Pra Rancangan Pabrik Glukosa Dari Molase

LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA Kapasitas produksi

:

1% × 85000 ton/tahun =

850 ton/tahun

Basis perhitungan

:

1 jam operasi

Satuan berat

:

kilogram (kg)

Kapasitas produksi

:

850

ton tahun

=

Komposisi bahan baku

×

1000 kg 1 hari tahun × × 1 ton 300 hari 24 jam

118 kg

:

Glukosa

:

21,7 %

Sukrosa

:

34,19 %

Air

:

26,49 %

Abu

:

17,62 %

Martoyo, T, 2002) ( Martoyo,

LA.1 FILTER PRESS I (FP-101)

Glukosa Sukrosa Air Abu

F3

F1 F2

Glukosa Sukrosa Air

Air Abu

Diharapkan semua abu dapat terpisah dari molase dan cake mengandung air sekitar 10 %. Asumsi bahan baku

=

445 kg

Glukosa

:

FG1 = FG3 = 21,7 % × 445 kg = 96,565 kg

Sukrosa

:

FS1 = FS3 = 34,19 % × 445kg = 152,145 kg

Air

:

FAir 1 = 26,49 % × 445kg = 117,880 kg FAir 2 = 10 % FAir 1 = 0,1 × 117,880 kg = 11,788 kg

FAir 1 = FAir 2 + FAir 3 FAir 3 = FAir 1 - FAir 2

= (117,880 – 11,788) kg = 106,092 kg

Abu

FAbu1 = FAbu2 = 17,62 % × 445 kg = 78,409 kg

:

LA.2 REAKTOR (R-101)

Air proses F4

Glukosa Sukrosa Air

F5

F3

Glukosa Air

Pada tangki mixer, sukrosa akan terhidrolisa sempurna membentuk glukosa. Reaksi hidrolisa : C12H22O11 + H2O

2C6H12O6

Sukrosa : FS3 = 152,145 kg NS3 =

152,145kg = 0,445 kmol kg 342 kmol

Berdasarkan stoikiometri 0,445 kmol sukrosa ekivalen dengan 0,445 kmol H 2O dan ekivalen dengan 0,890 kmol glukosa.

Air yang dibutuhkan untuk hidrolisa = 0,445 kmol × 18 kg = 8,010 kg Glukosa hasil hidrolisa

= 0,890 kmol × 180 kg = 160,20 kg

Glukosa pada alur 3, F G3

= 96,565 kg

Total glukosa FG5

= FG3 + glukosa hasil hidrolisa = (96,565 + 160,20) kg = 256,765 kg

FAir 1 = FAir 2 + FAir 3 FAir 3 = FAir 1 - FAir 2

= (117,880 – 11,788) kg = 106,092 kg

Abu

FAbu1 = FAbu2 = 17,62 % × 445 kg = 78,409 kg

:

LA.2 REAKTOR (R-101)

Air proses F4

Glukosa Sukrosa Air

F5

F3

Glukosa Air

Pada tangki mixer, sukrosa akan terhidrolisa sempurna membentuk glukosa. Reaksi hidrolisa : C12H22O11 + H2O

2C6H12O6

Sukrosa : FS3 = 152,145 kg NS3 =

152,145kg = 0,445 kmol kg 342 kmol

Berdasarkan stoikiometri 0,445 kmol sukrosa ekivalen dengan 0,445 kmol H 2O dan ekivalen dengan 0,890 kmol glukosa.

Air yang dibutuhkan untuk hidrolisa = 0,445 kmol × 18 kg = 8,010 kg Glukosa hasil hidrolisa

= 0,890 kmol × 180 kg = 160,20 kg

Glukosa pada alur 3, F G3

= 96,565 kg

Total glukosa FG5

= FG3 + glukosa hasil hidrolisa = (96,565 + 160,20) kg = 256,765 kg

Gula diencerkan hingga kadar gula mencapai 14% berat agar tidak menghambat aktivitas bakteri untuk berkembangbiak dan gula dapat terkonversi sempurna (E.Gumbira Sa’id, 1984)

14 % =

0,14

=

massa glukosa massa glukosa + massa air

× 100%

256,765 ×1 256,765 + x

35,947 + 0,14 x = 0,14 x =

256,765 256,765 – 35,947 220,818 0,14

x =

=

1577,271 kg

Massa air yang ditambahkan untuk mengencerkan glukosa hingga 14 % adalah : (1577,271 – 106,092) kg Total air pada alur 4, F Air 4

