = 117,86 o F Fluida dingin (udara) Temperatur masuk; T 1 = 0 o C = 85 o F Temperatur keluar; T = 5 o C = 95 o F Dari Neraca panas; Panas yang dibutuhkan Q = 169099, kj/jam = 007081,8Btu/jam t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas Fluida dingin Selisih T 1 = 15,86 o F Temperatur lebih tinggi t = 95 o F t 1 = 58,86 o F T = 117,86 o Temperatur lebih F rendah t 1 = 85 o F t =,86 o F T 1 T = 6F Selisih t t 1 = 10F t t 1 =-6 o F

t t LMTD = t ln t 1 1 6 = 44,87 o F,86 ln 58,86 R = (T 1 T ) / (t t 1 ) = (6) / (10) =,6 S = (t t 1 )/(T 1 - t 1 ) = (95-85)/(15,86-85) = 576 0 F /675 0 F = 0,14 F r = 0,99 (F igur 18 kern,1965) t = 0,99 x 44,87 = 44,78 o F T c dan t c T1 T 15,86 117,86 Tc 15,86 F t1 t 85 95 t c 90 F Dari Tabel 8 hal.840, Kern, 1965, heater untuk fluida panas campuran gas dan fluida dingin campuran 0,5 cp < (light organic), diperoleh U D = 100-00. Diambil U D = 190 Btu/jam ft F Luas perpindahan panas; A Q A = U D t = 00781,8 = 56,46 ft 190 x 44, 78 Luas permukaan luar (a ) = 0,196 ft /ft (Tabel 10 Kern, 1965) A 56,46 Jumlah tube = ll = = 1187,4787 buah Lxa 15 x 0, 196 Dari tabel 9 Kern,1965 Nilai terdekat 177 tube dengan ID shell 9 in c. perancangan Intercooler Digunakan : -4 Shell and tube exchanger, OD tube1 /4 in, 15 pitch triangular pitch, BWG 18, panjang 16 15 feet, 4 Pass Fluida Panas (gas alam) Temperatur masuk; T 1 Temperatur keluar; T = 7,7 o C = 16,86 o F = 5,7 o C = 16,86 o F

Fluida dingin (udara) Temperatur masuk; T 1 = 0 o C = 85 o F Temperatur keluar; T = 5 o C = 95 o F Dari Neraca panas; Panas yang dibutuhkan Q = 169099, kj/jam = 007081,8Btu/jam t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas Fluida dingin Selisih T 1 = 16,86 o F Temperatur lebih tinggi t = 95 o F t 1 = 67,86 o F T = 16,86 o Temperatur lebih F rendah t 1 = 85 o F t = 41,86 o F T 1 T = 6F Selisih t t 1 = 10F t t 1 =-6 o F LMTD = t t t ln t 1 1 6 = 54,166 o F 41,86 ln 67,86 R = (T 1 T ) / (t t 1 ) = (6) / (10) =,6 S = (t t 1 )/(T 1 - t 1 ) = (95-85)/(16,86-85) = 576 0 F /675 0 F = 0,1 F r = 0,97 (F igur 18 kern,1965) t = 0,97 x 54,166 = 5,541 o F T c dan t c T1 T 16,86 16,86 Tc 144,86 F t1 t 85 95 t c 90 F Dari Tabel 8 hal.840, Kern, 1965, heater untuk fluida panas campuran gas dan fluida dingin campuran 0,5 cp < (light organic), diperoleh U D = 100-00. Diambil U D = 190 Btu/jam ft F Luas perpindahan panas; A Q A = U D t = 00781,8 = 008,960 ft 190 x 5, 541 Luas permukaan luar (a ) = 0,196 ft /ft (Tabel 10 Kern, 1965) A 008,960 Jumlah tube = ll = = 100,9868 buah Lxa 15 x 0, 196

Dari tabel 9 Kern,1965 Nilai terdekat 1004 tube dengan ID shell 5 in Dipilih material pipa commercial steel in Schedule 40 : Diameter dalam (ID) =,067 in = 0,6 ft Diameter luar (OD) =,75 in = 0,7ft Luas penampang (A) = 0,00 ft (McCabe, 1986) LC.14 Tangki Produk (T-501) Fungsi : Tempat penampungan H Jumlah : unit Tipe : Tangki berbentuk bola Bahan : Carbonsteel (Brownell & Young,1959) Kondisi operasi : 60 o C.70 bar Perhitungan: Laju alir bahan masuk = 100 kg/jam Lama penyimpanan = 7 hari Faktor keamanan = 0% A. Volume Tangki Hidrogen yang dihasikan per jam = 100 kg/jam Hidrogen yang dihasikan dalam kmol = 100kg / jam 50kmol / kmol / kg jam P BM ρ gas = RT lbm/ft (70 atm) ( kg/kmol) (0,08 m atm/kmol K)(,15 K) av 5,16kg / m = 0,0018 n RT 50kmol / jam 0,081 atm. l / mol. K,15 K Volume gas, V gas = P 70 atm = 19,568 m /jam = 0,1916 ft /detik Total volume gas dalam tangki = 19,568 m /jam 4 jam/hari 7 hari = 8,184 m Direncanakan buah tangki, sehingga:

Total massa bahan dalam tangki 8,184 kg = 1641,091 m Faktor kelonggaran = 0 % (Perry dan Green, 1999) Volume tangki, V T = (1 + 0,) x 1641,091 m = 1969,094 m Diambil tinggi silinder; Hs = Dt Volume tangki; Vt 1 = Dt 6 1969,094 m = 1 4 (,14) Dt Dt 4 1969,094 m = 1,0466Dt Diameter tangki; Dt = 1,455 m Jari jari tangki, R 1,455 m = = 6,177 m = 40,0 in Tinggi tangki; Hs = 1,455 m = 40,5055 ft Tekanan disain; Pd = (109 + 14,7) = 15,44 Psi Tebal silinder, ts P x R = nc SE 0, 6P Dimana; P = Tekanan disain S = Tegangan yang diizinkan 18.750 psi E = Efesiensi sambungan; 80% n = Umur alat 10 tahun c = laju kecepatan korosi 0,01 in/tahun 15,44 Psi x 40,0 in ts = 10 tahun x 0,01 in / tahun 18.750 psi x 0,8 0,6 x 15,44Psi =,1 in Digunakan silinder dengan ketebalan 1 in Tebal tutup dianggap sama karena terbuat dari bahan yang sama. Spesifikasi Tangki Diameter tangki; Dt = 1,455 m Tinggi Tangki; H T = 1,455 m Tebal silinder; ts = 1 in

Bahan konstruksi = Carbonsteel Faktor korosi = 0,01 in/tahun LC.15 Tangki Penampungan sementara PSA off gas (T-401) Fungsi :Tempat penampungan PSA off gas sebelum dialirkan sebagai Bahan bakar Jumlah Tipe : unit : Tangki silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal Bahan : Low Alloy Steels SA- 5 (Brownell & Young,1959) Kondisi operasi : 4, o C. 1 bar Perhitungan: Laju alir bahan masuk Kebutuhan perancangan = 571,1679 kg/jam = 1 hari Faktor keamanan = 0% Tabel LC.1 Komposisi gas keluar dari PSA alur 19 (E-114) Komponen BM N 19 (kmol/jam) % mol % mol x BM CH 4 16,011 0,17115 0,00801 0,18 C H 6 0,0 0,00114 0,0001 0,009 C H 8 44,0 0,000185 0,000011 0,00051 i-c 4 H 10 58,044 0,000018 0,00000114 0,0000666 n-c 4 H 10 58,044 0,000015 0,0000015 0,0000787 C 5 H 1 7,055 0,000014 0,00000090 0,0000649 H S 4,066 0,00000060 0,00000007 0,0000019 CO 44,011 1,6044 0,7950 4,9887 N 8,176 0,084799 0,0054 0,1507 H O 18 0, 0,0140 0,50 CO 8,011 0,08508 0,00581 0,1507 H,778 0,170 0,440 Total 15,851 6,0190 ρ gas = P BM RT av (1atm) (6,0190 kg/kmol) 1,9kg / m (0,08 m atm/kmol K)(15,5 K) A. Volume Tangki PSA off gas untuk kebutuhan 1 hari yang dihasikan per jam = 571,1679 kg/jam PSA off gas dalam kmol = 571,1670kg / jam 15,851kmol / 6,0190kg / kmol jam

Volume gas, V gas = 15,851 kmol/jam x.4 L/ Kmol= 55,10 L/jam = 0,55 m /jam Volume total = 0,55 m /jam x 4jam/hari x 1hari = 8,5 m Faktor kelonggaran = 0 % (Perry dan Green, 1999) Volume tangki, V T = (1 + 0,) x 8,5 m = 1, x 8,5 m = 10,7 m Volume silinder (V s ) = 4 1 Dt Hs (Hs : D t = : ) Vs = 8 Dt Tutup tangki berbentuk ellipsoidal dengan rasio axis major terhadap minor : 1, sehingga : Tinggi head (H h ) = 1 / 4 D (Brownell dan Young, 1959) Volume tutup (V h ) ellipsoidal = /4 D H h = /4 D ( 1 / 4 D) = /16 D V t = V s + V h (Brownell dan Young, 1959) V t = (/8 D ) + (/16 D ) V t = 7/16 D 16 Vt 16 10,7 Diameter tangki (D) 7 7 = 1,95 m = 76,87 in Tinggi silinder (H s ) = / D = / 1,95 m =,95 m Tinggi tutup ellipsoidal (H h ) = 1/4 D = 1/4,95 m = 0,71 m Tinggi Tangki (H T ) = H s + H h =,656 m B. Tekanan Desain Tinggi bahan dalam tangki = Tinggi tangki Tinggi tangki =,656 m Tekanan Atmosfir = 1 atm = 0,9869 Tekanan operasi = 1 bar = 0,9869 atm

Faktor keamanan untuk tekanan = 0 % P desain = (1 + 0,) (0,9869+ 0,9869) =,68 atm = 4,817 psia C. Tebal dinding tangki (bagian silinder) - Faktor korosi (C) : 0,004 in/tahun (Chuse dan Eber,1954) - Allowable working stress (S) :.500 lb/in (Brownell dan Young, 1959) - Efisiensi sambungan (E) : 0,8 - Umur alat (A) direncanakan : 10 tahun Tebal silinder (d) P R (C A) (Peters dan Timmerhaus, 004) SE 0,6P dimana : d = tebal dinding tangki bagian silinder (in) P = tekanan desain (psi) R = jari-jari dalam tangki (in) = D/ S = stress yang diizinkan E = efisiensi pengelasan d 4,817 8,85.500 0,80 0,6 4,817 0,116 in 0,00410 Dipilih tebal silinder standar = 0,116 in D. Tebal dinding head (tutup tangki) - Faktor korosi (C) : 0,004 in/tahun (Chuse dan Eber, 1954) - Allowable working stress (S) :.500 lb/in (Brownell dan Young, 1959) - Efisiensi sambungan (E) : 0,8 - Umur alat (A) direncanakan :10 tahun P Di - Tebal head (dh) (C A) (Peters dan Timmerhaus, 004) SE 0,P dimana : dh = tebal dinding head (tutup tangki) (in) P = tekanan desain (psi) Di = diameter tangki (in) S = stress yang diizinkan E = efisiensi pengelasan

d 4,817 8,85.500 0,80 0,6 4,817 0,00410 0,116 in Dipilih tebal head standar = 0,116 in Spesifikasi Tangki Diameter tangki; Dt = 1,95 m Tinggi Tangki; H T =,656 m Tebal silinder; ts = 0,116 in Bahan konstruksi = Carbonsteel Faktor korosi = 0,004 in/tahun LC. 16 Blower 1 (G-10) Fungsi : Mengalirkan gas alam dan steam ke dalam heater sebelum diumpankan kedalam reformer furnace. Jumlah :1 unit Jenis : blower sentrifugal Bahan konstruksi : carbon steel Kondisi operasi Laju alir : 71 ºC dan 000 kpa = 5,76 kmol/jam = 5760 mol/jam 5760 mol/jam x 8,14 m Pa/mol.K x 644,15 K Laju alir volum gas Q = 100000 Pa = 85,54 m /jam Daya blower dapat dihitung dengan persamaan, 144 efisiensi Q P (Perry, 1997) 000 Efisiensi blower, = 80 Sehingga, 144 0,8 85,54 P = 9,8 hp 000 Maka dipilih blower dengan tenaga 10 hp LC. 17 Blower (G-10) Fungsi : Mengalirkan gas alam dan steam ke reformer furnaces.

Jumlah Jenis :1 unit : blower sentrifugal Bahan konstruksi : carbon steel Kondisi operasi Laju alir : 50 ºC dan 900 kpa = 5,76 kmol/jam = 5760 mol/jam 5760 mol/jam x 8,14 m Pa/mol.K x 79,15 K Laju alir volum gas Q = 100000 Pa = 479,158 m /jam Daya blower dapat dihitung dengan persamaan, 144 efisiensi Q P (Perry, 1997) 000 Efisiensi blower, = 80 Sehingga, 144 0,8 479,158 P = 1,14 hp 000 Maka dipilih blower dengan tenaga 1 hp LC. 18 Blower (G-104) Fungsi : Mengalirkan gas sintesis untuk di umpankan ke High Temperatur Shift. Jumlah :1 unit Jenis : blower sentrifugal Bahan konstruksi : carbon steel Kondisi operasi : 50 ºC dan 750 kpa Laju alir = 9,684 kmol/jam = 968,4 mol/jam 968,4 mol/jam x 8,14 m Pa/mol.K x 6,15 K Laju alir volum gas Q = 100000 Pa = 05,589 m /jam Daya blower dapat dihitung dengan persamaan, 144 efisiensi Q P (Perry, 1997) 000 Efisiensi blower, = 80

Sehingga, 144 0,8 05,589 P = 0,7176 hp 000 Maka dipilih blower dengan tenaga 1 hp LC. 19 Blower 4 (G-105) Fungsi : Mengalikan gas sintesis untuk di umpankan ke Low Temperatur Shift. Jumlah :1 unit Jenis : blower sentrifugal Bahan konstruksi : carbon steel Kondisi operasi : 00 ºC dan 650 kpa Laju alir = 67,171 kmol/jam = 6717,1 mol/jam 6717,1 mol/jam x 8,14 m Pa/mol.K x 47,15 K Laju alir volum gas Q = 100000 Pa = 64,6 m /jam Daya blower dapat dihitung dengan persamaan, 144 efisiensi Q P (Perry, 1997) 000 Efisiensi blower, = 80 Sehingga, 144 0,8 64,6 P = 0,94 hp 000 Maka dipilih blower dengan tenaga 1 hp LC. 0 Blower 5 (G-106) Fungsi : Mengalikan gas sintesis untuk di umpan ke dalam cooler. Jumlah :1 unit Jenis : blower sentrifugal Bahan konstruksi : carbon steel Kondisi operasi Laju alir : ºC dan 610 kpa = 5,907 kmol/jam = 59,07 mol/jam

59,07 mol/jam x 8,14 m Pa/mol.K x 506,15 K Laju alir volum gas Q = 100000 Pa =,794 m /jam Daya blower dapat dihitung dengan persamaan, 144 efisiensi Q P (Perry, 1997) 000 Efisiensi blower, = 80 Sehingga, 144 0,8,794 P = 0,777 hp 000 Maka dipilih blower dengan tenaga 1 hp LC. 1 Blower 6(G-107) Fungsi : Mengalirkan gas sintesis untuk di umpan ke dalam Knok Out Drum. Jumlah :1 unit Jenis : blower sentrifugal Bahan konstruksi : carbon steel Kondisi operasi : 166 ºC dan 610 kpa Laju alir = 5,907 kmol/jam = 59,07 mol/jam 59,07 mol/jam x 8,14 m Pa/mol.K x 49,15 K Laju alir volum gas Q = 100000 Pa = 19,549 m /jam Daya blower dapat dihitung dengan persamaan, 144 efisiensi Q P (Perry, 1997) 000 Efisiensi blower, = 80 Sehingga, 144 0,819,549 P = 0,6746 hp 000 Maka dipilih blower dengan tenaga 1 hp LC. Blower 7 (G-109)

Fungsi Jumlah Jenis :Mengalirkan gas sintesis untuk di umpan ke dalam PSA. :1 unit : blower sentrifugal Bahan konstruksi : carbon steel Kondisi operasi : 4 ºC dan 440 kpa Laju alir = 65,9055 kmol/jam = 6590,55 mol/jam 6590,55 mol/jam x 8,14 m Pa/mol.K x 16,15 K Laju alir volum gas Q = 100000 Pa = 17,0 m /jam Daya blower dapat dihitung dengan persamaan, 144 efisiensi Q P (Perry, 1997) 000 Efisiensi blower, = 80 Sehingga, 144 0,817,0 P = 0,604 hp 000 Maka dipilih blower dengan tenaga 1 hp LC. Blower 9 (G-110) Fungsi :Mengalirkan PSA offgas dari tangki penampungan. Jumlah :1 unit Jenis : blower sentrifugal Bahan konstruksi : carbon steel Kondisi operasi : 4 ºC dan 100 kpa Laju alir = 15,851 kmol/jam = 1585,1 mol/jam 1585,1 mol/jam x 8,14 m Pa/mol.K x 15,15 K Laju alir volum gas Q = 100000 Pa = 41,576 m /jam Daya blower dapat dihitung dengan persamaan, 144 efisiensi Q P (Perry, 1997) 000

Efisiensi blower, = 80 Sehingga, 144 0,8 41,576 P = 0,145 hp 000 Maka dipilih blower dengan tenaga 0,5 hp LC. 4 Blower 11 (G-111) Fungsi : Mengalirkan gas alam yang sudah dicampur dengan PSA off gas untuk pembakaran di reformer furnace. Jumlah :1 unit Jenis : blower sentrifugal Bahan konstruksi : carbon steel Kondisi operasi Laju alir (N 1 ) : 4 ºC dan 100 kpa = 16,90 kmol/jam = 16900,06 mol/jam 16900,06 mol/jam x 8,14 m Pa/mol.K x 15 K Laju alir volum gas Q = 100000 Pa = 44,59 m /jam Daya blower dapat dihitung dengan persamaan, 144 efisiensi Q P (Perry, 1997) 000 Efisiensi blower, = 80 Sehingga, 144 0,8 44,59 P = 1,54 hp 000 Maka dipilih blower dengan tenaga hp LC. 5 Blower 1 (G-11) Fungsi : Mengalirkan gas alam yang sudah dicampur dengan PSA off gas untuk pembakaran di reformer furnace. Jumlah :1 unit Jenis : blower sentrifugal Bahan konstruksi : carbon steel