Air pada alur 5, F Air 5

=

1471,179 kg

=

air untuk hidrolisa + air untuk pengenceran – F Air 3

=

(8,010 + 1471,179 – 106,20) kg

=

1373,097 kg

=

FAir 3 + FAir 4 – air untuk hidrolisa

=

(106,092 + 1373,097 – 8,010) kg

=

1471,179 kg

Total substrat yang akan dihidrolisa adalah glukosa + sukrosa + air pada alur 4 : = (256,765 + 152,145 + 1373,097) kg = 1782,007 kg

LA.3 FERMENTOR (R-101) Saccharomyces 6

F

Glukosa Air

(NH4)2SO4 F7

H3PO4 F8

10

5

F

F

F9 CO2

Glukosa Etanol Air Saccharomyces

Pada fermentor, glukosa terkonversi 90 % membentuk etanol dan CO 2 Reaksi pembentukan etanol : C6H12O6

2C2H6O + 2CO2

90 %

Glukosa masuk pada alur 5 sebanyak 256,765 karena yang terkonversi 90 %, maka yang bereaksi hanya sebanyak : Glukosa pada alur 10, F G10

90 × 256,765 kg = 231,088 kg 100

=

0,1 FG5

=

0,1 × 256,765 kg

Glukosa yang bereaksi, N G5 =

231,088kg kg 180 kmol

=

=

25,676 kg

1,283 kmol

Berdasarkan stoikiometri 1,283 kmol glukosa ekivalen dengan 2,566 kmol etanol dan ekivalen dengan 2,566 kmol CO2 Etanol : FE10 =

2,566 kmol × 46 kg/kmol

= CO2

118,036 kg

: FCO29 =

2,566 kmol × 44 kg/kmol

=

112,904 kg

Air pada alur 10, FAir 10 Total substrat =

=

air pada alur 5

=

1471,944 kg

glukosa + air

=

FG5 + FAir 5

=

(256,765 + 1471,179) kg

=

1727,944 kg

Fermentasi menggunakan Saccharomyces Cerevisiae sebagai bakteri pengurai dan (NH4)2SO4 sebagai nutrisi untuk bakteri dan H 3PO4 digunakan untuk menurunkan pH (Wanto, 1980) Saccharomyces Cerevisiae

= 5 % total substrat

(NH4)2SO4

= 0,4 % total substrat (E.Gumbira Sa’id, 1984)

H3PO4

= 0,4 % total substrat 6

Saccharomyces : FSc =

5 % × total substrat

=

5 % × 1727,944 kg

=

86,397 kg

(Wanto, 1980)

(NH4)2SO4 : F(NH4)2SO47

H3PO4 : FH3PO48

=

0,4 % × total substrat

=

0,4 % × 1727,944 kg

=

6,911 kg

=

0,4 % × total substrat

=

0,4 % × 1727,944 kg

=

6,911 kg 10

Saccharomyces Cerevisiae keluar : FSc

=

FSc6 + F(NH4)2SO47 + FH3PO48

=

(86,397 + 6,911 + 6,911) kg

=

100,219 kg

LA.4 TANGKI PENAMPUNG II (T-102)

Glukosa Etanol F11 Air Saccharomyces


FG10

=

FG11

=

25,676 kg

FE10

=

FE11

=

118,036 kg

FAir 10 =

FAir 11 =

1471,179 kg

FSc10

FSc11

100,219 kg

=

Total substrat = = =

=

(25,676 + 118,.36 + 1471,179 + 100,219) kg 1715,110 kg 1715,110kg 4

=

428,777 kg

Lama dari waktu fermentasi adalah selama 36 jam, sedangkan hasil keluaran dari T-102 adalah 1715,110 kg. Sistem yang digunakan adalah secara kontinu maka setiap keluaran dari T-102 per jamnya akan dibagi menjadi empat yaitu sebanyak 428,777 kg. Hal ini dilakukan agar T-102 tidak akan mengalami kekosongan pada saat menunggu keluaran substrat berikutnya.

LA.5 FILTER PRESS II (FP-102)


F13 F12

Glukosa Etanol Air

Air Saccharomyces

Diharapkan keseluruhan Saccharomyces tersaring dan cake nya mengandung air 10%. Neraca massa glukosa : Glukosa masuk alur 11

=

glukosa keluar alur 13

FG11

=

25,676 kg

Etanol masuk alur 11

=

Etanol keluar alur 13

FE11

=

118,036 kg

=

FG13

Neraca massa etanol :

=

FE13

Neraca massa Saccharomyces : Saccharomyces masuk alur 11=

Saccharomyces masuk alur 12

FSc11

=

100,219 kg

=

0,1 × 1471,179 kg

=

147,117 kg

=

(1471,179 – 147,117) kg

=

1324,062 kg

=

FSc12

Neraca massa air : FAir 11 =

1471,179 kg

FAir 12 =

0,1 × FAir 11

FAir 13 =

FAir 11 - FAir 12

Total keluaran dari alur 13 adalah : Etanol

:

FE13

=

118,036 kg

Glukosa

:

FG13

=

25,676 kg

Air

:

FAir 13

=

1324,062 kg

Maka: F13

=

(118,036 + 25,676 + 1324,062) kg

=

1467,774 kg

Dari total keluaran dari alur 13 diatas maka diperoleh : XE13

=

XG13

=

XAir 13 =

118,036kg 1467,774kg 25,676kg 1467,774kg 1324,062 kg 1467,774kg

× 100% =

8,04 %

× 100% =

1,75%

× 100% =

90,21%

LA.6 KOLOM DESTILASI (KD-101) Vd

F15

K-101

Glukosa Etanol Air

F13

Ld

KD

D

Etanol Air

Vb

R-101

Lb

FC

PC

V-1

F16 B

Glukosa Etanol Air Neraca total : F13

=

F15 + F17

F13

=

1467,774 kg

F15

=

118,036 kg

F17

=

F13 - F15

=

(1467,774 - 118,036) kg

=

1349,738 kg

Neraca alur F15 : F15

=

118,036 kg

FE15

=

0,96 × 118,036 kg

=

113,315 kg

(118,036 – 113,315) kg

=

4,721 kg

FAir 15 =

Neraca alur F17 : F17

=

1349,738 kg

FE17

=

FE13 - FE15

=

(118,036 – 113,315) kg

=

FG13

=

25,676 kg

FG17

FAir 17 =

=

4,721 kg

F17 – ( FE17 + FG17 )

=

1349,738 – (4,721 + 25,676) kg

=

1319,341 kg

Perhitungan ratio refluks dengan metode Underwood : Data tekanan uap (Pa) Etanol

H2O

(KPa)

(KPa)

A

16,1952

16,5362

B

3423,53

3985,44

C

-55,7152

-38,9974

glukosa (Pa) 2,54410E+02 -3,14230E+04 0,00000E-01 -3,10060E+01 6,24170E-18

A B C D E

(Reklaitis, 1983) Persamaan tekanan uap : Untuk etanol dan H2O : ln Pa = A – B/(C+T)

(Reklaitis, 1983)

: ln(P) = A + B/(T) + C ln T + DTE

Untuk glukosa

Neraca massa molar pada menara destilasi Neraca massa molar pada menara destilasi dapat dilihat pada table berikut :

Laju

Umpan (alur 13) F (kg)

Destilat (alur 15)

N (kmol)

F (kg)

Bottom (alur 17)

N (kmol)

Xi

F (kg)

N (kmol)

yi

Xi

Komp Etanol

118,036

2,562

0,0336

113,315

2,459

0,9037

4,721

0,102

0,0014

H2 O

1324,062

73,477

0,9645

4,721

0,262

0,0963

1319,341

73,215

0,9967

Glukosa

25,676

0,142

0,0019

0

0

0

25,676

0,142

0,0019

Σ

1467,774

76,181

1

118,036

2,721

1349,738

73,459

1

1

Titik didih umpan masuk : Titik didih umpan masuk : dew point Dew point destilat :

T

=

354,14oK

P

=

100 KPa

Komponen

yi

Pa (KPa)

ki

yi/ki

αi

Etanol

0,9037

112,527504

1,12527504

0,8031021

2,3012745

H2 O

0,0963

48,897905

0,48897905

0,1969191

1

1

Σ

Syarat Σxi = Σ Oleh karena Σ

yi ki yi ki

1,0000212

=1 mendekati 1, maka dew point destilat adalah 354,14oK.

Bubble point bottom :

T

=

370,23oK

P

=

100 KPa

Komponen

Xi

Pa (KPa)

ki

ki.xi

αi

Etanol

0,0014

202,367279

2,02367279

0,0028331

2,2390088

H2 O

0,9967

90,382529

0,90382529

0,9008427

1

Glukosa

0,0019

138,529732

1,38529732

0,0026321

0,6524414

1

Σ

0,9063081

Syarat Σyi = Σ ki.xi = 1 Oleh karena Σ ki.xi mendekati 1 maka bubble point bottom adalah 370,23oK.