Kondisi operasi Laju alir (N 1 ) : 4 ºC dan 100 kpa = 16,90 kmol/jam = 16900,06 mol/jam 16900,06 mol/jam x 8,14 m Pa/mol.K x 15 K Laju alir volum gas Q = 100000 Pa = 44,59 m /jam Daya blower dapat dihitung dengan persamaan, 144 efisiensi Q P (Perry, 1997) 000 Efisiensi blower, = 80 Sehingga, 144 0,8 44,59 P = 1,54 hp 000 Maka dipilih blower dengan tenaga hp LC. 6 Blower 1 (G-11) Fungsi : Mengalirkan udara yang digunakan untuk pembakaran di reformer furnace Jumlah : 1 unit Jenis : blower sentrifugal Bahan konstruksi : carbon steel Kondisi operasi Laju alir (N 1 ) : ºC dan 100 kpa = 1,0917 kmol/jam = 1091,7 mol/jam 1091,7 mol/jam x 8,14 m Pa/mol.K x 05 K Laju alir volum gas Q = 100000 Pa = 06,6177 m /jam Daya blower dapat dihitung dengan persamaan, 144 efisiensi Q P (Perry, 1997) 000 Efisiensi blower, = 80 Sehingga, 144 0,8 06,6177 P = 1,07 hp 000 Maka dipilih blower dengan tenaga 1 hp

LAMPIRAN D PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT UTILITAS LD.1 Screening (SC) Fungsi Jenis : menyaring partikel-partikel padat yang besar : bar screen Jumlah : 1 Unit Bahan konstruksi : stainless steel Kondisi operasi : Temperatur = 7 C Densitas air () = 994,1 kg/m (Geankoplis, 1997) Laju alir massa (F) =1164,849 kg/jam Laju alir volume (Q) 1164,849 kg/jam 1 jam/600 s = = 0,059 m /s 994,1 kg/m Dari tabel 5.1 Physical Chemical Treatment of Water and Wastewater Ukuran bar : Lebar bar = 5 mm; Tebal bar = 0 mm; Bar clear spacing = 0 mm; Slope = 0 Direncanakan ukuran screening: Panjang screen = m Lebar screen = m Misalkan, jumlah bar = x Maka, 0x + 0 (x + 1) = 000 40x = 1980 x = 49,5 50 buah Luas bukaan (A ) = 0(50 + 1) (000) = 040000 mm =,04 m Untuk pemurnian air sungai menggunakan bar screen, diperkirakan C d = 0,6 dan 0% screen tersumbat. Q (0,059) Head loss (h) = g C A (9,8) (0,6) (,04) d = 1,18.10-5 m dari air LD-1

= 0,0118 mm dari air 000 000 0 Gambar LD.1 Sketsa sebagian bar screen, satuan mm (dilihat dari atas) LD. Bak Sedimentasi (BS) Fungsi : untuk mengendapkan lumpur yang terikut dengan air. Jumlah : 1 Unit Jenis : beton kedap air Kondisi operasi : Temperatur = 7 o C Tekanan = 1 atm Densitas air () = 994,1 kg/m = 6,069 lbm/ft (Geankoplis, 1997) Laju alir massa (F) = 1164,849 kg/jam = 19,784 lbm/s F 19,784 lbm/s Laju air volumetrik, Q,0844 ft /s ρ 6,069 lbm/ft = 15,0655 ft /min Desain Perancangan : Bak dibuat dua persegi panjang untuk desain efektif (Kawamura, 1991). Perhitungan ukuran tiap bak : Kecepatan pengendapan 0,1 mm pasir adalah (Kawamura, 1991) : 0 = 1,57 ft/min atau 8 mm/s Desain diperkirakan menggunakan spesifikasi :

Kedalaman tangki 10 ft Lebar tangki ft Q Kecepatan aliran v A t 15,0655 ft /min 10 ft x ft 6,5 ft/min Desain panjang ideal bak : L = K h 0 v (Kawamura, 1991) dengan : K = faktor keamanan = 1,5 h = kedalaman air efektif ( 10 16 ft); diambil 10 ft. Maka : L = 1,5 (10/1,57). 6,5 = 59,749 ft Diambil panjang bak = 60 ft = 18,88 m Uji desain : Waktu retensi (t) : Va t Q = panjang x lebar x tinggi laju alir volumetrik (10 x x 60) ft = 9,5949 menit 15,0655 ft / min Desain diterima,dimana t diizinkan 6 15 menit (Kawamura, 1991). Surface loading : Q A = laju alir volumetrik luas permukaan masukan air 15,0655 ft /min (7,481 gal/ft ) ft x 60 ft = 7,7697 gpm/ft Desain diterima, dimana surface loading diizinkan diantara 4 10 gpm/ft (Kawamura, 1991). Headloss (h); bak menggunakan gate valve, full open (16 in) : h = K v

g = 0,1 [6,5 ft/min. (1min/60s). (1 m/,808 ft) ] (9,8 m/s ) = 0,0000514 m dari air. LD. Tangki Pelarutan Alum [Al (SO 4 ) ] (TP-01) Fungsi : Membuat larutan alum [Al (SO 4 ) ] Bentuk Bahan konstruksi Jumlah Kondisi operasi : Temperatur : Silinder tegak dengan alas dan tutup datar : Carbon Steel SA 8 grade C : 1 Unit Tekanan Al (SO 4 ) yang digunakan = 7C = 1 atm = 50 ppm Al (SO 4 ) yang digunakan berupa larutan 0 ( berat) Laju massa Al (SO 4 ) = 10,56 kg/jam Densitas Al (SO 4 ) 0 = 16 kg/m = 85,0889 lb m /ft (Perry, 1999) Kebutuhan perancangan Faktor keamanan Perhitungan: Ukuran Tangki = 1 hari = 0 10,56 kg/jam 4 jam/hari 0 hari Volume larutan, Vl 0,16kg/m = 18,594 m Volume tangki, V t = 1, 18,594 m =,11 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = : 1 V πd H 4 1,11 m πd D 4,11 m πd 8

Maka: D =,6 m ; H =,9 m Tinggi cairan dalam tangki = volumecairan x tinggi silinder volumesilinder = (18,594)(,9) (,11) =,4 m = 10,665 ft Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik, P hid = x g x l = 16 kg/m x 9,8 m/det x,9 m = 509,86 Pa = 5,09 kpa Tekanan udara luar, P o = 1 atm = 101,5 kpa P operasi = 5,09 kpa + 101,5 kpa = 15,418 kpa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, P design = (1,05) (15,418 kpa) = 161,0889 kpa Joint efficiency = 0,8 Allowable stress = 1650 psia = 8718,714 kpa (Brownell,1959) (Brownell,1959) Tebal shell tangki: PD t SE 1,P (161,0889 kpa)(,6 m) (87.18,714 kpa)(0,8) 1,(161,0889 kpa) 0,004 m 0,09 in Faktor korosi = 0,15 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,09 in + 0,15 in = 0,19 in Daya Pengaduk Jenis pengaduk Jumlah baffle : flat 6 blade turbin impeller : 4 buah Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh : Da/Dt = 1/ ; Da = 1/ x,9 m = 1, m E/Da = 1 ; E = 1, m L/Da = ¼ ; L = ¼ x 1, m = 0,5 m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 1,4 m = 0,6 m J/Dt = 1/1 ; J = 1/1 x,9 m = 0,5 m dengan : Dt = diameter tangki Da = diameter impeller E = tinggi turbin dari dasar tangki L = panjang blade pada turbin W = lebar blade pada turbin J = lebar baffle Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det Viskositas Al (SO 4 ) 0 = 6,710-4 lb m /ftdetik ( Othmer, 1967) Bilangan Reynold, ρ N Da N Re (Geankoplis, 1997) μ 85,08891 1, x,808 N Re 4 6,7 10 44718,491 N Re > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus : 5 K T.n.Da ρ P (McCabe,1999) g c K T = 6, 5 6, (1 put/det).(1,,808 ft) (85,0889 lbm/ft,174 lbm.ft/lbf.det 1Hp 8486,1749 ft.lbf/det x 550 ft.lbf/det 15,4 Hp P ) (McCabe,1999) Efisiensi motor penggerak = 80 Daya motor penggerak = 15,4 = 19,8 Hp 0,8

LD.4 Tangki Pelarutan Soda Abu [Na CO ] (TP-0) Fungsi : Membuat larutan soda abu (Na CO ) Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup datar Bahan konstruksi : Carbon Steel SA 8 grade C Jumlah : 1 Unit Kondisi operasi : Temperatur = 7 C Tekanan = 1 atm Na CO yang digunakan = 7 ppm Na CO yang digunakan berupa larutan 0 ( berat) Laju massa Na CO = 5,7 kg/jam Densitas Na CO 0 = 17 kg/m = 8,845 lb m /ft (Perry, 1999) Kebutuhan perancangan = 0 hari Faktor keamanan = 0 Perhitungan Ukuran Tangki 5,7 kg/jam 4 jam/hari 0 hari Volume larutan, Vl 0,17 kg/m = 10,089 m Volume tangki, V t = 1, 10,089 m = 1,707 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = : Maka: 1,707 1,707 1 V πd H 4 1 m πd D 4 m πd 8 D =, m ; H = 4,8 m Tinggi cairan dalam tangki = volumecairan x tinggi silinder volumesilinder

= (10,089)(4,8) (1,707) =,9 m = 1,1 ft Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik, P hid = x g x l = 17 kg/m x 9,8 m/det x 4,8 m = 64,08 Pa = 6,4 kpa Tekanan udara luar, P o = 1 atm = 101,5 kpa P operasi = 64,4 kpa + 101,5 kpa = 165,747 kpa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, P design = (1,05) (165,747 kpa) = 174,04 kpa Joint efficiency = 0,8 Allowable stress = 1650 psia = 8718,714 kpa (Brownell,1959) (Brownell,1959) Tebal shell tangki: PD t SE 1,P (174,04 kpa) (, m) (87.18,714 kpa)(0,8) 1,(174,04kPa) 0,00 m 0,157 in Faktor korosi = 0,15 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,157 in + 0,15 in = 0,8 in Daya Pengaduk Jenis pengaduk : flat 6 blade turbin impeller Jumlah baffle : 4 buah Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh: Da/Dt = 1/ ; Da = 1/ x, m = 1,06 m E/Da = 1 ; E = 1,06 m L/Da = ¼ ; L = ¼ x 1,06 m = 0,65 m W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 1,06 m = 0,1 m J/Dt = 1/1 ; J = 1/1 x, m = 0,65 m

dengan : Dt = diameter tangki Da = diameter impeller E = tinggi turbin dari dasar tangki L = panjang blade pada turbin W = lebar blade pada turbin J = lebar baffle Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det Viskositas Na CO 0 =,6910-4 lb m /ftdetik (Othmer, 1967) Bilangan Reynold, ρ N Da N Re (Geankoplis, 1997) μ 8,8451 1,06 x,808 N Re 4,69 10 71558,48 N Re > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus : 5 K T.n.Da ρ P ( McCabe,1999) g c K T = 6, 5 6,.(1 put/det).(,8081,06 ft) (8,845 lbm/ft,174 lbm.ft/lbf.det 1hp 7148,05 ft.lbf/det x 550 ft.lbf/det 1,99 hp P Efisiensi motor penggerak = 80 Daya motor penggerak = 1,99 = 16,4 Hp 0,8 ) (McCabe,1999) LD.5 Clarifier (CL) Fungsi : Memisahkan endapan (flok-flok) yang terbentuk karena penambahan alum dan soda abu

Tipe : External Solid Recirculation Clarifier Bentuk : Circular desain Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Carbon steel SA-8, Grade C Data: Laju massa air (F 1 ) =1164,849 kg/jam Laju massa Al (SO4) (F ) = 10,56 kg/jam Laju massa Na CO (F ) = 5,7 kg/jam Laju massa total, m = 1181,109 kg/jam = 58,6891 kg/detik Densitas Al (SO 4 ) = 710 kg/m (Perry, 1999) Densitas Na CO = 5 kg/m (Perry, 1999) Densitas air = 994,1 kg/m (Perry, 1999) Reaksi koagulasi: Al (SO 4 ) + Na CO + H O Al(OH) + Na SO 4 + CO Perhitungan: Dari Metcalf & Eddy, 1984, diperoleh : Untuk clarifier tipe upflow (radial): Kedalaman air = -10 m Settling time = 1- jam Dipilih : kedalaman air (H) = m, waktu pengendapan = 1 jam Diameter dan Tinggi clarifier Densitas larutan, 1164,849 10,56 5,7 1164,849 10,56 5,7 994,1 710 5 = 994,87 kg/m = 0,994 gr/cm Volume cairan, V = V = 1/4 D H 1181,109 kg/jam 1 jam 994,87 1,496 m

4V D = ( ) πh 1/ 4 1,496,14 Maka, diameter clarifier Tinggi clarifier 1/ 9,49 m = 9,49 m = 1,5 D = 14, m Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik, P hid = x g x l = 994,87 kg/m x 9,8 m/det x m = 9,19 kpa Tekanan udara luar, P o = 1 atm = 101,5 kpa P operasi = 9,19 kpa + 101,5 kpa = 10,5569 kpa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, P design = (1,05) (10,5569 kpa) = 17,0847 kpa Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959) Allowable stress = 1650 psia = 87.18,714 kpa (Brownell,1959) Tebal shell tangki: PD t SE 1,P (17,0847 kpa) (9,49 m) (87.18,714 kpa)(0,8) 1,(17,0847 kpa) 0,009 m 0,67 in Faktor korosi = 0,15 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,67 in + 0,15 in = 0,49 in Desain torka yang diperlukan untuk operasi kontinu yang diperlukan untuk pemutaran (turnable drive) : (Azad, 1976) T, ft-lb = 0,5 D LF Faktor beban (Load Factor) : 0 lb/ft arm (untuk reaksi koagulasi sedimentasi ) Sehingga : T = 0,5 [(9,49 m).(,808 ft/m) ].0 T = 770,145 ft-lb Daya Clarifier

P = 0,006 D (Ulrich, 1984) dimana: P = daya yang dibutuhkan, kw Sehingga, P = 0,006 (9,49) = 0,540 kw = 0,746 Hp LD.6 Tangki Filtrasi (TF) Fungsi : Menyaring partikel partikel yang masih terbawa dalam air yang keluar dari clarifier Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal Bahan konstruksi : Carbon steel SA-8 grade C Jumlah : 1 Unit Kondisi operasi : Temperatur = 7 C Tekanan = 1 atm Laju massa air = 1164,849 kg/jam Densitas air = 994,1 kg/m = 6,1585 lbm/ft (Geankoplis, 1997) Tangki filter dirancang untuk penampungan ¼ jam operasi. Direncanakan volume bahan penyaring =1/ volume tangki Ukuran Tangki Filter 1164,849 kg/jam 0,5 jam Volume air, Va = 5,14 m 994,1 kg/m Volume total = 4/ x 5,14 m = 70,81 m Faktor keamanan 0 %, volume tangki = 1,05 x 70,81 = 74,77 m.di Hs Volume silinder tangki (Vs) = 4 Direncanakan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki Hs : Di = : 1 Vs =. Di 4 74,77 m =. Di 4 Di =,1 m; H = 9,4 m

Tinggi penyaring = ¼ x 9,4 m =, m Tinggi air = ¾ x 9,4 m = 7,05 m Perbandingan tinggi tutup tangki dengan diameter dalam adalah 1 : 4 Tinggi tutup tangki = ¼ (,1) = 0,775 m Tekanan hidrostatis, P hid = x g x l = 994,1 kg/m x 9,8 m/det x 7,05 m = 68690,1070 Pa = 68,690 kpa Faktor kelonggaran = 5 % Tekanan udara luar, P o = 1 atm = 101,5 kpa P operasi = 68,690 kpa + 101,5 kpa = 170,0151 kpa Maka, P design = (1,05) (170,0151 kpa) = 178,5158 kpa Joint efficiency = 0,8 Allowable stress = 1650 psia = 8718,714 kpa (Brownell,1959) (Brownell,1959) Tebal shell tangki : PD t SE 1,P (178,5158 kpa) (,1 m) (87.18,714 kpa)(0,8) 0,6.(178,5158 0,006 m 0,5 in kpa) Faktor korosi = 0,15 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,5 in + 0,15 in = 0,75 in LD.7 Tangki Utilitas-01 (TU-01) Fungsi Bentuk Bahan konstruksi Kondisi penyimpanan Jumlah : Menampung air untuk didistribusikan : Silinder tegak dengan alas dan tutup datar : Carbon steel SA-8 grade C : Temperatur 7 C dan tekanan 1 atm : 1 unit Kondisi operasi : Temperatur Laju massa air = 7 o C = 1164,849 kg/jam = 19,78 lbm/s

Densitas air = 994,1 kg/m = 6,1586 lbm/ft (Geankoplis, 1997) Kebutuhan perancangan Perhitungan : = jam 1164,849 kg/jam jam Volume air, Va = 67,484 m 994,1 kg/m Volume tangki, V t = 1, 67,484 m = 764,981 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = 5 : 6 1 V πd H 4 1 6 764,981 m πd D 4 5 764,981 m πd 10 D = 9, m ; Tinggi cairan dalam tangki = H = 11,16 m volumecairan x tinggi silinder volumesilinder Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik, P hid = (67,484 )(11,16) = 9, m = 0,511 ft (764,981) = x g x l = 994,1 kg/m x 9,8 m/det x 9, m = 9061,4816 Pa = 90,16 kpa Tekanan operasi, P o = 1 atm = 101,5 kpa P operasi = 90,16 + 101,5 kpa = 191,97 kpa Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, P design = (1,05)( 191,97) = 01,54 kpa Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959) Allowable stress = 1650 psia = 8718,714 kpa (Brownell,1959) Tebal shell tangki: PD t SE 1,P

(01,54 kpa) (9, m) t (87.18,714 kpa)(0,8) 1,(01,54 0,0107 m 0,4 in kpa) Faktor korosi = 0,15 in. Tebal shell yang dibutuhkan = 0,4 in + 0,15 in = 0,548 in LD.8 Tangki Utilitas - 0 (TU-0) Fungsi : menampung air untuk didistribusikan ke domestik Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup datar Bahan konstruksi : Carbon steel SA-8 grade C Jumlah : 1 unit Kondisi operasi : Temperatur = 7 C Tekanan = 1 atm Laju massa air = 1100 kg/jam Densitas air = 994,1 kg/m (Perry, 1997) Kebutuhan perancangan = 4 jam Faktor keamanan = 0 Perhitungan: 1100 kg/jam 4 jam Volume air, Va = 6,556 m 994,1 kg/m Volume tangki, V t = 1, 6,556 m = 1,8644 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = : 1 V πd H 4 1 1,8644 m πd D 4 1,8644 m πd 8 Maka, D =,00 m H = 4,50 m