• Refluks minimum destilat (R DM) R DM + 1

=

Σ

α i

. xdi

α i

−Φ

;1–q=Σ

α i

. xfi

α i

−Φ

(Geankoplis, 1997)

Umpan masuk adalah cairan pada titik didihnya maka q = 1 Sehingga : Σ

α i

. xfi

α i

−Φ

=0

Suhu yang digunakan pada perhitungan adalah suhu relatif, T=

T dew

− T bubble 2

=

354,14 + 370,23 2

= 362,185oK

Trial nilai Φ : Φ = 2,17705 Komponen

xfi

αi

Etanol

0,0336

H2O

0,9645

Glukosa

0,0019

α i

. xfi

α i

−Φ

. xfi

α i

−Φ

0,8201822 1

-0,8194218

0,490278

-0,0005523

1

Σ

Oleh karena Σ

2,2700458

α i

0,0002081

= 0, maka Φ = 2,17705

Menghitung Rd : Komponen

Xid=yid

Pa(362,185)

ki

αi

KPa

. xdi

α i

−Φ

Etanol

0,9037

152,078981

1,52078981

2,2700458

22,0594952

H2O

0,0963

66,9937948

0,66993748

1

-0,0818147

1

Σ

R DM + 1 = Σ

α i

. xdi

α i

−Φ

21,9776805

R DM + 1 = 21,9776805 R DM = 21,9776805 – 1 = 20,9776805 R D

α i

= 1,5 . R DM = 1,5 . 20,9776805 = 31,4665

Neraca disekitar kondensor pada menara destilasi: Data : R D

=

31,4665

Ket:

Vd = uap destilat Ld = liquid destilat F = Feed (umpan) D = Destilat

B = Bottom

Komposisi pada tiap alur (Vd, Ld, F) adalah sama. Rd = Ld / D

(Geankoplis, 1997)

D = N15 Ld = 31,4665 · 2,721 = 85,619 kmol Vd = F14 = D = Ld + D = 85,619 + 118,036 = 88,340 kmol

Neraca Komponen Alur Ld : Neraca komponen alur Ld dapat dilihat pada tabel berikut: Komponen

N (kmol) 77,374 8,245 85,619

xi

EtOH H2O

0,9037 0,0963 1

Σ

Neraca Komponen Alur Vd (F14): FE14

= LdetOH + FE15 = 3564,62 + 113,315 = 3677,94 kg

FAir 14 = LdH2O + FAir 15 = 148,57+ 4,721 = 153,29 kg Vd

= FE14 + FAir 14 = (3677,94 + 153,29) kg = 3831,23 kg

Neraca disekitar reboiler pada menara destilasi: Keterangan : Lb

:

Liquid bottom

Vb

:

Vapour bottom

B

:

bottom

F (kg) 3564,62 148,57 3713,19

Komposisi pada tiap alur (Lb, Vb, B) adalah sama. Lb = Ld + qF

(Geankoplis, 1997)

Lb = Ld + F 13 Lb = (3713,19 + 1467,774) kg = 5180,964 kg Lb = F16 = 5180,964 kg Vb = Lb – B = Vd = 3831,23 kg Neraca komponen F16 (Lb) : F16

=

5180,964 kg

FE16

=

0,003498 × 5180,964 =

18,123 kg

FAir 16

=

0,977479 × 5180,964 =

5064,283 kg

FG16

=

0,019023 × 5180,964 =

98,557 kg

Neraca komponen Vb : Vb

=

3831,23 kg

VbE

=

0,003498 × 3831,23

=

13,401 kg

FAir

=

0,977479 × 3831,23

=

3744,946 kg

FG

=

0,019023 × 3831,23

=

72,881 kg

LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA PANAS

Basis perhitungan

: 1 jam operasi

Satuan operasi

: kkal/jam

Temperatur referensi : 25 0C

Perhitungan neraca panas ini menggunakan rumus-rumus perhitungan dan data-data sebagai berikut: Perhitungan Panas Bahan Masuk (Q in) dan Keluar (Qout)

Q = ∫ mi ⋅ Cpi dT

.... (1)

T ⎡ BP ⎤ Q = N i ⎢ ∫ Cpl i dT + Δ H VL + ∫ Cpg i dT ⎥ BP ⎣298 ⎦

(Reklaitis, 1983)

…. (2)

Keterangan : Persamaan 2 di atas, merupakan perhitungan panas bahan yang disertai perubahan fasa ( phase transition)

Perhitungan Panas Reaksi

Q

0 = Δ H = Δ H R0 + Δ H 298 + Δ H P 0

(Smith, 2001)

.... (3)

dimana:

⎛ ⎞ ⎛ ⎞ 0 Δ H 298 = ⎜ ∑ vi Δ H fi0 ⎟ − ⎜ ∑ vi Δ H fi0 ⎟ ⎝ i ⎠ produk ⎝ i ⎠ reak tan ⎛ ⎞ Δ H R0 = ⎜ ∑ ni (Cpi ) H ⎟(298 − T ) ⎝ i ⎠ ⎛ ⎞ Δ H P 0 = ⎜ ∑ ni (Cpi ) H ⎟(T − 298) ⎝ i ⎠ Data kapasitas Panas, Panas laten, dan Panas Pembentukan Tabel LB.1 Kapasitas Panas Gas, Cpg T°K = a + bT + cT 2 + dT3 + eT4 [ J/mol°K ] Komponen Air Ethanol

A 3.40471E+01 1.76907E+01

B -9.65064E-03 1.49532E-01

C 3.29983E-05 8.94815E-05

D -2.04467E-08 -1.97384E-07

E 4.30228E-12 8.31747E-11

2

⎡ C ⎤ ⎡ E ⎤ T T ⎥ ⎢ ⎥ + D ⎢ Tabel LB.2 Kapasitas Panas Gas, Cp = A + B ⎢ sinh C ⎥ ⎢ cosh E ⎥ T ⎦ T ⎦ ⎣ ⎣ Komponen glukosa sukrosa

A 1.09E+05 7.85E+04

B 2.08E+05 1.80E+05

C -7.28E+02 1.54E+03

D 1.32E+05 1.28E+05

2

E -2.46E+03 700.30

Tabel LB.3 Kapasitas Panas Liquid , Cpl T°K = a + bT + cT 2 + dT3 [ J/mol°K ] Komponen Air Ethanol

a 1.82964E+01 -3.25137E+02

b 4.72118E-01 4.13787

c -1.33878E-03 -1.40E-02

d 1.31424E-06 1.70E-05

Tabel LB.4 Kapasitas Panas Liquid, Cpl = a+bT+cT^2+dT^3 (J/kmol K) Komponen sukrosa glukosa

A 6.11E+04 1.55E+05

B 5.03E+02 0

C 0 0 2

Tabel LB.5 Panas Laten Δ H VL = A(1 − T r ) B + CT r + DT r Komponen sukrosa Air Etanol glukosa

a 1.04E+08 5.21E+07 5.69E+07 8.03E+07

B 3.85E-01 3.20E-01 0.3359 4.09E-01

D 0 0

+ ET r 3 (J/kmol)

C

D

-2.12E-01

2.58E-01

Tabel LB.6 Panas Reaksi Pembentukan ( ΔHf o ) Komponen sukrosa glukosa air etanol

ΔHf 0 -1.274E+09 -301215.2 -68317.4 -56120.00

Satuan J/kmol kcal/kmol kcal/kmol kcal/kmol

(Hougen, 1960) (Hougen, 1960) (Hougen, 1960) (Reklaitis, 1983)

Tc 675 647.35 513.92 588

Perhitungan neraca panas pada masing-masing unit: LB.1

TANGKI PENCAMPURAN (M-101)

Air proses F4 T = 40oC

Glukosa Sukrosa Air

F5

F3

Glukosa Air T = 40oC

o

T = 25 C P = 1 atm

Neraca panas masuk ke tangki mixer : Qin

= m Cp ΔT = m Cp (T masuk – Treferensi) = m Cp (298 – 298) K

Neraca panas masuk ke tangki mixer : Komponen

m (kg)

n (kmol)

ΔT (K)

Cp

Q = m Cp ΔT

(kkal/kg.K)

(kkal)

Glukosa

96,565

0,536

0

547,740

0

Sukrosa

152,145

0,445

0

540,747

0

Air

106,092

5,887

0

1,0002

0

Σ

0

Jadi panas yang masuk pada tangki mixer = 0 kkal/jam. Contoh perhitungan untuk mencari Q glukosa berdasarkan data-data pada tabel di atas : Qin

= m Cp ΔT = 96,565 kg × 547,740 kkal × (298 – 298) K kg . K = 0 kkal

Neraca panas keluar tangki mixer : Qout

= m Cp ΔT = m Cp (Tkeluar - T referensi) = m Cp (313 – 298) K

Neraca panas keluar tangki mixer : Komponen

m (kg)

n (kmol)

ΔT (K)

Cp

Q = m Cp ΔT

(kkal/kg.K)

(kkal)