Tinggi air dalam tangki = (6,556 )(4,50) (1,8644) =,757 m Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik, P hid = x g x l = 994,1 kg/m x 9,8 m/det x,757 m = 6,565 kpa Tekanan operasi, P o = 1 atm = 101,5 kpa P operasi = 6,565 + 101,5 kpa = 17,8885 kpa Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, P design = (1,05)( 17,8885) = 144,78 kpa Joint efficiency = 0,8 Allowable stress = 1650 psia = 8718,714 kpa (Brownell,1959) (Brownell,1959) Tebal shell tangki : PD t SE 1,P (144,78 kpa) (,00 m) (87.18,714 kpa)(0,8) 1,(144,78 kpa) 0,001 m 0,17 in Faktor korosi = 0,15 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,17 in + 0,15 in = 0,477 in LD.9 Tangki Pelarutan Asam Sulfat (H SO 4 ) (TP-0) Fungsi Bentuk Bahan konstruksi Jumlah : Membuat larutan asam sulfat : Silinder tegak dengan alas dan tutup datar : Low Alloy Steel SA 0 grade A : 1 unit Kondisi operasi : Temperatur = 7 C Tekanan = 1 atm

H SO 4 yang digunakan mempunyai konsentrasi 5 ( berat) Laju massa H SO 4 = 0,1049 kg/jam Densitas H SO 4 = 1061,7 kg/m = 66,801 lb m /ft (Perry, 1999) Kebutuhan perancangan Faktor keamanan Perhitungan : = 0 hari = 0 0,1049 kg/jam 0 hari4 jam Volume larutan, Vl = 1,47 m 0,051061,7 kg/m Volume tangki, V t = 1, 1,47 m = 1,707 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = : 4 1,707 m 1,707 m V Maka, D = 1,176 m ; 1 πd 4 1 πd 4 1 πd H 4 D H = 1,568 m Tinggi larutan H SO 4 dalam tangki = = volumecairan x tinggi silinder volumesilinder 1,47 1,568 1,707 = 1, m = 4,867 ft Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik, P hid = x g x l = 1061,7 kg/m x 9,8 m/det x 1, m = 156,058 Pa = 1,5 kpa Tekanan udara luar, P o = 1 atm = 101,5 kpa P operasi = 1,5 kpa + 101,5 kpa = 114,851 kpa

Faktor kelonggaran = 5 % P design = (1,05) (114,851 kpa) = 10,596 kpa Joint efficiency = 0,8 (Brownell, 1959) Allowable stress = 1650 psia = 1109,85 kpa (Brownell, 1959) Tebal shell tangki : PD t SE 1,P (10,596 kpa) (1,176 m) (1109,85 kpa)(0,8) 1,(10,596 kpa) 0,0007 m 0,0 in Faktor korosi = 0,15 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0 in + 0,15 in = 0,159 in Daya Pengaduk Jenis pengaduk : flat 6 blade turbin impeller Jumlah baffle : 4 buah Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh: Da/Dt = 1/ ; Da = 1/ x 1.,176 m = 0,9 m E/Da = 1 ; E = 0,9 m L/Da = ¼ ; L = ¼ x 0,9 = 0,098 m W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 0,9 m = 0,078 m J/Dt = 1/1 ; J = 1/1 x 1,176 m = 0,098 m Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det Viskositas H SO 4 5 = 0,01 lb m /ftdetik (Othmer, 1967) Bilangan Reynold, ρ N Da N Re (Geankoplis, 198) μ N Re 66,801 1 (0,9x,808) 0,01 915,5594 N Re < 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:

5 K T.n.Da ρ P (McCabe, 1999) g c K T = 6, (McCabe, 1999) 5 6, (1 put/det).(0,9,808 ft) (66,801lbm/ft ) P 915, 559 x,174 lbm.ft/lbf.det 1Hp 0,0049 ft.lbf/det x 550 ft.lbf/det 6 9.10 Hp Efisiensi motor penggerak = 80 Daya motor penggerak = 9.10-6 = 1,1.10-5 Hp 0,8 LD.10 Penukar Kation/Cation Exchanger (CE) Fungsi : Mengurangi kesadahan air Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal Bahan konstruksi : Carbon steel SA-8 grade C Jumlah : 1 unit Kondisi operasi : Temperatur = 7 C Tekanan = 1 atm Data : Laju massa air = 184, 951 kg/jam = 0,11 lb m /detik Densitas air =994,1 kg/m = 6,1985 lbm/ft (Geankoplis,1997) Kebutuhan perancangan = 1 jam Faktor keamanan = 0 Ukuran Cation Exchanger Dari Tabel 1.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh: - Diameter penukar kation = 4 ft = 1,19 m - Luas penampang penukar kation = 1,6 ft Tinggi resin dalam cation exchanger =,5 ft = 0,760 m Tinggi silinder = 1,,5 ft

=,0 ft Diameter tutup = diameter tangki = 4 ft Rasio axis = : 1 1 4 Tinggi tutup = 1 ft Sehingga, tinggi cation exchanger =,0 ft + (1) ft = 5 ft (Brownell,1959) Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik, P hid = x g x l = 994,1 kg/m x 9,8 m/det x 0,760 m = 744,775 Pa = 7,44 kpa Tekanan udara luar, P o = 1 atm = 101,5 kpa P operasi = 7, 44 kpa + 101,5 kpa = 108,749 kpa Faktor kelonggaran = 5 % P design = (1,05) (108,749 kpa) = 114,1868 kpa Joint efficiency = 0,8 (Brownell, 1959) Allowable stress = 1650 psia = 8718,714 kpa (Brownell, 1959) Tebal shell tangki: PD t SE 1,P (114,1868 kpa) (1,19 m) (87.18,714 kpa)(0,8) 1,(114,1868 kpa) 0,0009 m 0,09 in Faktor korosi = 0,15 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,09 in + 0,15 in = 0,164 in LD.11 Tangki Pelarutan NaOH (TP-04) Fungsi : Tempat membuat larutan NaOH Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi Jumlah : Carbon Steel SA-8 grade C : 1 unit Kondisi operasi : Temperatur = 7 C Tekanan = 1 atm Laju alir massa NaOH = 1,5601 kg/hari = 0,065 kg/jam Waktu regenerasi = 4 jam NaOH yang dipakai berupa larutan 4% (% berat) Densitas larutan NaOH 4% = 1518 kg/m = 94,7689 lbm/ft (Perry, 1999) Kebutuhan perancangan = 0 hari Faktor keamanan = 0% Perhitungan : (1,5601 kg/jam)(0hari)(4 jam/hari) Volume larutan, (V 1 ) = = 18,499 m (0,04)(1518 kg/m ) Volume tangki = 1, x 18,499 m =, 1988 m π Di Hs Volume silinder tangki (Vs) = (Brownell,1959) 4 Ditetapkan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki Hs : Di = : π Di Hs Maka : Vs = =,1988 m 4 Di =,6 m Hs = / x Di =,9 m Tinggi cairan dalam tangki = volumecairan x tinggi silinder volumesilinder (18,499 m )(,9,1988 m = m) =,5 m Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik, P hid = x g x l = 1518 kg/m x 9,8 m/det x,5 m = 48,48 kpa

Tekanan udara luar, P o = 1 atm = 101,5 kpa P operasi = 48,48 kpa + 101,5 kpa = 149,67 kpa Faktor kelonggaran = 5 % P design = (1,05) (149,67 kpa) = 157,156 kpa Joint efficiency = 0,8 Allowable stress = 1650 psia = 8718,714 kpa (Brownell,1959) (Brownell,1959) Tebal shell tangki: PD t SE 1,P (157,156 kpa) (,6 m) (87.18,714 kpa)(0,8) 1,(157,156 kpa) 0,00 m 0,11 in Faktor korosi = 0,15 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,11 in + 0,15 in = 0,40 in Daya Pengaduk Jenis pengaduk Jumlah baffle : flat 6 blade turbin impeller : 4 buah Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh: Da/Dt = 1/ ; Da = 1/ x,6 m = 0,86 m E/Da = 1 ; E = 0,86 m L/Da = ¼ ; L = ¼ x 0,86 m = 0,15 m W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 0,86 m J/Dt = 1/1 ; J = 1/1 x,6 m = 0,147 m = 0,15 m dengan : Dt Da E L W J = diameter tangki = diameter impeller = tinggi turbin dari dasar tangki = panjang blade pada turbin = lebar blade pada turbin = lebar baffle Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det

Viskositas NaOH 4% = 4,0. 10-4 lbm/ft.det (Othmer, 1967) Bilangan Reynold, ρ N Da N Re (Geankoplis, 1997) μ 94,766 1 0,86 N Re 4 4,0 10 17566,09 N Re > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus: 5 K T.n.Da ρ P ( McCabe,1999) g c K T = 6, 5 6,.(1 put/det).(0,86 x,808 ft) (94,766 lbm/ft,174 lbm.ft/lbf.det 1hp 18,07 f t.lbf/det x 550 ft.lbf/det 6,0 Hp P Efisiensi motor penggerak = 80 Daya motor penggerak = 6,0 = 7,540 Hp 0,8 ) (McCabe,1999) LD.1 Tangki Penukar Anion (anion exchanger) (AE) Fungsi : Mengikat anion yang terdapat dalam air umpan ketel Bentuk : Silinder tegak dengan tutup atas dan bawah elipsoidal Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-8 grade C Jumlah : 1 unit Kondisi operasi : Temperatur = 7 o C Tekanan = 1 atm Laju massa air =184, 951 kg/jam Densitas air = 994,1 kg/m (Geankoplis, 1997) Kebutuhan perancangan = 1 jam Faktor keamanan = 0

Ukuran Anion Exchanger Dari Tabel 1., The Nalco Water Handbook, diperoleh: - Diameter penukar anion = 8 ft =,484 m - Luas penampang penukar anion = 50, ft Tinggi resin dalam anion exchanger =,5 ft Tinggi silinder = 1,,5 ft = ft = 0,9144 m Diameter tutup = diameter tangki =,484 m Rasio axis = : 1 1 1 Tinggi tutup =,484 0,6096 m Sehingga, tinggi anion exchanger = 0,9144 + (0,6096) =,484 m (Brownell,1959) Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik, P hid = x g x l = 994,1 kg/m x 9,8 m/det x 0,760 m = 744,775 Pa = 7,44 kpa Tekanan udara luar, P o = 1 atm = 101,5 kpa P operasi = 7,44 kpa + 101,5 kpa = 108,749 kpa Faktor kelonggaran = 5 % P design = (1,05) (108,749 kpa) = 114,1868 kpa Joint efficiency = 0,8 (Brownell, 1959) Allowable stress = 1650 psia = 8718,714 kpa (Brownell, 1959) Tebal shell tangki : PD t SE 1,P (114,1868 kpa) (0,9144 m) (8718,714 kpa)(0,8) 1,(114,1868 kpa) 0,0007 m 0,094 in

Faktor korosi = 0,15 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,094 in + 0,15 in = 0,1544 in LD.1 Deaerator (DE) Fungsi : Menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air umpan ketel Bentuk : Silinder horizontal dengan tutup atas dan bawah elipsoidal Bahan konstruksi : Carbon steel SA-8 Grade C Jumlah : 1 Unit Kondisi operasi : Temperatur = 90 o C Tekanan = 1 atm Kebutuhan Perancangan : 4 jam Laju alir massa air = 184, 914 kg/jam Densitas air () = 996,4 kg/m = 6,196 lbm/ft (Perry, 1999) Faktor keamanan = 0 Perhitungan : 184,914 kg/jam 4 jam Volume air, Va = 757,64 m 994,1 kg/m Volume tangki, V t = 1, 757,64m = 909,1476 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tangki, D : H = : 909,1476 909,1476 V m m 1 πd 4 1 πd 4 πd 8 Maka: D = 9,1 m ; H = 1,65 m H D Tinggi cairan dalam tangki = 757,64 x 1, 65 = 11,75 m 909,1476 Diameter tutup = diameter tangki = 9,1 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tutup, D : H = 4 : 1 1 Tinggi tutup = x 9,1m,75 m (Brownell,1959) 4

Tinggi tangki total = 1,65 x (,75) = 18, m Tebal tangki Tekanan hidrostatik, P hid = x g x l = 994,4 kg/m x 9,8 m/det x 11,75 m = 1108,90 Pa = 110,8 kpa Tekanan operasi = 1 atm = 101,5 kpa P = 110,8 kpa + 101,5 kpa = 1,157 kpa Faktor kelonggaran = 5 % P design = (1,05) (1,157 kpa) =,765 kpa Joint efficiency = 0,8 Allowable stress = 1650 psia = 8708,714 kpa (Brownell,1959) (Brownell,1959) Tebal shell tangki: PD t SE 1,P (,765 kpa) ( 9,1m) (87.08,714 kpa)(0,8) 1,(,765 0,0145 m 0,57 in kpa) Faktor korosi = 0,15 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,57 in + 0,15 in = 0,698 in LD.14 Tangki Pelarutan Kaporit [Ca(ClO) ] (TP-05) Fungsi : Membuat larutan kaporit [Ca(ClO) ] Bentuk Bahan konstruksi Jumlah : Silinder tegak dengan alas dan tutup datar : Carbon Steel SA 8 grade C : 1 unit Kondisi operasi: Temperatur Tekanan Ca(ClO) yang digunakan = 7 C = 1 atm = ppm Ca(ClO) yang digunakan berupa larutan 70 ( berat) Laju massa Ca(ClO) = 0,00 kg/jam

Densitas Ca(ClO) 70 = 17 kg/m = 79,4088 lb m /ft (Perry, 1997) Kebutuhan perancangan = 90 hari Faktor keamanan = 0 Perhitungan : 0,00kg/jam 4jam/hari 90 hari Volume larutan, Vl = 0,007 m 0,7 17 kg/m Volume tangki, V t = 1, 0,007 m = 0,0087 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tangki, D : H = : 1 V πd H 4 1 0,0087 m πd D 4 0,0087 m πd 8 Maka, D = 0,194 m ; H = 0,91 m Tinggi cairan dalam tangki = (0,007)(0,91) = 0,408 m (0,0087) Tebal tangki : Tekanan hidrostatik, P hid = x g x l = 17 kg/m x 9,8 m/det x 0,408 m =,00 kpa Tekanan operasi = 1 atm = 101,5 kpa P operasi =,00 kpa + 101,5 kpa = 104,7 kpa Faktor kelonggaran = 5 % P design = (1,05) (104,115 kpa) = 109,544 kpa Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959) Allowable stress = 1650 psia = 8708,714 kpa (Brownell,1959)

Tebal shell tangki: PD t SE 1,P (109,544 kpa) (0,194 m) (87.18,714 kpa)(0,8) 1,(109,544 kpa) 0,0001 m 0,0057 in Faktor korosi = 0,15 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0057 in + 0,15 in = 0,107 in Daya Pengaduk : Jenis pengaduk : flat 6 blade turbin impeller Jumlah baffle : 4 buah Untuk turbin standar (McCabe, 199), diperoleh: Da/Dt = 1/ ; Da = 1/ x 0,194 m = 0,064 m E/Da = 1 ; E = 0,064 L/Da = ¼ ; L = 1/4 x 0,064 m = 0,016 m W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 0,064 m = 0,018 m J/Dt = 1/1 ; J = 1/1 x 0,194 m = 0,016 m dengan : Dt = diameter tangki Da = diameter impeller E = tinggi turbin dari dasar tangki L = panjang blade pada turbin W = lebar blade pada turbin J = lebar baffle Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det Viskositas kalporit = 6,719710-4 lb m /ftdetik (Othmer, 1967) Bilangan Reynold, N D N a Re (Pers..4-1, Geankoplis, 198)

N Re 79,408810,099 6,7194 10 4 510,84 N Re < 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus: K P T.n N Re.D g K T = 6,.10 c hp 5 a ρ 5 6,.(1 put/det).(0,099 ft) (79,4088 lbm/ft P (510,84)(,17 lbm.ft/lbf.det ) 9 Efisiensi motor penggerak = 80 Daya motor penggerak = 9.10 0,8 Maka daya motor yang dipilih 1/0 Hp =,5.10-9 Hp ) x 1hp 550 ft.lbf/det LD.15 Menara Pendingin Air /Water Cooling Tower (CT) Fungsi Jenis Bahan konstruksi Jumlah Kondisi operasi : : Mendinginkan air pendingin bekas dari temperatur 90 C menjadi 5 C : Mechanical Draft Cooling Tower : Carbon Steel SA 5 Grade B : 1 unit Suhu air masuk menara (T L ) Suhu air keluar menara (T L1 ) Suhu udara (T G1 ) = 90 C = 194 F = 5 C = 77 F = 8 C = 8,4F Dari Gambar 1-14, Perry, 1999, diperoleh suhu bola basah, T w = 75 F. Dari kurva kelembaban, diperoleh H = 0,0 kg uap air/kg udara kering. Dari Gambar 1-14, Perry, 1999, diperoleh konsentrasi air = 1,85 gal/ft menit Densitas air (90 C) = 965,4 kg/m (Perry, 1999) Laju massa air pendingin Laju volumetrik air pendingin Kapasitas air, Q = 1.415.78,018 kg/jam = 1090,701 lb/jam = 1466,196 m /jam = 1466,196 m /jam 64,17 gal/m / 60 menit/jam = 6455,418 gal/menit

Faktor keamanan = 0% Luas menara, A = 1, x (kapasitas air/konsentrasi air) = 1, x (6455,418 gal/menit) /(1,85 gal/ft. menit)= 4187,9 ft Diambil performance 90% maka daya 0,0 Hp/ft dari gambar 1-15 Perry, 1997 Daya untuk fan = 0,0 Hp/ft x 4187,9 ft = 19,618 Hp Kecepatan rata-rata udara masuk = 4-6 ft/detik diambil 5 ft/dtk Daya yang diperlukan = 0,0 hp/ft 4187,9 ft = 15,61 hp Karena sel menara pendingin merupakan kelipatan 6 ft (Ludwig, 1977), maka kombinasi yang digunakan adalah: Panjang = 6 ft Lebar = 6 ft Tinggi = 6 ft LD.16 Tangki Bahan Bakar (TB-01) Fungsi : Menyimpan bahan bakar solar Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup datar Bahan konstruksi : Carbon Steel SA 8 grade C Jumlah : 1 unit Kondisi operasi : Temperatur : 0 C Tekanan : 1 atm Laju volume solar = 5,7004 L/jam Densitas solar = 0,89 kg/l (Perry, 1997) Kebutuhan perancangan = 7 hari Perhitungan : a. Volume Tangki Volume solar (Va) = 5,7004 L/jam x 7 hari x 4 jam/hari = 5697,667 L = 56,97 m Direncanakan membuat 1 tangki dan faktor kelonggaran 0%, maka :