Glukosa

256,765

1,425

15

547,740

2109606,917

Air

1471,179

81,641

15

1,0002

22072,098 2131679,015

Σ

Jadi panas keluar tangki mixer : 2131679,015 kkal. Reaksi : C12H22O11 + H2O

2C6H12O6

n = 0,445 kmol

(Lampiran A-2)

= ΔHf produk – ΔHf reaktan

ΔHr (298K)

= ΔHf C6H12O6 - { ΔHf C12H22O11 + ΔHf H2O} = 2(-673000) - { (-1349000) + (-57800) } = 60800 kkal/kmol = 0,445 kmol × 60800 kkal kmol

n ΔHr (298K)

= 27056 kkal Sehingga

dQ dt

= n ΔHr (298K) + Qout + Qin = (27056 + 2131679,015 + 0) kkal = 2158735,015 kkal

Sumber panas yang digunakan berasal dari listrik. dQ dt

= 2158735,015 kkal

Waktu yang diperlukan untuk melakukan proses mixing hanya 1 jam, sehingga dianggap bahwa : dQ dt

Ket

= 2158735,015 kkal

:

=

35978916,92 kal

=

2508990,022 W

=

2508,99 kW

1W

=

14,340 kal/menit

1 hp

=

0,74570 Kw

1 kal/g =

4,185 kJ/kg.K

=

3363,610 hp

(Geankoplis, 1987)

LB.2 REAKTOR FERMENTOR (R-101) (NH4)2SO4 Saccharomyces

F6

Glukosa Air

8

7

H3PO4

F

F

Air pendingin

T =25oC

Glukosa Etanol F o Air T =30 C Saccharomyces 10

5

F

R-101

T =40oC

Air pendingin bekas

F9

T =40oC

CO2

Neraca panas masuk reaktor fermentor : Qout

= m Cp ΔT = m Cp (T masuk - T referensi) = m Cp (313 – 298) K

Neraca panas masuk reaktor fermentor : Komponen

m (kg)

n (kmol)

ΔT (K)

Cp

Q = m Cp ΔT

(kkal/kg.K)

(kkal)

Glukosa

256,765

1,425

15

547,740

2109606,917

Air

1471,179

81,641

15

1,0002

22072,098 2131679,015

Σ

Jadi panas keluar tangki mixer

=

panas masuk reaktor fermentor

=

2131679,015 kkal.

Reaksi : C12H22O11 + H2O Neraca panas keluaran reaktor fermentor : Qout

= m Cp ΔT = m Cp (Tkeluar – T referensi) = m Cp (303 – 298) K

2C6H12O6

Neraca panas keluaran reaktor fermentor : Komponen

m (kg)

n (kmol)

ΔT (K)

Cp

Q = m Cp ΔT

(kkal/kg.K)

(kkal)

Glukosa

25,676

0,142

5

547,740

70318,861

etanol

118,036

2,562

5

0,535

315,746

Air

1471,944

81,684

5

1,0002

7361,192

CO2

112,904

2,565

5

21,061

11889,355 89885,154

Σ

Jadi panas keluaran fermentor : 89885,154 kkal. Reaksi fermentasi : C6H12O6

2C2H6O + 2CO2

n = 1,283 kmol/jam ΔHr (298K)

(Lampiran A-4)

= ΔHf produk – ΔHf reaktan = { 2ΔHf C2H6O + 2ΔHf CO2} - ΔHf C6H12O6 = { 2(-56120) + 2(-94052) } - (-673000) } = 372656 kkal/kmol = 1,283 kmol × 372656 kkal kmol

n ΔHr (298K)

= 478117,648 kkal Sehingga

dQ dt

= n ΔHr (298K) + Qout + Qin = (478117,648 + 89885,154 + 2131679,015) kkal = 2699681,817 kkal

Untuk menjaga agar temperatur operasi konstan, maka butuh air pendingin : Tin = 25oC = 298oK Tout = 40oC = 313oK dQ

Maka :

m=

dt 313

∫ Cp H O dT 2

298

=

2699681,817 1,0002(313 − 298)

= 179942,799 kg

LB.3 KONDENSOR (K-101)

Perhitungan panas bahan masuk dan keluar : Panas bahan masuk kondensor Komponen

F14 = Vd (kg)

∫ Cpl dT + ΔHvl + ∫ Cpv dT

Q (kkal)

(kJ/kg) Air

153,29

2719,043

99618,093

Etanol

3677,94

1088,658

956983,462 1056601,555

Σ

Panas bahan keluar (alur Ld) kondensor Komponen


Ld (kg)

Q (kkal)

(kJ/kg) Air

148,57

235,102

8348,256

Etanol

3564,62

1069,914

919439,933 927788,189

Σ

Panas bahan keluar (alur D) kondensor Komponen

F15 = D (kg)


Q (kkal)

(kJ/kg) Air

4,721

235,102

265,276

Etanol

113,315

1069,914

28976,411

Σ

ΔQout =

=

QLd + QD 957029,876 kkal

29241,687

Menghitung kebutuhan air pendingin : QC

mC

=

Qin - Qout

=

99571,679 kkal

=

6636,784 kg

LB.4 REBOILER (R-101)

Perhitungan panas bahan masuk dan keluar : Panas bahan masuk reboiler Komponen


F16 = Lb (kg)

Q (kkal)

(kJ/kg) Air

5064,283

283,532

343185,059

Etanol

18,123

142,519

617,322

Glukosa

98,557

125,529

2956,922 346759,303

Σ

Panas bahan keluar (alur Vb) reboiler Komponen


Vb (kg)

Q (kkal)

(kJ/kg) Air

3744,946

303,080

271275,868

Etanol

13,041

1096,331

3417,125

Glukosa

72,881

132,523

2308,415

Σ

277001,408

Panas bahan keluar (alur B) reboiler Komponen

F16 = Lb (kg)


Q (kkal)

(kJ/kg) Air

1319,341

283,532

89406,164

Etanol

4,721

1088,658

1228,383

Glukosa

25,676

125,529

770,335

Σ

ΔQout =

=

QVb + QB 368406,29 kkal

Menghitung kebutuhan steam : Qh

mh

=

Qout - Qin

=

21646,987 kkal

=

216,426 kg

91404,882

LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT

LC.1 Tangki Penyimpanan Molase (T-101)

Jenis sambungan

: Single-welded butt joint

Kondisi penyimpanan : T = 25oC, P = 1 atm Laju alir bahan

:445 kg/jam

Densitas bahan

:

Komponen

xi

ρ (kg/m3)

Glukosa

0,2170

1180

Sukrosa

0,3419

1514

Air

0,2649

998

Abu

0,1762

1395,5

Σ

1,0000

Untuk menentukan densitas campuran digunakan persamaan berikut : ρcamp

=

Σ ρcamp

=

1 ............................................................................ (1) xi ρ i

1 0,2170 0,3419 0,2649 0,1762 + + + 1180 1514 998 1395,5

= 1248,439 kg/m3 = 77,94 lbm/ft 3

1. Menentukan ukuran tangki

a. Volume Tangki, V T

Volume bahan, V =

F

=

ρ camp

445 kg 1248,439 kg / m

3

= 0,3564 m3

Faktor keamanan, fk = 20 % Volume tangki, VT = ( 1 + fk ) × 0,3564 = 0,4277 m3 b. Diameter Tangki, D T dan Tinggi Tangki, H T

Direncanakan : - . tinggi silinder : diameter ( H s : D) - . tinggi head : diameter ( H h : D)

=1:2 =1:4

• Volume silinder : V S

= =

• Volume tutup : Vh

= =

Volume tangki, V T

π

4 π

4 π

3 π

6

D2 Hs D2 (

(Brownell, 1959)

1 D) = 0,3925 D3 2

R 2 Hh D2 (

(Brownell, 1959)

1

D) = 0,1308 D3

4

= VS + Vh = 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D3

1

DT =

1

⎛ V T ⎞ ⎛ 0,4277 ⎞ 3 ⎜ ⎟ = ⎜ ⎟ = 0,9350 m 0 , 5233 0 , 5233 ⎝ ⎠ ⎝ ⎠ 3

Untuk desain digunakan :

• Diameter tangki

= 0,9350 m

• Tinggi silinder, H S = 0,5 × D • Tinggi head, Hh

=

1 4

= 0,4675 m

×D

Jadi total tinggi tangki, H T

= 0,2337 m

=

HS + Hh

= 0,7012 m

2. Tebal Sheel dan Tutup Tangki

a. Tebal Shell

t=

P . R S . E − 0,6 P

+ n.c

( Brownell, 1959)

dimana : t

= tebal shell (in)

c = faktor korosi = 0,0125/tahun

R

= jari-jari dalam tangki (in)

n = umur tangki = 15 tahun

P

= tekanan design (psi)

S

= allowable stress = 17500 psi

E

= joint efficiency = 0,9

Tekanan hidrostatis, P hs = 14,7 +

ρ ( H S

− 1)

144

(Brownell, 1959)

= 14,7 +

77,94(1,5337 − 1) 144

Faktor keamanan

= 10 %

Tekanan desain, Pd

= 1,1 × Phs = 16,5 psi

= 15 psi

⎛ 3,0675 ⎞ ⎟ 2 ⎠ ⎝ + 15 × 0,0125 = 17500(0,9) − 0,6(16,5) 16,5⎜

Tebal shell, t

= 0,189 in Digunakan tebal shell standart 3/16 in. b. Tebal tutup

Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama = 3/16 in.