Volume 1 tangki, V l = 1, x 5697 m = 67,677 m b. Diameter dan Tinggi Shell - Tinggi silinder (H s ) : Diameter (D) = 4 : - Tinggi tutup (H d ) : Diameter (D) = 1 : 4 - Volume shell tangki (Vs) : Vs πr Vs π D H s π 4 D D 4 - Volume tutup tangki (V e ) : V h = - Volume tangki (V) : 1 R H d D D D 6 4 4 (Brownell,1959) V t = V s + V h = 67,677 m = D 8 1,1781 D D D =,85 m = 151,88 in 4 H s = D 5,1 m c. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki =,85 m 1 Tinggi tutup (H d ) = D 0,96 m 4 Tinggi tangki = H s + H d = (5,1 + 0,96) m = 6,06 m d. Tebal shell tangki Direncanakan menggunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA 8 Grade C diperoleh data :

- Allowable stress (S) = 1650 psia = 8718,714 kpa - Joint efficiency (E) = 0,8 - Corrosion allowance (C) = 0.15 in/tahun (Brownell,1959) Volume cairan = 56,97 m 56,97 m Tinggi cairan dalam tangki = 67,677 m 6,06 m = 5,049 m Tekanan Hidrostatik : P Hidrostatik = g l = 890,071 kg/m 9,8 m/det 5,049 m = 44,049 kpa P o = 101,5 kpa P = 44,049 kpa + 101,5 kpa = 145,75 kpa P design = 1, 145,75 = 174,4488 kpa Tebal shell tangki: PD t nc SE 1,P (174,4488 kpa) (151,88 in) (9480,95 kpa)(0,8) 1,(174,4488 0,9 in kpa) 0.15 in LD.17 Ketel Uap (KU) Fungsi : Menyediakan uap untuk keperluan proses Jenis : Ketel pipa air Jumlah : 1 Unit Bahan konstruksi : Carbon steel Data : Uap jenuh yang digunakan bersuhu 88 C Dari steam table, Smith, 1987, diperoleh kalor laten steam 0,91 kj/kg = 177,01 Btu/lbm. Total kebutuhan uap = 94,659 kg/jam =08,46 lbm/jam

Perhitungan: Menghitung Daya Ketel Uap W 4, 5 P 970, H dimana: P W H = daya ketel uap, Hp = kebutuhan uap, lb m /jam = kalor laten steam, Btu/lb m Maka, P 08,46177,01 4,5 970, = 8,85 Hp Menghitung Jumlah Tube Luas permukaan perpindahan panas, A = P 10 ft /Hp = 8,85 Hp 10 ft /Hp = 88,5 ft Direncanakan menggunakan tube dengan spesifikasi: - Panjang tube, L = 0 ft - Diameter tube in - Luas permukaan pipa, a = 0,917 ft /ft (Kern, 1965) Sehingga jumlah tube, N t A L a ' 88,5 = 0,48 1 buah 0 0,917 LD.18 Pompa Screening (PU-01) Fungsi Jenis Bahan konstruksi Jumlah : Memompa air dari sungai ke bak sedimentasi : Pompa sentrifugal : Commercial Steel : 1 unit Kondisi operasi : Tekanan Temperatur = 1 atm = 7 o C Laju alir massa (F) = 1164,849 kg/jam = 19,78lbm/s

Densitas () = 994,1 kg/m = 6,158 lbm/ft Viskositas () = 0,8007 cp = 0,0005 lbm/ft.s Laju alir volumetrik, F 19,78 lbm/sec Q,085 ft /s ρ 6,158 lb / ft m Desain pompa : Asumsi aliran turbulen Di,opt =,9 (Q) 0,45 () 0,1 (Walas,1988) =,9 (,085) 0,45 (6,158) 0,1 = 8,8 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 8 in Schedule number : 40 Diameter Dalam (ID) : 7,981 in = 0,6650 ft Diameter Luar (OD) : 8,65 in = 0,718 ft Inside sectional area : 0,474 ft,085 ft /s Kecepatan linear, v = Q/A = 0,474 ft Bilangan Reynold : N Re = v D = 5,9945 ft/s = (6,1585 lbm/ft )(5,9945 ft/s)(0,6650 ft) 0,0005 lbm/ft.s = 495570,1406 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel, harga = 0,000046 (Geankoplis, 1997) Pada N Re = 495570,1406 dan /D = 0,00069 Dari Fig..10- Geankoplis (1997), diperoleh harga f = 0,004 Friction loss : 1 Sharp edge entrance= h c = 0,55 1 A v A 1

5,9945 = 0,071 ft.lbf/lbm = 0,55 1 0 1,174 v elbow 90 = h f = n.kf.. g c = (0,75) 5,9945 = 0,876 ft.lbf/lbm 1,174 v 1 check valve = h f = n.kf.. g c = 1(,0) 5,9945 = 1,1 ft.lbf/lbm 1,174. L v Pipa lurus 100 ft = F f = 4f D.. g c = 4(0,005) 100. 5,9945 0,6650..,174 = 1,175 ft.lbf/lbm 1 Sharp edge exit = h ex = 1 A1 A v.. g c 5,9945 = 0,5584 ft.lbf/lbm = 1 0 1,174 Total friction loss : F =,978 ft.lbf/lbm Dari persamaan Bernoulli : P P v v1 gz z1 F Ws 0 1 1 (Geankoplis,1997) dimana : v 1 = v P 1 = P = 101,5 kpa = 116,81 lb f /ft² Z = 50 ft Maka :,174 ft/s,174 ft.lbm/lbf.s 50 ft 0,978 ft.lbf/lbm W 0 0 s Ws = - 5,9781 ft.lbf/lbm P Effisiensi pompa, = 75 % Ws = - x Wp -5,9781 = -0,75 x Wp Wp = 71,9708 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P = m x Wp 1164,849 0,4559 600 = lbm/s 71,9708 ft.lbf/lbm = 16,999 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 17 Hp x 1 hp 550 ft. lbf / s LD.19 Pompa Sedimentasi (PU-0) Fungsi : Memompa air dari bak sedimentasi ke klarifier Jenis : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 1 unit Kondisi operasi : Tekanan masuk = 101,5 kpa Tekanan keluar = 10,5989 kpa Temperatur = 7 o C Laju alir massa (F) = 1164,849kg/jam = 19,78 lbm/s Densitas () = 994,1 kg/m = 6,158 lbm/ft Viskositas () = 0,8007 cp = 0,0005 lbm/ft.s Laju alir volumetrik, F 19,78 lbm/sec Q,085 ft /s ρ 6,158 lb / ft m Desain pompa : Asumsi aliran turbulen Di,opt =,9 (Q) 0,45 () 0,1 (Walas,1988) =,9 (,085) 0,45 (6,158) 0,1 = 8,8 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 8 in Schedule number : 40 Diameter Dalam (ID) : 7,981 in = 0,6650 ft

Diameter Luar (OD) : 8,65 in = 0,718 ft Inside sectional area : 0,474 ft,085 ft /s Kecepatan linear, v = Q/A = 0,474 ft Bilangan Reynold : N Re = v D = 5,9945 ft/s = (6,1585 lbm/ft )(5,9945 ft/s)(0,6650 ft) 0,0005 lbm/ft.s = 495570,1406 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel, harga = 0,000046 (Geankoplis, 1997) Pada N Re = 495570,1406 dan /D = 0,00069 Dari Fig..10- Geankoplis (1997), diperoleh harga f = 0,004 Friction loss : 1 Sharp edge entrance= h c = 0,55 1 A v A 1 5,9945 = 0,071 ft.lbf/lbm = 0,55 1 0 1,174 v 1 elbow 90 = h f = n.kf.. g c = 1(0,75) 5,9945 = 0,4188 ft.lbf/lbm 1,174 v 1 check valve = h f = n.kf.. g c = 1(,0) 5,9945 = 1,1 ft.lbf/lbm 1,174 L v Pipa lurus 0 ft = F f = 4f D... g c = 4(0,005) 0. 5,9945 0,6650..,174 = 0,56 ft.lbf/lbm 1 Sharp edge exit = h ex = 1 A1 A v.. g c 5,9945 = 0,5584 ft.lbf/lbm = 1 0 1,174 Total friction loss : F =,769 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli : P P v v1 gz z1 F Ws 0 1 1 (Geankoplis,1997) dimana : v 1 = v P 1 = 101,5 kpa = 116,81 lb f /ft² P = 10,5989 kpa = 77,695 lb f /ft² Z = 0 ft Maka :,174 ft/s,174 ft.lbm/lbf.s (77,695 116,81) 6,1586 0 ft,769 ft.lbf/lbm W 0 0 s Ws = - 4,6170 ft.lbf/lbm P Effisiensi pompa, = 75 % Ws = - x Wp -4,9918 = -0,75 x Wp Wp = 56,87 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp 1164,846 0,4559 600 = lbm/s 56,87 ft.lbf/lbm = 1,665 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 14 Hp x 1 hp 550 ft. lbf / s LD.0 Pompa Alum (PU-0) Fungsi : Memompa alum dari tangki pelarutan alum ke klarifier Jenis : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi : Tekanan masuk = 15,418 kpa Tekanan keluar = 10,5569 kpa Temperatur = 7 o C Laju alir massa (F) = 10,56 kg/jam = 0,0064 lbm/s Densitas alum () = 16 kg/m = 85,0898 lbm/ft (Othmer, 1967) Viskositas alum () = 6,7 10-4 cp = 4,5158.10-7 lbm/ft.s (Othmer, 1967) Laju alir volumetrik, F 0,0064 lbm/sec Q 7,6.10-5 ft /s ρ 85,0898 lb / ft m Desain pompa : Asumsi aliran turbulen Di,opt =,9 (Q) 0,45 () 0,1 (Walas,1988) =,9 (7,6.10-5 ) 0,45 (85,0898) 0,1 = 0,0545 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 0,15 in Schedule number : 40 Diameter Dalam (ID) : 0,69 in = 0,04 ft Diameter Luar (OD) : 0,405 in = 0,08 ft Inside sectional area : 0,0004 ft 7,6.10-5 ft /s Kecepatan linear, v = Q/A = 0,0004 ft Bilangan Reynold : N Re = v D = 0,19 ft/s = (85,0898 lbm/ft )(0,19 ft/s)(0,04 ft) -7 4,5158.10 lbm/ft.s = 801944,706 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel, harga = 0,000046 (Geankoplis, 1997) Pada N Re = 16068,817 dan /D = 0,001

Dari Fig..10- Geankoplis (1997), diperoleh harga f = 0,006 Friction loss : 1 Sharp edge entrance= h c = 0,55 1 A v A 1 0, 19 =.10-4 ft.lbf/lbm = 0,55 1 0 1,174 v 1 elbow 90 = h f = n.kf.. g c = 1(0,75) 0,19 = 4,.10-4 ft.lbf/lbm 1,174 v 1 check valve = h f = n.kf.. g c = 1(,0) 0,19 1,174 = 0,0011 ft.lbf/lbm L v Pipa lurus 0 ft = F f = 4f D... g c = 4(0,006) 0. 0,19 0,04..,174 = 0,0180 ft.lbf/lbm 1 Sharp edge exit = h ex = 1 A1 A v.. g c 0, 19 = 5,6.10-4 ft.lbf/lbm = 1 0 1,174 Total friction loss : F = 0,008 ft.lbf/lbm Dari persamaan Bernoulli : P P v v1 gz z1 F Ws 0 1 1 (Geankoplis,1997) dimana : v 1 = v P 1 = 15,418 kpa = 04,188 lb f /ft² P =10,5569 kpa = 77,1614lb f /ft² Z = 0 ft Maka :

,174 ft/s,174 ft.lbm/lbf.s (77,1641 04,188) 85,0898 0 ft 0,008 ft.lbf/lbm W 0 0 s Ws = - 5,668 ft.lbf/lbm P Effisiensi pompa, = 75 % Ws = - x Wp -5,6568 = -0,75 x Wp Wp = 4,1691 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp 10,56 0,4559 600 = lbm/s 4,1691 ft.lbf/lbm = 4.10-4 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 0,05 Hp x 1 hp 550 ft. lbf / s LD.1 Pompa Soda Abu (PU-04) Fungsi : Memompa soda abu dari tangki pelarutan soda abu ke klarifier Jenis : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 1 unit Kondisi operasi : Tekanan masuk = 165,747 kpa Tekanan keluar = 10,5569 kpa Temperatur = 7 o C Laju alir massa (F) = 5,7 kg/jam = 0,004 lbm/s Densitas soda abu () = 17 kg/m = 8,84 lbm/ft (Othmer, 1967) Viskositas soda abu () =,69 10-4 cp =,4797.10-7 lbm/ft.s (Othmer, 1967) Laju alir volumetrik, F 0,004 lbm/sec Q 4,.10-5 ft /s ρ 8,84 lb / ft m

Desain pompa : Asumsi aliran turbulen Di,opt =,9 (Q) 0,45 () 0,1 (Walas,1988) =,9 (4,.10-5 ) 0,45 (8,84) 0,1 = 0,074 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 0,15 in Schedule number : 40 Diameter Dalam (ID) : 0,69 in = 0,04 ft Diameter Luar (OD) : 0,405 in = 0,08 ft Inside sectional area : 0,0004 ft -5 4,.10 ft /s Kecepatan linear, v = Q/A = 0,0004 ft Bilangan Reynold : N Re = v D = 0,105 ft/s = (8,84 lbm/ft )(0,105 ft/s)(0,04 ft) -7,4797.10 lbm/ft.s = 785760,756 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel, harga = 0,000046 (Geankoplis, 1997) Pada N Re = 785760,756 dan /D = 0,001 Dari Fig..10- Geankoplis (1997), diperoleh harga f = 0,006 Friction loss : 1 Sharp edge entrance= h c = 0,55 1 A v A 1 0, 105 = 9,4.10-5 ft.lbf/lbm = 0,55 1 0 1,174 v 1 elbow 90 = h f = n.kf.. g c = 1(0,75) 0,105 = 1,.10-4 ft.lbf/lbm 1,174 v 1 check valve = h f = n.kf.. g c = 1(,0) 0,105 =,4.10-4 ft.lbf/lbm 1,174

L v Pipa lurus 0 ft = F f = 4f D... g c = 4(0,006) 0. 0,105 0,04..,174 = 0,0055 ft.lbf/lbm 1 Sharp edge exit = h ex = 1 A1 A v.. g c 0, 105 1 0 = 1,7.10-4 ft.lbf/lbm = 1,174 Total friction loss : F = 0,006 ft.lbf/lbm Dari persamaan Bernoulli : P P v v1 gz z1 F Ws 0 1 1 (Geankoplis,1997) dimana : v 1 = v Tekanan keluar P 1 = 165,747 kpa = 461, 197 lb f /ft² P =10,5569 kpa = 77,1614lb f /ft² Z = 0 ft Maka :,174 ft/s,174 ft.lbm/lbf.s (77,1614 461,197) 8,84 0 ft 0,006 ft.lbf/lbm W 0 0 s Ws = - 8,866 ft.lbf/lbm P Effisiensi pompa, = 75 % Ws = - x Wp -8,866 = -0,75 x Wp Wp = 8,4891 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp 5,7 0,4559 = lbm/s 8,4891ft.lbf/lbm 600 =,4.10-4 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 0,05 Hp 1 hp x 550 ft. lbf / s

LD. Pompa Klarifier (PU-05) Fungsi : Memompa air dari klarifier ke tangki filtrasi Jenis : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 1 unit Kondisi operasi : Tekanan masuk = 10,5569 kpa Tekanan keluar = 170,0151 kpa Temperatur = 7 o C Laju alir massa (F) = 1164,849 kg/jam = 19,78 lbm/s Densitas () = 994,1 kg/m = 6,158 lbm/ft Viskositas () = 0,8007 cp = 0,0005 lbm/ft.s Laju alir volumetrik, F 19,78 lbm/sec Q,085 ft /s ρ 6,158 lb / ft m Desain pompa : Asumsi aliran turbulen Di,opt =,9 (Q) 0,45 () 0,1 (Walas,1988) =,9 (,085) 0,45 (6,158) 0,1 = 8,8 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 8 in Schedule number : 40 Diameter Dalam (ID) : 7,981 in = 0,6650 ft Diameter Luar (OD) : 8,65 in = 0,718 ft Inside sectional area : 0,474 ft,085 ft /s Kecepatan linear, v = Q/A = 0,474 ft Bilangan Reynold : N Re = v D = 5,9945 ft/s

(6,1585 = lbm/ft )(5,9945 ft/s)(0,6650 ft) 0,0005 lbm/ft.s = 495577,658 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel, harga = 0,000046 (Geankoplis, 1997) Pada N Re = 495577,658 dan /D = 0,00069 Dari Fig..10- Geankoplis (1997), diperoleh harga f = 0,005 Friction loss : 1 Sharp edge entrance= h c = 0,55 1 A v A 1 5,9945 = 0,071 ft.lbf/lbm = 0,55 1 0 1,174 v elbow 90 = h f = n.kf.. g c = (0,75) 5,9945 = 1,566 ft.lbf/lbm 1,174 v 1 check valve = h f = n.kf.. g c = 1(,0) 5,9945 = 1,1 ft.lbf/lbm 1,174 L v Pipa lurus 50 ft = F f = 4f D... g c = 4(0,005) 50. 5,9945 0,6650..,174 = 0,5878 ft.lbf/lbm 1 Sharp edge exit = h ex = 1 A1 A v.. g c 5,9945 = 0,5584 ft.lbf/lbm = 1 0 1,174 Total friction loss : F =,8099 ft.lbf/lbm Dari persamaan Bernoulli : P P v v1 gz z1 F Ws 0 1 1 (Geankoplis,1997) dimana : v 1 = v

Maka : P 1 = 10, 5569 kpa = 77,1614 lb f /ft² P = 170,0151 kpa = 551,911lb f /ft² Z = 50 ft,174 ft/s,174 ft.lbm/lbf.s (551,911 77,1614) 6,1586 50 ft,8099 ft.lbf/lbm W 0 0 s Ws = - 67,11 ft.lbf/lbm P Effisiensi pompa, = 75 % Ws = - x Wp -67,11 = -0,75 x Wp Wp = 89,5084 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp 1164,849 0,4559 600 = lbm/s89,5084 ft.lbf/lbm = 1,055 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = Hp x 1 hp 550 ft. lbf / s LD. Pompa Filtrasi (PU-06) Fungsi : Memompa air dari tangki filtrasi ke menara air Jenis : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 1 unit Kondisi operasi : Tekanan masuk = 170,0151 kpa Tekanan keluar = 191,97 kpa Temperatur = 7 o C Laju alir massa (F) = 1164,849 kg/jam = 19,78 lbm/s Densitas () = 994,1kg/m = 6,158 lbm/ft

Viskositas () = 0,8007 cp = 0,0005 lbm/ft.s Laju alir volumetrik, F 19,78 lbm/sec Q,085 ft /s ρ 6,158 lb / ft m Desain pompa : Asumsi aliran turbulen Di,opt =,9 (Q) 0,45 () 0,1 (Walas,1988) =,9 (,085) 0,45 (6,158) 0,1 = 8,8 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 8 in Schedule number : 40 Diameter Dalam (ID) : 7,981 in = 0,6650 ft Diameter Luar (OD) : 8,65 in = 0,718 ft Inside sectional area : 0,474 ft,085 ft /s Kecepatan linear, v = Q/A = 0,474 ft Bilangan Reynold : N Re = v D = 5,9945 ft/s = (6,1585 lbm/ft )(5,9945 ft/s)(0,6650 ft) 0,0005 lbm/ft.s = 495577,658 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel, harga = 0,000046 (Geankoplis, 1997) Pada N Re = 495577,658 dan /D = 0,00069 Dari Fig..10- Geankoplis (1997), diperoleh harga f = 0,005 Friction loss : 1 Sharp edge entrance= h c = 0,55 1 A v A 1 5,9945 1 0 = 0,071 ft.lbf/lbm = 0,55 1,174

v elbow 90 = h f = n.kf.. g c = (0,75) 5,9945 = 1,566 ft.lbf/lbm 1,174 v 1 check valve = h f = n.kf.. g c = 1(,0) 5,9945 = 1,1 ft.lbf/lbm 1,174 L v Pipa lurus 0 ft = F f = 4f D... g c = 4(0,005) 0. 5,9945 0,6650..,174 = 0,56 ft.lbf/lbm 1 Sharp edge exit = h ex = 1 A1 A v.. g c 5,9945 1 0 = 0,5584 ft.lbf/lbm = 1,174 Total friction loss : F =,5747 ft.lbf/lbm Dari persamaan Bernoulli : P P v v1 gz z1 F Ws 0 1 1 (Geankoplis,1997) dimana : v 1 = v P 1 = 170,0151 kpa = 554,057 lb f /ft² P = 191,97 kpa = 4009,107 lb f /ft² Z = 0 ft Maka :,174 ft/s,174 ft.lbm/lbf.s (4009,057 554,057) 6,1586 0 ft,5747 ft.lbf/lbm W 0 0 s Ws = - 40,951 ft.lbf/lbm P Effisiensi pompa, = 75 % Ws = - x Wp -40,951 = -0,75 x Wp Wp = 54,609 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P = m x Wp 1164,849 0,4559 600 = lbm/s 54,609 ft.lbf/lbm = 1,8444 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 1 Hp x 1 hp 550 ft. lbf / s LD.4 Pompa H SO 4 (PU-07) Fungsi : Memompa H SO 4 dari tangki H SO 4 ke tangki kation Jenis : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 1 unit Kondisi operasi : Tekanan masuk = 114,851 kpa Tekanan keluar = 108,749 kpa Temperatur = 7 o C Laju alir massa (F) = 0,1049 kg/jam = 0,000064 lbm/s Densitas H SO 4 () = 1061,7 kg/m = 66,801 lbm/ft (Othmer, 1967) Viskositas H SO 4 () = 5, cp = 0,01 lbm/ft.s (Othmer, 1967) Laju alir volumetrik, F 0,000064 lbm/sec Q 9,7 x 10-8 ft /s ρ 66,801lb / ft m Desain pompa : Asumsi aliran laminar Di,opt =,9 (Q) 0,6 () 0,18 (Walas,1988) =,9 (9,7 x 10-8 ) 0,45 (0,01) 0,18 = 1,7 x 10-7 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 0,15 in Schedule number : 40 Diameter Dalam (ID) : 0,69 in = 0,04 ft Diameter Luar (OD) : 0,405 in = 0,07 ft

Inside sectional area : 0,00040 ft -8 9,7 x 10 ft /s Kecepatan linear, v = Q/A = 0,00040 ft Bilangan Reynold : N Re = v D = 0,00045 ft/s = (66,801 lbm/ft )(0,00045 ft/s)(0,04 ft) 0,01 lbm/ft.s = 0,00 (laminer) Untuk laminar, f = 16 N Re (Geankoplis, 1997) 16 = 0,00 = 5, 1 Sharp edge entrance= h c = 0,55 1 A v A 1 = 0,55 1 0 0,00045 = 5,0 x 10-10 ft.lbf/lbm 1,174 v 1 elbow 90 = h f = n.kf.. g c = 1(0,75) 0,00045 1,174 = 6,8 x 10-9 ft.lbf/lbm v 1 check valve = h f = n.kf.. g c = 1(,0) 0,00045 1,174 = 1 x 10-9 ft.lbf/lbm L v Pipa lurus 0 ft = F f = 4f D... g c = 4(5,) 0. 0,00045 0,04..,174 = 0,000174 ft.lbf/lbm 1 Sharp edge exit = h ex = 1 A1 A v.. g c 0,00045 =9,1 x 10-10 ft.lbf/lbm 1,174 = 1 0 Total friction loss : F = 0,0001740 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli : P P v v1 gz z1 F Ws 0 1 1 (Geankoplis,1997) dimana : v 1 = v P 1 =114,851 kpa = 99,6 lb f /ft² P = 108,749 kpa = 71,886 lb f /ft² Z = 0 ft Maka :,174 ft/s,174 ft.lbm/lbf.s (71,6084 99,6) 6,1586 0 ft 0,0001740 ft.lbf/lbm W 0 0 s Ws = - 17,945 ft.lbf/lbm P Effisiensi pompa, = 75 % Ws = - x Wp -17,945 = -0,75 x Wp Wp =,971 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp 0,1049 0,4559 600 = lbm/s,971 ft.lbf/lbm = 0,000007 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 0,005 Hp x 1 hp 550 ft. lbf / s LD.5 Pompa Kation (PU-08) Fungsi : Memompa air dari tangki kation ke tangki anion Jenis : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 1 unit Kondisi operasi : Tekanan masuk = 108,749 kpa Tekanan keluar = 108,749 kpa Temperatur = 7 o C

Laju alir massa (F) = 184, 951 kg/jam = 0,11lbm/s Densitas () = 995,68 kg/m = 6,158 lbm/ft Viskositas () = 0,8007 cp = 0,0005 lbm/ft.s Laju alir volumetrik, F 0,11 lbm/sec Q 0,0018 ft /s ρ 6,158 lb / ft m Desain pompa : Asumsi aliran turbulen Di,opt =,9 (Q) 0,45 () 0,1 (Walas,1988) =,9 (0, 0018) 0,45 (6,158) 0,1 = 0,901 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : /8 in Schedule number : 40 Diameter Dalam (ID) : 0,49 in = 0,0410 ft Diameter Luar (OD) : 0,875 in = 0,079 ft Inside sectional area : 0,001 ft 0,0018 ft /s Kecepatan linear, v = Q/A = 0,001 ft Bilangan Reynold : N Re = v D = 1,684 ft/s = (6,1585 lbm/ft )(1,684 ft/s)(0,0410 ft) 0,0005 lbm/ft.s = 6974,706 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel, harga = 0,000046 (Geankoplis, 1997) Pada N Re = 891,8 dan /D = 0,0011 Dari Fig..10- Geankoplis (1997), diperoleh harga f = 0,00 Friction loss :

1 Sharp edge entrance= h c = 0,55 1 A v A 1 1, 684 = 0,016 ft.lbf/lbm = 0,55 1 0 1,174 v elbow 90 = h f = n.kf.. g c = (0,75) 1,684 1,174 = 0,067 ft.lbf/lbm v 1 check valve = h f = n.kf.. g c = 1(,0) 1,684 1,174 = 0,0581 ft.lbf/lbm L v Pipa lurus 0 ft = F f = 4f D... g c = 4(0,00) 0. 1,684 0,0410..,174 = 0,1708 ft.lbf/lbm 1 Sharp edge exit = h ex = 1 A1 A v.. g c 1, 684 = 0,09 ft.lbf/lbm = 1 0 1,174 Total friction loss : F = 0,79 ft.lbf/lbm Dari persamaan Bernoulli : P P v v1 gz z1 F Ws 0 1 1 (Geankoplis,1997) dimana : v 1 = v P 1 = 108,749 kpa = 71,886 lb f /ft² P = 108,749 kpa = 71,886 lb f /ft² Z = 0 ft Maka :,174 ft/s,174 ft.lbm/lbf.s (71,886 71,886) 6,1586 0 ft 0,79 ft.lbf/lbm W 0 0 s Ws = - 0,79 ft.lbf/lbm

P Effisiensi pompa, = 75 % Ws = - x Wp -0,79 = -0,75 x Wp Wp = 7,01 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp 184,951 0,4559 600 = lbm/s 7,01 ft.lbf/lbm x 1 hp 550 ft. lbf / s = 0,0055 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 0,5 Hp LD.6 Pompa NaOH (PU-09) Fungsi : Memompa NaOH dari tangki NaOH ke tangki anion Jenis : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 1 unit Kondisi operasi : Tekanan masuk = 149,67 kpa Tekanan keluar = 108,749 kpa Temperatur = 7 o C Laju alir massa (F) = 1,5601 kg/jam = 0,000955lbm/s Densitas NaOH () = 1518 kg/m = 94,766 lbm/ft (Othmer, 1967) Viskositas NaOH () = 0,0004 cp =,8909.10-7 lbm/ft.s (Othmer, 1967) Laju alir volumetrik, F 0,000955 lb m/sec Q 0,00001 ft /s ρ 94,766 lb / ft m Desain pompa : Asumsi aliran turbulen Di,opt =,9 (Q) 0,45 () 0,1 (Walas,1988) =,9 (0,00001) 0,45 (94,766) 0,1 = 0,096 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 0,15 in

Schedule number : 40 Diameter Dalam (ID) : 0,69 in = 0,04 ft Diameter Luar (OD) : 0,405 in = 0,08 ft Inside sectional area : 0,0004 ft 0,00001 ft /s Kecepatan linear, v = Q/A = 0,0004 ft Bilangan Reynold : N Re = v D = 0,05 ft/s = (94,766 lbm/ft )(0,05 ft/s)(0,04 ft) 7,8909.10 lbm/ft.s = 1857,889 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel, harga = 0,000046 (Geankoplis, 1997) Pada N Re = 14894,408 dan /D = 0,001 Dari Fig..10- Geankoplis (1997), diperoleh harga f = 0,006 Friction loss : 1 Sharp edge entrance= h c = 0,55 1 A v A 1 0, 05 = 0,000005 ft.lbf/lbm = 0,55 1 0 1,174 v 1 elbow 90 = h f = n.kf.. g c = 1(0,75) 0,05 1,174 = 0,000007 ft.lbf/lbm v 1 check valve = h f = n.kf.. g c = 1(,0) 0,05 1,174 = 0,00001 ft.lbf/lbm L v Pipa lurus 0 ft = F f = 4f D... g c = 4(0,006) 0. 0,05 0,04..,174 = 0,000 ft.lbf/lbm 1 Sharp edge exit = h ex = 1 A1 A v.. g c

0, 05 = 0,000009 ft.lbf/lbm = 1 0 1,174 Total friction loss : F = 0,0001 ft.lbf/lbm Dari persamaan Bernoulli : P P v v1 gz z1 F Ws 0 1 1 (Geankoplis,1997) dimana : v 1 = v P 1 = 149,67 kpa = 16,0097 lb f /ft² P = 108,749 kpa = 71,48 lb f /ft² Z = 0 ft Maka :,174 ft/s,174 ft.lbm/lbf.s (16,0097 71,48) 94,766 0 ft 0,0001ft.lbf/lbm W 0 0 s Ws = - 10,9815 ft.lbf/lbm P Effisiensi pompa, = 75 % Ws = - x Wp -10,9815 = -0,75 x Wp Wp = 14,640 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp 1,5601 0,4559 600 = lbm/s14,640 ft.lbf/lbm = 0,00005 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 0,005 Hp x 1 hp 550 ft. lbf / s LD.7 Pompa Kaporit (PU-10) Fungsi : Memompa kaporit dari tangki kaporit ke tangki utilitas TU-0 Jenis : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel

Jumlah : 1 unit Kondisi operasi : Tekanan masuk = 104,7 kpa Tekanan keluar = 17,8885 kpa Temperatur = 7 o C Laju alir massa (F) =0,00 kg/jam = 1,8.10-7 lbm/s Densitas kaporit () = 17 kg/m = 79,4088 lbm/ft (Othmer, 1967) Viskositas kaporit () = 6,7197.10-4 cp = 4,5156.10-7 lbm/ft.s (Othmer, 1967) Laju alir volumetrik, -7 F 1,8.10 lbm/sec Q,.10-8 ft /s ρ 79,4088 lb / ft Desain pompa : Asumsi aliran laminar Di,opt =,9 (Q) 0,6 () 0,18 (Walas,1988) =,9 (,.10 - ) 0,6 (6,7197.10-4 ) 0,18 = 0,0017 in m Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 0,15 in Schedule number : 40 Diameter Dalam (ID) : 0,69 in = 0,04 ft Diameter Luar (OD) : 0,405 in = 0,08 ft Inside sectional area : 0,0004 ft -8,.10 ft /s Kecepatan linear, v = Q/A = 0,0004 ft Bilangan Reynold : N Re = v D = 5,750.10-5 ft/s = (79,4088-5 lbm/ft )(5,750.10 ft/s)(0,04 ft) 7 4,5156.10 lbm/ft.s = 6,5004 (Laminar)

Untuk laminar, f = 16 N Re (Geankoplis, 1997) 16 = 6,5004 = 0,07064 Friction loss : 1 Sharp edge entrance= h c = 0,55 1 A v A 1 = 0,55 1 0-5 (5,750.10 ) =,8.10-11 ft.lbf/lbm 1,174 v 1 elbow 90 = h f = n.kf.. g c = 1(0,75) -5 (5,750.10 ) 1,174 =,8.10-11 ft.lbf/lbm v 1 check valve = h f = n.kf.. g c =1(,0) -5 (5,750.10 ) 1,174 = 1,07.10-10 ft.lbf/lbm L v Pipa lurus 0 ft = F f = 4f D... g c = 4(0,0819) 0. -5 5,750.10 0,04..,174 =,.10-8 ft.lbf/lbm 1 Sharp edge exit = h ex = 1 A1 A v.. g c -5 (5,750.10 ) = 5,1.10-11 ft.lbf/lbm 1,174 = 1 0 Total friction loss : F = 1,18.10-10 ft.lbf/lbm Dari persamaan Bernoulli : P P v v1 gz z1 F Ws 0 1 1 (Geankoplis,1997) dimana : v 1 = v

P 1 = 104,7 kpa = 179, 54lb f /ft² P =17,8885 kpa = 880,088 lb f /ft² Z = 0 ft Maka :,174 ft/s,174 ft.lbm/lbf.s (880,088 179,54) 79,4088-8 0 ft 1,18.10 ft.lbf/lbm W 0 0 s Ws = - 8,884 ft.lbf/lbm P Effisiensi pompa, = 75 % Ws = - x Wp -8,884 = -0,75 x Wp Wp = 8,486 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp 0,00 0,4559 600 = lbm/s 8,486 ft.lbf/lbm = 1,8.10-7 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 0,005 Hp x 1 hp 550 ft. lbf / s LD.8 Pompa Utilitas (PU-11) Fungsi : Memompa air dari tangki utilitas TU-0 ke distribusi ke Berbagai kebutuhan Jenis : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 1 unit Kondisi operasi : Tekanan masuk = 01,54 kpa Tekanan keluar = 101,5 kpa Temperatur = 7 o C Laju alir massa (F) = 1100 kg/jam = 0,676 lbm/s Densitas () = 995,68 kg/m = 6,158 lbm/ft Viskositas () = 0,8007 cp = 0,0005 lbm/ft.s

Laju alir volumetrik, F 0,676 lbm/sec Q 0,0108 ft /s ρ 6,158 lb / ft Desain pompa : Asumsi aliran turbulen Di,opt =,9 (Q) 0,45 () 0,1 (Walas,1988) =,9 (0,0109) 0,45 (6,158) 0,1 = 0,8705 in m Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 1 in Schedule number : 40 Diameter Dalam (ID) : 1,049 in = 0,0874 ft Diameter Luar (OD) : 1,15 in = 0,1096ft Inside sectional area : 0,006 ft 0,0108 ft /s Kecepatan linear, v = Q/A = 0,006 ft Bilangan Reynold : N Re = v D = 1,8 ft/s = (6,1585 lbm/ft )(1,8 ft/s)(0,0874 ft) 0,0005 lbm/ft.s = 50,5907 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel, harga = 0,000046 (Geankoplis, 1997) Pada N Re = 50,5907 dan /D = 0,0005 Dari Fig..10- Geankoplis (1997), diperoleh harga f = 0,0055 Friction loss : 1 Sharp edge entrance= h c = 0,55 1 A v A 1 1, 8 = 0,076 ft.lbf/lbm = 0,55 1 0 1,174 v 1 check valve = h f = n.kf.. g c = 1(,0) 1,8 = 0,1007 ft.lbf/lbm 1,174

L v Pipa lurus 40 ft = F f = 4f D... g c = 4(0,0055) 0. 1,8 0,0874..,174 = 0,54 ft.lbf/lbm 1 Sharp edge exit = h ex = 1 A1 A v.. g c 1, 8 1 0 = 0,0505 ft.lbf/lbm = 1,174 Total friction loss : F Dari persamaan Bernoulli : P P v v1 gz z1 F Ws 0 1 1 = 0,40 ft.lbf/lbm (Geankoplis,1997) dimana : v 1 = v P 1 = 01,54 kpa = 409,7794 lb f /ft² P = 101,5 kpa = 116,81 lb f /ft² Z = 0 ft Maka :,174 ft/s,174 ft.lbm/lbf.s (409,7794 116,81) 6,1586 0 ft 0,40 ft.lbf/lbm W 0 0 s Ws = - 64,1197 ft.lbf/lbm P Effisiensi pompa, = 75 % Ws = - x Wp -64,1197 = -0,75 x Wp Wp = 85,499 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp 1100 0,4559 600 = lbm/s85,499 ft.lbf/lbm = 0,1047 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 1 Hp x 1 hp 550 ft. lbf / s

LD.9 Pompa Anion (PU-1) Fungsi : Memompa air dari tangki anion ke deaerator Jenis : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 1 unit Kondisi operasi : Tekanan masuk = 114,1868 kpa Tekanan keluar =,765 kpa Temperatur = 7 o C Laju alir massa (F) =184, 951 kg/jam = 0,11 lbm/s Densitas () = 995,68 kg/m = 6,158 lbm/ft Viskositas () = 0,8007 cp = 0,0005 lbm/ft.s Laju alir volumetrik, F 0,11 lbm/sec Q 0,0018 ft /s ρ 6,158 lb / ft m Desain pompa : Asumsi aliran turbulen Di,opt =,9 (Q) 0,45 () 0,1 (Walas,1988) =,9 (0,0018) 0,45 (6,158) 0,1 = 0.90 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 0,5 in Schedule number : 40 Diameter Dalam (ID) : 0,6 in = 0,0518 ft Diameter Luar (OD) : 0,840 in = 0,0699 ft Inside sectional area : 0,0011 ft 0,0018 ft /s Kecepatan linear, v = Q/A = 0,0011 ft = 0,865 ft/s

Bilangan Reynold : N Re = v D = (6,1585 lbm/ft )(0,865 ft/s)(0,0518 ft) 0,0005 lbm/ft.s = 556,17 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel, harga = 0,000046 (Geankoplis, 1997) Pada N Re = 556,17 dan /D = 0,0008 Dari Fig..10- Geankoplis (1997), diperoleh harga f = 0,006 Friction loss : 1 Sharp edge entrance= h c = 0,55 1 A v A 1 0, 865 = 0,006 ft.lbf/lbm = 0,55 1 0 1,174 v elbow 90 = h f = n.kf.. g c = (0,75) 0,865 1,174 = 0,017 ft.lbf/lbm v 1 check valve = h f = n.kf.. g c = 1(,0) 0,865 1,174 = 0,01 ft.lbf/lbm L v Pipa lurus 0 ft = F f = 4f D... g c = 4(0,006) 0. 0,865 0,0518..,174 = 0,1071 ft.lbf/lbm 1 Sharp edge exit = h ex = 1 A1 A v.. g c 0, 865 = 0,0115 ft.lbf/lbm = 1 0 1,174 Total friction loss : F = 0,165 ft.lbf/lbm Dari persamaan Bernoulli :

P P v v1 gz z1 F Ws 0 1 1 (Geankoplis,1997) dimana : v 1 = v P 1 = 114,1868 kpa =85,11 lb f /ft² P =,765 kpa =466,760 lb f /ft² Z = 0 ft Maka :,174 ft/s,174 ft.lbm/lbf.s (466,760 85,11) 6,1586 0 ft 0,165 ft.lbf/lbm W 0 0 s Ws = -56,8 ft.lbf/lbm P Effisiensi pompa, = 75 % Ws = - x Wp -56,8 = -0,75 x Wp Wp = 75,76 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp 184,951 0,4559 600 = lbm/s 71,189 ft.lbf/lbm = 0,015Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 0,5 Hp x 1 hp 550 ft. lbf / s LD.0 Pompa Cooling Tower (PU-1) Fungsi : Memompa air dari cooling tower ke proses Jenis : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 1 unit Kondisi operasi : Tekanan = 1 atm Temperatur = 5 o C Laju alir massa (F) =141578,018 kg/jam = 866,775lbm/s Densitas () = 995,68 kg/m = 6,158 lbm/ft

Viskositas () = 0,8007 cp = 0,0005 lbm/ft.s Laju alir volumetrik, F 866,775 lbm/sec Q 1,9519 ft /s ρ 6,158 lb / ft m Desain pompa : Asumsi aliran turbulen Di,opt =,9 (Q) 0,45 () 0,1 (Walas,1988) =,9 (1,9519) 0,45 (6,158) 0,1 =,188 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 4 in Schedule number : 40 Diameter Dalam (ID) :,66 in = 1,885 ft Diameter Luar (OD) : 4 in = 1,999 ft Inside sectional area : 5,94 ft 1,9519 ft /s Kecepatan linear, v = Q/A = 5,94 ft =,48 ft/s v D Bilangan Reynold : N Re = (6,1585 = lbm/ft )(,48 ft/s)(1,885 ft) 0,0005 lbm/ft.s = 55041,10 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel, harga = 0,000046 (Geankoplis, 1997) Pada N Re = 55041,10 dan /D = 0,000 Dari Fig..10- Geankoplis (1997), diperoleh harga f = 0,005 Friction loss : 1 Sharp edge entrance= h c = 0,55 1 A v A 1, 48 = 0,0471 ft.lbf/lbm = 0,55 1 0 1,174

v elbow 90 = h f = n.kf.. g c = (0,75),48 1,174 = 0,185 ft.lbf/lbm v 1 check valve = h f = n.kf.. g c = 1(,0),48 1,174 = 0,171 ft.lbf/lbm L v Pipa lurus 50 ft = F f = 4f D... g c = 4(0,005) 50.,48 1,885..,174 = 0,0454 ft.lbf/lbm 1 Sharp edge exit = h ex = 1 A1 A v.. g c, 48 1 0 = 0,0856 ft.lbf/lbm = 1,174 Total friction loss : F = 0,4779 ft.lbf/lbm Dari persamaan Bernoulli : P P v v1 gz z1 F Ws 0 1 1 (Geankoplis,1997) dimana : v 1 = v P 1 = 101,5 kpa = 116,81 lb f /ft² P = 101,5 kpa = 116,81 lb f /ft² Z = 0 ft Maka :,174 ft/s,174 ft.lbm/lbf.s 0 ft 0 0,4779 ft.lbf/lbm W 0 0 s Ws = - 0,4779 ft.lbf/lbm P Effisiensi pompa, = 75 % Ws = - x Wp -0,4779 = -0,75 x Wp Wp = 7,09 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp

141578,018 0,4559 600 = lbm/s 7,09 ft.lbf/lbm = 4,09 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 44 Hp x 1 hp 550 ft. lbf / s LD.1 Pompa Deaerator 1 (PU-14) Fungsi : Memompa air dari deaerator ke waste heat boiler Jenis : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 1 unit Kondisi operasi : Tekanan masuk =,76 kpa Tekanan keluar = 000 kpa Temperatur = 90 o C Laju alir massa (F) = 1199,988 kg/jam = 19,1068 lbm/s Densitas () = 995,68 kg/m = 6,158 lbm/ft Viskositas () = 0,8007 cp = 0,0005 lbm/ft.s Laju alir volumetrik, F 19,1068 lbm/sec Q 0,075 ft /s ρ 6,158 lb / ft m Desain pompa : Asumsi aliran turbulen Di,opt =,9 (Q) 0,45 () 0,1 (Walas,1988) =,9 (0,075) 0,45 (6,158) 0,1 =,9 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 4 in Schedule number : 40 Diameter Dalam (ID) : 4,06 in = 0,55 ft Diameter Luar (OD) : 4,5 in = 0,750 ft

Inside sectional area : 0,0884 ft 0,075 ft /s Kecepatan linear, v = Q/A = 0,0884 ft =,4785 ft/s v D Bilangan Reynold : N Re = (6,1585 = lbm/ft )(,4785 ft/s)(0,55 ft) 0,0005 lbm/ft.s = 14508,7907 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel, harga = 0,000046 (Geankoplis, 1997) Pada N Re = 14508,7907 dan /D = 0,0001 Dari Fig..10- Geankoplis (1997), diperoleh harga f = 0,004 Friction loss : 1 Sharp edge entrance= h c = 0,55 1 A v A 1, 4785 = 0,104 ft.lbf/lbm = 0,55 1 0 1,174 v 1 elbow 90 = h f = n.kf.. g c = 1(0,75),4785 1,174 = 0,1410 ft.lbf/lbm v 1 check valve = h f = n.kf.. g c = 1(,0),4785 1,174 = 0,760 ft.lbf/lbm L v Pipa lurus 0 ft = F f = 4f D... g c = 4(0,004) 0.,4785 0,55..,174 = 0,691 ft.lbf/lbm 1 Sharp edge exit = h ex = 1 A1 A v.. g c, 4785 = 0,188 ft.lbf/lbm = 1 0 1,174

Total friction loss : F = 1,0775 ft.lbf/lbm Dari persamaan Bernoulli : P P v v1 gz z1 F Ws 0 1 1 (Geankoplis,1997) dimana : v 1 = v P 1 =,76 kpa =466,760 lb f /ft² P = 000 kpa = 65656,64 lb f /ft² Z = 40 ft Maka :,174 ft/s,174 ft.lbm/lbf.s 0 ft 9,47 1,0775 ft.lbf/lbm W 0 0 s Ws = - 954,547 ft.lbf/lbm P Effisiensi pompa, = 75 % Ws = - x Wp -955,547 = -0,75 x Wp Wp = 17,7 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp 1199,988 0,4559 600 = lbm/s17,7 ft.lbf/lbm = 44,1 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 45 Hp x 1 hp 550 ft. lbf / s LD. Pompa Deaerator (PU-15) Fungsi : Memompa air dari deaerator ke ketel uap KU Jenis : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi : Tekanan masuk =,76 kpa Tekanan keluar = 000 kpa Temperatur = 90 o C Laju alir massa (F) = 184, 951 kg/jam = 0,11lbm/s Densitas () = 995,68 kg/m = 6,158 lbm/ft Viskositas () = 0,8007 cp = 0,0005 lbm/ft.s Laju alir volumetrik, F 0,11 lbm/sec Q 0,0018 ft /s ρ 6,158 lb / ft m Desain pompa : Asumsi aliran turbulen Di,opt =,9 (Q) 0,45 (ρ) 0,1 (Walas,1988) =,9 (0,0018) 0,45 (6,158) 0,1 = 0,9 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 1/8 in Schedule number : 40 Diameter Dalam (ID) : 0,69 in = 0,08 ft Diameter Luar (OD) : 0,405 in = 0,07 ft Inside sectional area : 0,00040 ft 0,0018 ft /s Kecepatan linear, v = Q/A = 0,00040 ft = 4,555 ft/s v D Bilangan Reynold : N Re = (6,1585 = lbm/ft )(4,555 ft/s)(0,08 ft) 0,0005 lbm/ft.s = 47169,7857 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel, harga = 0,000046 (Geankoplis, 1997) Pada N Re = 6889,144 dan /D = 0,0005 Dari Fig..10- Geankoplis (1997), diperoleh harga f = 0,005

Friction loss : 1 Sharp edge entrance= h c = 0,55 1 A v A 1 4, 555 = 0,177 ft.lbf/lbm = 0,55 1 0 1,174 v elbow 90 = h f = n.kf.. g c = (0,75) 4,555 1,174 = 0,486 ft.lbf/lbm v 1 check valve = h f = n.kf.. g c = 1(,0) 4,555 1,174 = 0,644 ft.lbf/lbm L v Pipa lurus 0 ft = F f = 4f D... g c = 4(0,005) 0. 4,555 0,08..,174 =,47 ft.lbf/lbm 1 Sharp edge exit = h ex = 1 A1 A v.. g c 4, 555 = 0, ft.lbf/lbm = 1 0 1,174 Total friction loss : F =,87 ft.lbf/lbm Dari persamaan Bernoulli : P P v v1 gz z1 F Ws 0 1 1 (Geankoplis,1997) dimana : v 1 = v P 1 =,76 kpa = 466,760 lb f /ft² P = 000 kpa =65656,64 lb f /ft² Z = 40 ft Maka :,174 ft/s,174 ft.lbm/lbf.s 40 ft 9,47,87 ft.lbf/lbm W 0 0 s Ws = - 977,4 ft.lbf/lbm

P Effisiensi pompa, = 75 % Ws = - x Wp -977,4 = -0,75 x Wp Wp = 10, 144 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp 184,951 0,4559 600 = lbm/s10,144 ft.lbf/lbm = 0,68 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 0,5 Hp x 1 hp 550 ft. lbf / s LD. Pompa Bahan Bakar 1 (PU-16) Fungsi : Memompa bahan bakar solar dari TB-01 ke ketel uap KU Jenis : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 1 unit Kondisi operasi : Tekanan = 1 atm Temperatur = 0 o C Laju alir massa (F) = 7,8794 kg/jam = 0,0454 lbm/s Densitas () = 890,071 kg/m = 55,5656 lbm/ft Viskositas () = 1, cp = 0,0007 lbm/ft.s Laju alir volumetrik, F 0,0454 lb m/sec Q 0,00081 ft /s ρ 55,5656 lb / ft m Desain pompa : Asumsi aliran turbulen Di,opt =,9 (Q) 0,45 () 0,1 (Walas,1988) =,9 (0,00081) 0,45 (55,5656) 0,1 = 0,6 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 1/ in Schedule number : 40

Diameter Dalam (ID) : 0,6 in = 0,0518 ft Diameter Luar (OD) : 0,840 in = 0,0699 ft Inside sectional area : 0,0011ft 0,00081 ft /s Kecepatan linear, v = Q/A = 0,0011 ft Bilangan Reynold : N Re = v D = 0,857 ft/s = (55,5656 lbm/ft )(0,857 ft/s)(0,05185 ft) 0,0007 lbm/ft.s = 1587,518 (Laminer) Untuk laminar, f = 16 N Re (Geankoplis, 1997) 16 = 1587,518 = 0,01 Friction loss : 1 Sharp edge entrance= h c = 0,55 1 A v A 1 0, 857 = 0,001 ft.lbf/lbm = 0,55 1 0 1,174 v elbow 90 = h f = n.kf.. g c = (0,75) 0,857 1,174 = 0,005 ft.lbf/lbm v 1 check valve = h f = n.kf.. g c = 1(,0) 0,857 1,174 = 0,001 ft.lbf/lbm L v Pipa lurus 0 ft = F f = 4f D... = 4(0,01) g c 0. 0,857 0,05185..,174 = 0,056 ft.lbf/lbm 1 Sharp edge exit = h ex = 1 A1 A v.. g c

0, 857 = 0,001 ft.lbf/lbm = 1 0 1,174 Total friction loss : F = 0,0464 ft.lbf/lbm Dari persamaan Bernoulli : P P v v1 gz z1 F Ws 0 1 1 (Geankoplis,1997) dimana : v 1 = v P 1 = 101,5 kpa P = 101,5 kpa Z = 0 ft = 116,81 lb f /ft² = 116,81 lb f /ft² Maka :,174 ft/s,174 ft.lbm/lbf.s 0 ft 0 0,0464 ft.lbf/lbm W 0 0 s Ws = -0,0464 ft.lbf/lbm P Effisiensi pompa, = 75 % Ws = - x Wp -0,0464 = -0,75 x Wp Wp = 6,785 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp 7,8794 0,4559 600 = lbm/s 6,785 ft.lbf/lbm = 0,00 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 0,05 Hp x 1 hp 550 ft. lbf / s

LD.4. Menara Air (MA) Fungsi : Menampung air untuk didistribusikan. Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup datar Bahan konstruksi : Carbon steel SA 5 Grade B. Data: Kondisi penyimpanan : Temperatur = 7 0 C Tekanan = 1 atm Laju alir massa (F) = 1164,849 kg/jam = 19,78 lbm/s Densitas () = 994,1 kg/m = 6,158 lbm/ft Kebutuhan perancangan = 6 jam Faktor keamanan = 0 Perhitungan: Ukuran Menara Air 1164,849 kg/jam x 6 jam Volume air, V a = 994,1 kg/m = 174,9686 m Volume tangki, V t = 1, 174,9686 m = 159,96 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = 5 : 6 V = ¼πD H = ¼πD (6D/5) = 0,(πD )/ D = (10V/π) 1/ = (10 x 159,96/,14) 1/ = 14,74 m H = 8,97 m Tinggi cairan dalam tangki = Tebal Dinding Menara Air Tekanan hidrostatik P = g l 174,9686 159,96 = 994,1 kg/m 9,8 m/det 7,475 m = 7,8 kpa Tekanan operasi = 1 atm = 101,5 kpa P = 7,8 kpa + 101,5 kpa = 174,145 kpa x 8,97 m = 7,475 m

Faktor kelonggaran = 5% Maka, P design = (1,05) (16,471 kpa) = 18,85 kpa Joint efficiency = 0,8 (Brownell, 1959) Allowable stress = 1.750 psia = 87.908,19 kpa (Brownell, 1959) Tebal shell tangki: PD t = SE 1,P = (18,85 kpa)(14,74 m) ()(87.18,714 kpa)(0,8) 1,(18,85 kpa) = 0,019 m = 0,74 in Faktor korosi = 1 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0 in + 1 in = 1,0 in Tebal shell standar yang digunakan =1 ½ in (Brownell,1959)

LAMPIRAN E PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI Dalam rencana pra rancangan pabrik pembuatan Hidrogen ini digunakan asumsi sebagai berikut: 1 Pabrik beroperasi selama 00 hari dalam setahun. Kapasitas maksimum adalah 70 ton/tahun. Perhitungan didasarkan pada harga alat terpasang (HAT) 4 Harga alat disesuaikan dengan nilai tukar dolar terhadap rupiah, yaitu: US$ 1 = Rp 9.445,- (Kompas, Desember 009) 1. Modal Investasi Tetap (Fixed Capital Investment) 1.1. Modal Investasi Tetap Langsung (MITL) Biaya Tanah Lokasi Pabrik Luas tanah seluruhnya = 950 m Biaya tanah pada lokasi pabrik berkisar Rp 100.000/m. Harga tanah seluruhnya =950 m Rp 100.000/m = Rp 95.000.000,- Biaya perataan tanah diperkirakan 5% Biaya perataan tanah = 0,05 x Rp 95.000.000,- = Rp 46.750.000,- Maka total biaya tanah (A) adalah Rp 981.750.000,- Harga Bangunan Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan No Nama Bangunan Luas (m ) Harga Jumlah (Rp) (Rp/m ) 1 Pos Keamanan 0 00.000 4.000,000 Parkir 150 00.000 45.000.000 Taman 00 0.000 6.000.000 4 Areal Bahan Baku 800 600.000 480.000.000 5 Ruang Kontrol 50 700.000 5.000.000 6 Areal Proses 000 1.500.000.000.000.000 Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan...... (lanjutan) No Nama Bangunan Luas (m ) Harga Jumlah (Rp) (Rp/m ) 7 Areal Produk 400 600.000 40.000.000

8 Perkantoran 0 700.000 154.000.000 9 Laboratorium 80 700.000 56.000.000 10 Poliklinik 40 00.000 1.000.000 11 Kantin 80 00,000 16.000.000 1 Ruang Ibadah 40 00.000 1.000.000 1 Gudang Peralatan 40 00.000 8.000.000 14 Bengkel 70 700.000 49.000.000 15 Gudang Bahan 50 00.000 15.000.000 16 Unit Pengolahan Air 780 700.000 546.000.000 17 Pembangkit Listrik 150 850.000 17.500.000 18 Unit Pengolahan Limbah 680 00.000 04.800.000 19 Area Perluasan 1500 0.000 45.000.000 0 Jalan 1000 60.000 6.000.000 1 Areal antar Bangunan 1000 0.000 0.000.000 TOTAL 950-5.091.00.000 Total biaya bangunan (B) = Rp 5.091.00.000 Perincian Harga Peralatan Harga peralatan yang di impor dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut (Timmerhaus et al, 004) : m X I x C x C y X1 I y dimana: C x = harga alat pada tahun 009 C y = harga alat pada tahun dan kapasitas yang tersedia X 1 = kapasitas alat yang tersedia X = kapasitas alat yang diinginkan I x = indeks harga pada tahun 009 I y = indeks harga pada tahun yang tersedia m = faktor eksponensial untuk kapasitas (tergantung jenis alat) Untuk menentukan indeks harga pada tahun 009 digunakan metode regresi koefisien korelasi: n ΣX i Yi ΣX i ΣYi n ΣX ΣX n ΣY ΣY r (Montgomery, 199) i Tabel LE. Harga Indeks Marshall dan Swift No. Tahun (Xi) i Indeks (Yi) i i Xi.Yi Xi² Yi² 1 1989 895 1780155 95611 80105 1990 915 180850 960100 875 1991 91 18561 964081 866761

4 199 94 1878456 968064 88949 5 199 967 1971 97049 95089 6 1994 99 198004 97606 986049 7 1995 108 050860 98005 1056784 8 1996 109 07844 984016 107951 9 1997 1057 11089 988009 111749 10 1998 106 11876 99004 117844 11 1999 1068 149 996001 114064 1 000 1089 178000 4000000 118591 1 001 1094 189094 4004001 119686 14 00 110 0806 4008004 116609 Total 797 14184 807996 55748511 1446786 Sumber: Tabel 6- Timmerhaus et al (004) Data : n = 14 Xi = 797 Yi = 14184 XiYi = 807996 Xi² = 55748511 Yi² = 1446786 Dengan memasukkan harga-harga pada Tabel LE, maka diperoleh harga koefisien korelasi: r (14)(807996) (797)(14184) [(14)(55748511) (797) ] [(14)(1446786) (14184) ] = 0,98 1 Harga koefisien yang mendekati 1 menyatakan bahwa terdapat hubungan linier antar variabel X dan Y, sehingga persamaan regresi yang mendekati adalah persamaan regresi linier. Persamaan umum regresi linier, Y = a + b X dengan: Y = indeks harga pada tahun yang dicari (009) X = variabel tahun ke n 1 a, b = tetapan persamaan regresi Tetapan regresi ditentukan oleh : n ΣX iyi ΣX i ΣYi b n ΣX i ΣX i Yi. Xi Xi. Xi.Yi a n. Xi ( Xi) Maka : (14)(807996) (797)(14184) 556 b = 16, 8088 (14)(55748511) (797) 185

a = (14184)(55748511) (797)(807996) 106048 58,8 185 (14)(55748511) (797) Sehingga persamaan regresi liniernya adalah: Y=a+b X Y = 16,8088X 58,8 Dengan demikian, harga indeks pada tahun 009 adalah: Y = 16,809(009) 58,8 Y = 140,481 Perhitungan harga peralatan menggunakan adalah harga faktor eksponsial (m) Marshall & Swift. Harga faktor eksponen ini beracuan pada Tabel 6-4, Timmerhaus et al (004). Untuk alat yang tidak tersedia, faktor eksponensialnya dianggap 0,6 (Timmerhaus et al, 004) Contoh perhitungan harga peralatan: a. Tangki Penyimpanan Gas alam (T-101) Kapasitas tangki, X = 4851,4958 m dengan tekanan operasi10 bar. Dari Gambar LE.1 diperoleh untuk harga kapasitas tangki (X1) 7,8 m³ dengan tekanan operasi 10 kpa pada tahun 00 adalah (Cy) US$ 8.500. Dari Tabel 6-4, Peters, 004, faktor eksponen (m) untuk tangki penyimpanan adalah 0,49. Gambar LE.1 Harga Peralatan untuk Tangki Penyimpanan (Storage) dan Tangki Pelarutan (Timmerhaus et al, 004). Indeks harga tahun 009 (Ix) adalah 140,481. Maka estimasi harga tangki untuk (X) 4851,4958 m adalah : 4851,4958 Cx = US$ 8.500 7,8 Cx = Rp 974.888.07,-/unit 0, 49 140,481 110

Tabel L. E.. Estimasi Harga Peralatan Proses Kode Nama Alat Unit Ket *) Harga/unit (Rp.) Harga Total (Rp.) T-101 Tangki Bahan Gas Alam I 974.888.07.94.664.91 T-501 Tangki Produk Hidrogen I 66.74.19 1.5.486.85 T-401 Tangki Penampung PSA offgas 1 I 50.40.9 50.40.9 G-101 Kompresor 1 1 I 19.8.57 19.8.57 E-101 Heater 1 1 I 1.65.856.506 1.65.856.506 R-101 Desulrurisasi I 1.868.60.5.76.70.706 E-10 Heater 1 I.119.0.71.119.0.71 R-01 Reformer furnaces 1 I 5.469.79.67 5.469.79.67 E-10 Waste Heated Boiler 1 I 1.47.750.416 1.47.750.416 R-0 High Temperatur Shift 1 I 66.451.579 66.451.579 R-0 Low Temperatur Shift 1 I 575.56.869 575.56.869 E-104 Cooler 1 1 I 1.57.475.95 1.57.475.95 KOD-01 Knok Out Drum 1 1 I 95.69.6 95.69.6 E-105 Cooler 1 1 I.064.61.075.064.61.075 KOD-0 Knok Out Drum 1 I 95.69.6 95.69.6 D-401 Pressure Swing Adsorpsi 4 I 55.055.479 1.40.1.917 G-111 Kompresor 1 I 1.669.145 1.669.145 G-10 Blower 1 1 NI 7.614.101 7.614.101 G-10 Blower 1 NI 17.86.00 17.86.00 G-104 Blower 1 NI 19.697.901 19.697.901 G-105 Blower 4 1 NI.608.44.608.44 G-106 Blower 5 1 NI 4.0.849 4.0.849 G-107 Blower 6 1 NI.477.098.477.098 G-108 Blower 7 1 NI.477.098.477.098 G-109 Blower 8 1 NI.857.10.857.10 G-110 Blower 9 1 NI.57.085.57.085 G-11 Blower 10 1 NI 1.67.085 1.67.085 G-11 Blower 11 1 NI 5.710. 5.710.

G-114 Blower 1 1 NI 4.579.65 4.579.65 G-115 Expander 1 NI 14.40.449 14.40.449 Harga Total 6.478.146.191 Impor 6.400.911.4 Non impor 77..4.849 Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah No. Kode Unit Ket*) Harga / Unit (Rp) Harga Total (Rp) 1 SC 1 NI 0.57.688 0.57.688 BS 1 NI 6.000.000 6.000.000 CL 1 I 165.9.95 165.9.95 4 TF 1 I 86.446.071 86.446.071 5 CE 1 I 9.06.715 9.06.715 6 AE 1 I 9.06.715 9.06.715 7 CT 1 I 465.958.78 465.958.78 8 DE 1 I 15.568.446 15.568.446 9 KU 1 I 96.1.706 96.1.706 10 PU 01 1 NI 0.57.97 0.57.97 11 PU 0 1 NI 18.541.68 18.541.68 1 PU 0 1 NI.959.49.959.49 1 PU 04 1 NI.959.49.959.49 14 PU 05 1 NI 1.71.018 1.71.018 15 PU 06 1 NI 18.541.68 18.541.68 16 PU 07 1 NI 5.0.476 5.0.476 17 PU 08 1 NI 1.74.094 1.74.094 18 PU 09 1 NI 1.84.8 1.84.8 19 PU 10 1 NI 1.84.8 1.84.8 0 PU 11 1 NI 6.7.147 6.7.147 1 PU 1 1 NI 1.84.8 1.84.8 PU 1 1 NI 1.84.8 1.84.8 PU 14 1 NI 7.95.08 7.95.08 4 PU 15 1 NI 6.7.147 6.7.147 5 PU 16 1 NI 7.75.999 7.75.999 6 PU 17 1 NI 7.9.80 7.9.80 7 PU 18 1 NI 6.7.147 6.7.147 8 PU 19 1 NI 1.84.8 1.84.8 9 PU 0 1 NI 1.84.8 1.84.8 Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah (lanjutan) No. Kode Unit Ket*) Harga / Unit (Rp) Harga Total (Rp)

0 TP 01 1 NI 47.50.116 47.50.116 1 TP 0 1 NI.951.84.951.84 TP 0 1 NI 10.980.115 10.980.115 TP - 04 1 NI 47.81.8 47.81.8 4 TP - 05 1 NI 59.55 59.55 5 TU - 01 1 NI 51.604.97 540.646.51 6 TU 0 1 NI 58.1.40 540.646.51 7 TB 1 NI 89.44.88 16.65.17 8 Inst. Lumpur Aktif 1 NI 991.757.79 991.757.79 9 T. Penampung 1 NI 0.000.000 0.000.000 40 T. Aerasi 1 NI 40.000.000 40.000.000 41 Generator NI 75.000.000 150.000.000 Harga Total 4.09.181.487 Impor 1.14.45.686 Non Impor.814.95.801 *) Keterangan : I: untuk peralatan impor, N.I: untuk peralatan non impor. Total harga peralatan tiba di lokasi pabrik (purchased-equipment delivered): Total = 1,4 x (Rp. 6.400.911.4,- + Rp. 1.14.45.686,-) + 1,1 x (Rp77.4.849.,- + Rp.814.95.801.) = Rp. 4.989.01.07 Biaya pemasangan diperkirakan 10 dari total harga peralatan (Timmerhaus, 004), sehingga total harga peralatan ditambah biaya pemasangan adalah: = 0,1 x (Rp. 4.989.01.07) = Rp 4.98.90.10,- Harga peralatan + biaya pemasangan (C): = Rp 4.98.90.10,-+ Rp 4.989.01.07,- = Rp 47.88.11.140,- Instrumentasi dan Alat Kontrol Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 10 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 004). Biaya instrumentasi dan alat kontrol (D) = 0,10 Rp 4.989.01.07 = Rp 4.98.90.104,- Biaya Perpipaan Diperkirakan biaya perpipaan 40 dari total harga peralatan

(Timmerhaus et al, 004). Biaya perpipaan (E) = 0,40 Rp 4.989.01.07 = Rp. 17.195.680.415,- Biaya Instalasi Listrik Diperkirakan biaya instalasi listrik 10 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 004). Biaya instalasi listrik (F) = 0,10 Rp 4.989.01.07 = Rp 4.98.90.104,- Biaya Insulasi Diperkirakan biaya insulasi 10 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 004). Biaya insulasi (G) = 0,1 Rp 4.989.01.07 = Rp 4.98.90.104,- Biaya Inventaris Kantor Diperkirakan biaya inventaris kantor 5 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 004). Biaya inventaris kantor (H) = 0,05 Rp 4.989.01.07 = Rp.149.460.05,- Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 004). Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan ( I ) = 0,0 Rp 4.989.01.07 = Rp 1.89.676.01,- Sarana Transportasi Untuk mempermudah pekerjaan, perusahaan memberi fasilitas sarana transportasi ( J ) seperti pada tabel berikut. Tabel LE.5 Biaya Sarana Transportasi No. Jenis Kendaraan Unit Tipe Harga/ Unit Harga Total

(Rp) (Rp) 1 Dewan komisaris 1 Senia 00.000.000 00.000.000 Direktur 1 Senia 00.000.000 00.000.000 Manajer 4 Avaza 150.000.000 600.000.000 4 Bus karyawan BUS 150.000.000 00.000.000 5 Truk Truk 10.000.000 40.000.000 6 Mobil pemadam kebakaran Truk tangki 50.000.000 500.000.000 Total.040.000.000 Total MITL = A + B + C + D + E + F + G + H + I + J = Rp 88.9.747.948,- 1.. Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL) Pra Investasi Diperkirakan 7 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 004). Pra Investasi (K) = 0,07 x Rp 4.989.01.07,- = Rp.009.44.07,- Biaya Engineering dan Supervisi Diperkirakan 10 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 004). Biaya Engineering dan Supervisi (L) = 0,10 Rp 4.989.01.07,- Biaya Legalitas = Rp 4.98.90.104,- Diperkirakan 4 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 004). Biaya Legalitas (M) = 0,04 Rp 4.989.01.07,- = Rp 1.719.568.041,- Biaya Kontraktor Diperkirakan 5 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 004). Biaya Kontraktor (N) = 0,05 Rp 4.989.01.07,- = Rp..149.460.05,- Biaya Tak Terduga Diperkirakan 10 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 004). Biaya Tak Terduga (O) = 0,10 Rp 4.989.01.07,- = Rp 4.98.90.104,-

Total MITTL = K + L + M + N + O = Rp 15.476.11.7,- Total MIT = MITL + MITTL = Rp 88.9.747.948,- + Rp 15.476.11.7,- = Rp 104.408.860.1,-. Modal Kerja Modal kerja dihitung untuk pengoperasian pabrik selama bulan (= 90 hari)..1. Persediaan Bahan Baku.1.1 Bahan baku proses 1. Gas Alam Kebutuhan = 4,646 kg/jam Harga Harga total 5 Katalis Nikel = $0,65/kg = Rp. 6145,750/kg (www.kanwilpajakkhusus.depkeu.go.id) = 90 hari 4 jam/hari 4,646 kg/jam x Rp 6145,750/kg = Rp..114.88.414,- Kebutuhan = 911,455 kg Harga = Rp. 1.854.657,-/kg (www.advance-scientific.net, 009) Harga total = 911,455 kg x Rp. 1.854.657,-/kg = Rp 5.48.070.000,-. Katalis ferri oksida Kebutuhan = 61,975 kg Harga = Rp. 55.000,-/kg (www.teknikal Repotl, 009) Harga total = 61,975 kg x Rp. 55.000,-/kg = Rp 17.961.15,- 4. Katalis crom oksida Kebutuhan = 84,818 kg (www.teknikal Repotl, 009) Harga = Rp. 00.000,-/kg Harga total = 84,818 kg x Rp. 00.000,-/kg = Rp 5.146.540,- 5. Katalis ZnO Kebutuhan = 449,189 kg Harga = Rp.0.04,-/kg (www.teknikal Repotl, 009) Harga total = 449,189 kg x Rp.0.04,-/kg = Rp 89.971.60,- 6. Kebutuhan karbon aktif dan lain-lain Kebutuhan = 01,865 kg Harga = Rp.6000,-/kg (www.teknikal Repotl, 009) Harga total = 01,865 kg x Rp.6000,-/kg = Rp 1.11.019,-

.1. Persediaan bahan baku utilitas 1. Alum, Al (SO 4 ) Kebutuhan = 10,56 kg/jam Harga = Rp.100,-/kg (PT. Bratachem 009) Harga total = 90 hari 4 jam/hari 10,56 kg/jam Rp.100,- /kg = Rp 47.900.160,-. Soda abu, Na CO Kebutuhan = 5,7 kg/jam Harga = Rp 500,-/kg (PT. Bratachem 009) Harga total = 90 hari 4 jam/hari 5,7 kg/jam Rp 500,-/kg = Rp 4.09.000,-. Kaporit Kebutuhan = 0,00 kg/jam Harga = Rp 11.500,-/kg (PT. Bratachem 009) Harga total = 90 hari 4 jam/hari 0,00 kg/jam Rp 11.500,-/kg = Rp 74.50,- 4. H SO 4 Kebutuhan = 0,1049 kg/jam Harga = Rp 5000,-/kg (PT. Bratachem 009) Harga total = 90 hari 4 jam x 0,1049 kg/hari Rp 5000,-/kg = Rp 7.90.440,- 5. NaOH Kebutuhan = 0,065 kg/jam Harga = Rp 550,-/kg (PT. Bratachem 009) Harga total = 90 hari 4 jam 0,065 kg/jam Rp 550,-/kg = Rp 77.100,- 6. Solar Kebutuhan = 5,7004 ltr/jam Harga solar untuk industri = Rp. 4850,-/liter (PT.Pertamina, 009) Harga total = 90 hari 4 jam/hari 5,7004 ltr/jam Rp. 4850,-/liter = Rp.516.797.90,- Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama bulan (90 hari) adalah = Rp 1.74.775.8,-.. Kas..1. Gaji Pegawai Tabel LE.6 Perincian Gaji Pegawai

Jabatan Jumlah Gaji/bulan Jumlah Gaji/bulan (Rp) (Rp) Dewan Komisaris 1 1.000.000 1.000.000 Direktur 1 10.000.000 10.000.000 Staf Ahli 1 8.500.000 8.500.000 Sekretaris.000.000 4.000.000 Manajer Produksi 1 6.000.000 6.000.000 Manajer Teknik 1 6.000.000 6.000.000 Manajer Umum dan Keuangan 1 6.000.000 6.000.000 Manajer Pembelian dan Pemasaran 1 6.000.000 6.000.000 Kepala Seksi Proses 1 5.000.000 5.000.000 Kepala Seksi Laboratorium R&D 1 5.000.000 5.000.000 Kepala Seksi Utilitas 1 5.000.000 5.000.000 Kepala Seksi Mesin 1.000.000.000.000 Kepala Seksi Listrik 1.000.000.000.000 Kepala Seksi Instrumentasi 1.000.000.000.000 Kepala Seksi Pemeliharaan Pabrik 1.000.000.000.000 Kepala Seksi Keuangan 1 5.000.000 5.000.000 Kepala Seksi Administrasi 1.000.000.000.000 Kepala Seksi Personalia 1.000.000.000.000 Kepala Seksi Humas 1.000.000.000.000 Kepala Seksi Keamanan 1.500.000.500.000 Kepala Seksi Pembelian 1.000.000.000.000 Kepala Seksi Penjualan 1.000.000.000.000 Karyawan Produksi 49 1.500.000 7.500.000 Karyawan Teknik 0 1.500.000 0.000.000 Karyawan Umum dan Keuangan 1 1.500.000 19.500.000 Karyawan Pembelian dan Pemasaran 15 1.500.000.500.000 Dokter 1.000.000.000.000 Perawat 1.000.000.000.000 Petugas Keamanan 1 1.000.000 1.000.000 Petugas Kebersihan 10 800.000 8.000.000 Supir 5 1.000.000 5.000.000 Total 150 84.500.000 Total gaji pegawai selama 1 bulan = Rp 84.500.000,- Total gaji pegawai selama bulan = Rp 85.500.000,-... Biaya Administrasi Umum Diperkirakan 1 dari gaji pegawai = 0,01 Rp 85.500.000,- = Rp 8.55.000,-... Biaya Pemasaran Diperkirakan 1 dari gaji pegawai = 0,01 Rp 85.500.000,-

= Rp 8.55.000,-..4. Pajak Bumi dan Bangunan Dasar perhitungan Pajak Bumi dan Bangunan (PBB) mengacu kepada Undang-Undang RI No. 0 Tahun 000 Jo UU No. 1 Tahun 1997 tentang Bea Perolehan Hak atas Tanah dan Bangunan sebagai berikut: Yang menjadi objek pajak adalah perolehan hak atas tanah dan atas bangunan (Pasal ayat 1 UU No.0/00). Dasar pengenaan pajak adalah Nilai Perolehan Objek Pajak (Pasal 6 ayat 1 UU No.0/00). Tarif pajak ditetapkan sebesar 5% (Pasal 5 UU No.1/97). Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak ditetapkan sebesar Rp. 0.000.000,- (Pasal 7 ayat 1 UU No.1/97). Besarnya pajak yang terutang dihitung dengan cara mengalikkan tarif pajak dengan Nilai Perolehan Objek Kena Pajak (Pasal 8 ayat UU No.1/97). Maka berdasarkan penjelasan di atas, perhitungan PBB ditetapkan sebagai berikut : Wajib Pajak Pabrik Pembuatan Hidrogen Nilai Perolehan Objek Pajak - Tanah Rp 95.000.000,- - Bangunan Rp 5.091.00.000,- Total NJOP Rp 6.06.00.000,- Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak (Rp. 0.000.000,- ) Nilai Perolehan Objek Pajak Kena Pajak Rp 5.996.00.000,- Pajak yang Terutang (5% x NPOPKP) Rp. 99.815.000,- Tabel LE.7 Perincian Biaya Kas No. Jenis Biaya Jumlah (Rp) 1. Gaji Pegawai 85.500.000. Administrasi Umum 8.55.000. Pemasaran 8.55.000 4. Pajak Bumi dan Bangunan 99.815.000 Total 1.170.75.050.. Biaya Start-Up Diperkirakan 10 dari Modal Investasi Tetap (Timmerhaus et al, 004).

= 0,10 Rp104.408.860.1,- = Rp10.440.886.0,-.4. Piutang Dagang IP PD HPT 1 dimana: PD = piutang dagang IP = jangka waktu kredit yang diberikan (1 bulan) HPT = hasil penjualan tahunan Penjualan : 1. Harga jual Hidrogen = US$ 0 /kg (www.teknikal Repotl, 009) Produksi Hidrogen = 70.000 kg/tahun Hasil penjualan Hidrogen tahunan = (70.000 kg x US$ 0/kx Rp. 9455,-/US$ = Rp 16.15.110.000,- Piutang Dagang = 1 1 Rp 16.15.110.000,- = Rp 11.00.65.10,- Perincian modal kerja dapat dilihat pada tabel di bawah ini. Tabel LE.8 Perincian Modal Kerja No. Jumlah (Rp) 1. Bahan baku proses dan utilitas 1.74.775.8. Kas 1.059.65.050. Start up 10.440.886.0 4. Piutang Dagang 11.00.65.10 5.544.911.540 Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja = Rp104.408.860.1,- + Rp5.544.911.540,- = Rp 19.95.771.861,- Modal ini berasal dari: - Modal sendiri = 60 dari total modal investasi = 0,6 Rp19.95.771.861,- = Rp 8.97.6.117,- - Pinjaman dari Bank = 40 dari total modal investasi = 0,4 Rp19.95.771.861,- = Rp 55.981.508.744,-

. Biaya Produksi Total.1. Biaya Tetap (Fixed Cost = FC).1.1. Gaji Tetap Karyawan Gaji tetap karyawan terdiri dari gaji tetap tiap bulan ditambah bulan gaji yang diberikan sebagai tunjangan, sehingga (P) Gaji total = (1 + ) Rp 84.500.000,- = Rp.98.000.000,-.1.. Bunga Pinjaman Bank Bunga pinjaman bank adalah 15 % dari total pinjaman (Bank Mandiri, 009). Bunga bank (Q) = 0,15 Rp 55.981.508.744,- = Rp 8.97.6.1,-.1.. Depresiasi dan Amortisasi Pengeluaran untuk memperoleh harta berwujud yang mempunyai masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun harus dibebankan sebagai biaya untuk mendapatkan, menagih, dan memelihara penghasilan melalui penyusutan (Rusdji, 004). Pada perancangan pabrik ini, dipakai metode garis lurus atau straight line method. Dasar penyusutan menggunakan masa manfaat dan tarif penyusutan sesuai dengan Undang-undang Republik Indonesia No. 17 Tahun 000 Pasal 11 ayat 6 dapat dilihat pada tabel di bawah ini. Tabel LE.9 Aturan depresiasi sesuai UU Republik Indonesia No. 17 Tahun 000 Kelompok Harta Berwujud Bukan Bangunan 1.Kelompok 1. Kelompok. Kelompok Bangunan Permanen Masa tahun) 4 8 16 Tarif (%) 5 1,5 6,5 Beberapa Jenis Harta esin kantor, perlengkapan, alat perangkat/ tools industri. obil, truk kerja esin industri kimia, mesin industri mesin 0 5 ngunan sarana dan penunjang Sumber : Waluyo, 000 dan Rusdji,004 Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol. P L D n dimana: D = depresiasi per tahun P = harga awal peralatan L = harga akhir peralatan

n = umur peralatan (tahun) Tabel LE.10 Perhitungan Biaya Depresiasi sesuai UU RI No. 17 Tahun 000 Umur Komponen Biaya (Rp) (tahun) Depresiasi (Rp) Bangunan 5.091.00.000 0 54.565.000 Peralatan proses dan utilitas 47.88.11.140 16.955.507.571 Instrumentrasi dan pengendalian proses 4.98.90.104 4 1.074.70.06 Perpipaan 17.195.680.415 4 1.117.719.7 Instalasi listrik 4.98.90.104 4 1.074.70.06 Insulasi 4.98.90.104 4 1.074.70.06 Inventaris kantor.149.460.05 4 57.65.01 Perlengkapan keamanan dan kebakaran 1.89.676.01 4.419.007,8 Sarana transportasi.040.000.000 8 55.000.000 TOTAL 8.666.765.897 Semua modal investasi tetap langsung (MITL) kecuali tanah mengalami penyusutan yang disebut depresiasi, sedangkan modal investasi tetap tidak langsung (MITTL) juga mengalami penyusutan yang disebut amortisasi. Pengeluaran untuk memperoleh harta tak berwujud dan pengeluaran lainnya yang mempunyai masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun untuk mendapatkan, menagih, dan memelihara penghasilan dapat dihitung dengan amortisasi dengan menerapkan taat azas (UU RI Pasal 11 ayat 1 No. Tahun 000). Para Wajib Pajak menggunakan tarif amortisasi untuk harta tidak berwujud dengan menggunakan masa manfaat kelompok masa 4 (empat) tahun sesuai pendekatan prakiraan harta tak berwujud yang dimaksud (Rusdji, 004). Untuk masa 4 tahun, maka biaya amortisasi adalah 0 dari MITTL. sehingga : Biaya amortisasi = 0,0 Rp 15.476.11.7,- = Rp.095..475,- Total biaya depresiasi dan amortisasi (R) = Rp8.666.765.897,- + Rp.095..475,- = Rp 11.761.988.7,-.1.4. Biaya Tetap Perawatan 1. Perawatan mesin dan alat-alat proses

Perawatan mesin dan peralatan dalam industri proses berkisar sampai 0%, diambil 5% dari harga peralatan terpasang di pabrik (Timmerhaus et al, 004). Biaya perawatan mesin = 0,05 Rp 47.88.11.140,- = Rp.64.406.057,-. Perawatan bangunan Diperkirakan 5 dari harga bangunan (Timmerhaus et al, 004). Perawatan bangunan = 0,05 Rp 5.091.00.000,- = Rp 54.565.000,-. Perawatan kendaraan Diperkirakan 5 dari harga kendaraan (Timmerhaus et al, 004). Perawatan kendaraan = 0,05 Rp.040.000.000,- = Rp10.000.000,- 4. Perawatan instrumentasi dan alat kontrol Diperkirakan 5 dari harga instrumentasi dan alat kontrol (Timmerhaus et al, 004). Perawatan instrumen = 0,05 Rp 4.98.90.104,- = Rp 14.946.005,,- 5. Perawatan perpipaan Diperkirakan 5 dari harga perpipaan (Timmerhaus et al, 004). Perawatan perpipaan = 0,05 Rp 17.195.680.415,- = Rp 859.784.00,8,- 6. Perawatan instalasi listrik Diperkirakan 5 dari harga instalasi listrik (Timmerhaus et al, 004). Perawatan listrik = 0.05 Rp 4.98.90.104,- = Rp 14.946.005,,- 7. Perawatan insulasi Diperkirakan 5 dari harga insulasi (Timmerhaus et al, 004). Perawatan insulasi = 0,05 Rp 4.98.90.104,- = Rp 14.946.005,,- 8. Perawatan inventaris kantor Diperkirakan 5 dari harga inventaris kantor (Timmerhaus et al, 004). Perawatan inventaris kantor = 0,05 Rp.149.460.05,- = Rp 107.47.00,6,- 9. Perawatan perlengkapan kebakaran Diperkirakan 5 dari harga perlengkapan kebakaran (Timmerhaus et al, 004). Perawatan perlengkapan kebakaran = 0,05 Rp1.89.676.01,- = Rp.64.48.801,55,-

Total biaya perawatan (S) = Rp 4.97.549.898,-.1.5. Biaya Tambahan Industri (Plant Overhead Cost) Biaya tambahan industri ini diperkirakan 5 dari modal investasi tetap (Timmerhaus et al, 004). Plant Overhead Cost (T) = 0,05 x Rp 104.408.860.1,- = Rp 5.0.44.016,-.1.6. Biaya Administrasi Umum Biaya administrasi umum selama bulan adalah Rp 8.55.000,- Biaya administrasi umum selama 1 tahun (U) = 4 Rp 8.55.000,- = Rp 4.140.000,-.1.7. Biaya Pemasaran dan Distribusi Biaya pemasaran selama bulan adalah Rp 8.55.000,- Biaya pemasaran selama 1 tahun = 4 Rp 8.55.000,- = Rp 4.140.000,- Biaya distribusi diperkirakan 50 % dari biaya pemasaran, sehingga : Biaya distribusi = 0,5 x Rp 4.140.000,- = Rp 17.700.000,- Biaya pemasaran dan distribusi (V) = Rp.51.10.000,-.1.8. Biaya Laboratorium, Penelitan dan Pengembangan Diperkirakan 5 dari biaya tambahan industri (Timmerhaus et al, 004). Biaya laboratorium (W) = 0,05 x Rp 5.0.44.016,- = Rp 61.0.150,8,-.1.9. Hak Paten dan Royalti Diperkirakan 1% dari modal investasi tetap (Timmerhaus et al, 004). Biaya hak paten dan royalti (X) = 0,01 x Rp104.408.860.1,- = Rp 1.044.088.60.,-.1.10. Biaya Asuransi 1. Biaya asuransi pabrik. adalah 0,1 dari modal investasi tetap langsung (Asosiasi Asuransi Jiwa Indonesia-AAJI, 009). = 0,001 Rp104.408.860.1,- = Rp.667.467,-. Biaya asuransi karyawan. Premi asuransi = Rp. 51.000,-/tenaga kerja (PT. Prudential Life Assurance, 009)

Maka biaya asuransi karyawan = 150 orang x Rp. 51.000,-/orang = Rp. 5.650.000,- Total biaya asuransi (Y) = Rp 76.17.467,-.1.11. Pajak Bumi dan Bangunan Pajak Bumi dan Bangunan (Z) adalah Rp 99.815.000,- Total Biaya Tetap = P + Q + R + S + T + U +V + W + X + Y + Z = Rp 5.86.800.819,-.. Variabel..1. Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas Biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas tahunan Rp 1.74.775.8,- 00 = Rp1.74.775.8,- = Rp 4.054.458.58 90... Biaya Variabel Tambahan 1. Perawatan dan Penanganan Lingkungan Diperkirakan 1 dari biaya variabel bahan baku Biaya perawatan lingkungan = 0,01 Rp 4.054.458.58,- = Rp 40.544.585,8,-. Biaya Variabel Pemasaran dan Distribusi Diperkirakan 5 dari biaya variabel bahan baku Biaya variabel pemasaran = 0,01 Rp 4.054.458.58,- = Rp 40.544.585,8,- Total biaya variabel tambahan = Rp 841.089.171,6,-... Biaya Variabel Lainnya Diperkirakan 5 dari biaya tetap = 0,05 Rp 5.86.800.819,- = Rp1.791.40.041,- Total biaya variabel = Rp 4.845.798.6,- Total biaya produksi = Biaya Tetap + Biaya Variabel = Rp 5.86.800.819,- + Rp 4.845.798.6,- = Rp. 79.67.599.44,-

4. Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan 4.1. Laba Sebelum Pajak (Bruto) Laba atas penjualan = total penjualan total biaya produksi = Rp16.15.110.000 Rp79.67.599.44,- = Rp 56.479.510.558,- 4.. Pajak Penghasilan Berdasarkan UURI Nomor 17 ayat 1 Tahun 000, Tentang Perubahan Ketiga atas Undang-undang Nomor 7 Tahun 198 Tentang Pajak Penghasilan adalah (Rusjdi, 004): Penghasilan sampai dengan Rp 50.000.000,- dikenakan pajak sebesar 10. Penghasilan Rp 50.000.000,- sampai dengan Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 15. Penghasilan di atas Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 0. Maka pajak penghasilan yang harus dibayar adalah: - 10 Rp 50.000.000 = Rp 5.000.000,- - 15 (Rp100.000.000- Rp 50.000.000) = Rp 7.500.000,- - 0 (Rp.56.479.510.558 Rp 100.000.000) = Rp 16.91.85.167,- Total PPh = Rp 16.96.5.167,- 4.. Laba setelah pajak Laba setelah pajak = laba sebelum pajak PPh = Rp.56.479.510.558,- Rp 16.96.5.167,- = Rp 9.55.157.91,- 5. Analisa Aspek Ekonomi 5.1. Profit Margin (PM) Laba sebelum pajak PM = 100 total penjualan PM = Rp. 56.479.510.558 x 100% Rp16.15.110.000 = 41,48 % 5.. Break Even Point (BEP) Biaya Tetap BEP = 100 Total Penjualan Biaya Variabel Rp 9.55.157.91 Rp16.15.110.000 - Rp 4.845.798.6

BEP = x 100% = 4,84 % Kapasitas produksi pada titik BEP = 4,84 % x 70 ton/tahun = 08,448 ton/tahun Nilai penjualan pada titik BEP = 4,84 % x Rp 16.15.110.000, = Rp 58.7.56.94,- 5.. Return on Investment (ROI) ROI Laba setelah pajak = 100 Total modal investasi ROI = Rp 9.55.157.91 x 100% Rp. 19.95.771.861 = 8,6 % 5.4 Pay Out Time 1 (POT) POT = 0,86 x 1 tahun POT =,5 tahun 5.5. Return on Network (RON) Laba setelah pajak RON = 100 Modalsendiri RON = Rp 9.55.157.91 x 100% Rp 8.97.6.117 RON = 47,10 % 5.6. Internal Rate of Return (IRR) Internal rate of return merupakan presentase yang menggambarkan keuntungan rata - rata bunga pertahun dari semua pengeluaran dan pemasukan. Apabila IRR ternyata lebih besar dari bunga rill yang berlaku. maka pabrik akan menguntungkan. tetapi bila IRR lebih kecil dari bunga rill yang berlaku maka pabrik dianggap rugi. Untuk menentukan nilai IRR harus digambarkan jumlah pendapatan dan pengeluaran dari tahun ke tahun yang disebut Cash Flow. Untuk memperoleh cash flow diambil ketentuan sebagai berikut: - Laba kotor diasumsikan mengalami kenaikan 10 tiap tahun - Masa pembangunan disebut tahun ke nol - Jangka waktu cash flow dipilih 10 tahun - Perhitungan dilakukan dengan menggunakan nilai pada tahun ke 10 - Cash flow adalah laba sesudah pajak ditambah penyusutan. Dari Tabel LE.1, diperoleh nilai IRR = 45,4

Tabel LE.11 Data perhitungan BEP % Kapasitas Biaya tetap Biaya variabel Total biaya produksi Penjualan 0 10 0 0 40 50 60 70 80 90 100 5.86.800.819 0 5.86.800.819 0 5.86.800.819 4.84.579.86 40.11.80.681 1.615.11.000 5.86.800.819 8.769.159.75 44.595.960.544 7.0.4.000 5.86.800.819 1.15.79.587 48.980.540.406 40.845.6.000 5.86.800.819 17.58.19.449 5.65.10.68 54.460.844.000 5.86.800.819 1.9.899.1 57.749.700.11 68.076.055.000 5.86.800.819 6.07.479.174 6.14.79.99 81.691.66.000 5.86.800.819 0.69.059.06 66.518.859.855 95.06.477.000 5.86.800.819 5.076.68.898 70.90.49.717 108.91.688.000 5.86.800.819 9.461.18.761 75.88.019.580 1.56.899.000 5.86.800.819 4.845.798.6 79.67.599.44 16.15.110.000

harga (Rp) 160.000.000.000 140.000.000.000 10.000.000.000 100.000.000.000 80.000.000.000 60.000.000.000 40.000.000.000 0.000.000.000 - biaya tetap biaya variabel biaya produksi penjualan 0 10 0 0 40 50 60 70 80 90 100 kapasitas produksi (%) Gambar LE. 4 Grafik BEP

Tabel LE 1. Data Perhitungan IRR Thn Laba sebelum pajak Pajak Laba Sesudah pajak Depresiasi Net Cash Flow P/F pada i = 45% 0 - - - - -19.95.771.861 1 1 56.479.510.558 16.96.5.167 9.55.157.91 11.761.988.7 51.15.145.76 0,6897 6.17.461.614 18.60.78.484 4.506.7.10 11.761.988.7 55.68.711.50 0,4756 68.40.07.775 0.484.56. 47.855.645.44 11.761.988.7 59.617.6.815 0,80 4 75.174.8.55.54.768.566 5.69.459.987 11.761.988.7 64.401.448.59 0,6 5 8.691.651.408 4.789.995.4 57.901.655.986 11.761.988.7 69.66.644.58 0,1560 6 90.960.816.549 7.70.744.965 6.690.071.584 11.761.988.7 75.45.059.956 0,1076 7 100.056.898.04 9.999.569.461 70.057.8.74 11.761.988.7 81.819.17.115 0,074 8 110.06.588.04.001.76.407 77.061.11.617 11.761.988.7 88.8.99.989 0,051 9 11.068.846.86 6.0.154.048 84.765.69.778 11.761.988.7 96.57.681.150 0,05 10 1.175.71.509 9.95.19.45 9.40.51.056 11.761.988.7 105.00.500.48 0,04 IRR = 45 + 8.586.5.76 x (46 45) = 45,4% 8.586.5.76 ( 11.579.496.01)