LC.2 Reaktor (R-101)

Jenis sambungan



:1782,007 kg/jam

Densitas bahan

:

Tabel LC.2 Komponen bahan dalam reaktor Komponen

Massa (kg)

Volume (m3)

xi

ρ (kg/m3)

Glukosa

96,565

0,0818

0,054

1180

Sukrosa

152,145

0,1005

0,085

1514

Air

1533,297

1,5364

0,860

998

Σ

1782,007

1,7187

0,999

Densitas campuran, ρcamp Laju volumetrik, Vo = 1,7187 m3 = 61,3821 ft3 ρcamp

=

Σ ρcamp

=

1 ............................................................................ (1) xi ρ i

0,054 1180

+

1 0,085 1514

+

0,860 998

= 1036,8342 kg/m3 = 64,7273 lbm/ft3



Faktor keamanan, fk = 20 % Volume tangki, VT = ( 1 + fk ) × V VT = ( 1 + fk ) × 1,7187 = 2,0624 m3

b. Diameter Tangki, D T dan Tinggi Tangki, H T

Direncanakan : - . tinggi silinder : diameter ( Hs : D)

=1:2

- . tinggi head : diameter ( Hh : D)

• Volume silinder : VS

= =


= =

Volume tangki, VT

π

4 π

4 π

3 π

6

=1:4

D2 Hs D2 (

1 2

(Brownell, 1959) D) = 0,3925 D3

R 2 Hh D2 (

1 4

(Brownell, 1959) D) = 0,1308 D3

= VS + Vh = 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D3

1

DT =

1

⎛ V T ⎞ ⎛ 2,0624 ⎞ 3 ⎜ ⎟ = ⎜ ⎟ = 1,5788 m 0 , 5233 0 , 5233 ⎝ ⎠ ⎝ ⎠ 3


• Diameter tangki

= 1,5788 m

• Tinggi silinder, HS = 0,5 × D • Tinggi head, Hh

=

1 4

Jadi total tinggi tangki, HT

×D =

= 0,7894 m = 0,3947 m HS + Hh

= 1,1841 m


a. Tebal Shell

t=

P . R S . E − 0,6 P

+ n.c

( Brownell, 1959)

dimana : t

= tebal shell (in)


R



P


S


E


Tekanan hidrostatis, Phs = 14,7 +

ρ ( H S

= 14,7 +

− 1)

144 64,7273( 2,5899 − 1) 144

Faktor keamanan

= 20 %

Tekanan desain, Pd

= 1,2 × Phs = 18,492 psi

(Brownell, 1959) = 15,41 psi

⎛ 5,1797 ⎞ ⎟ 2 ⎠ ⎝ = + 15 × 0,0125 18750(0,9) − 0,6(18,492) 18,492⎜

Tebal shell, t

= 0,18 in Digunakan tebal shell standart 3/16 in.

b. Tebal tutup


3. Tenaga pengaduk

Jenis pengaduk yang digunakan adalah propeller Da Dt

Dt

= 0,3

W Da

=

1

L

5

Da

= diameter tangki

=

1

Dt

4

E

=4

= 1,5788 m

Da = diameter pengaduk = 0,3 × Dt =

1

W

= lebar pengaduk

L

= panjang daun pengaduk

5

Da =

= 0,4736 m = 0,0947 m

1 4

Da= 0,1184 m

(Geankoplis, 1997)

E

P

= jarak pengaduk dari dasar tangki

=

K T × n 3 × Da

5

=

1 4

Dt = 0,3947 m

× ρ m

gc × 550

Dimana :

P

K T

= konstanta pengaduk

= 6,3

n

= kecepatan pengaduk

= 25 rpm

Da

= diameter pengaduk

= 1,5540 ft

ρm

= densitas bahan

= 64,7273 lbm/ft3

gc

= konstanta gravitasi

= 32,2 lbm ft / lbf det2

= 0,4166 rps

6,3 × 0,41663

× 1,5540 5 × 64,7273 = 0,015 hp 32,2 × 550

=

Effisiensi motor

= 75 %

Daya aktual, Pa

=

0,015 0,75

= 0,02 hp

4. Menentukan ukuran dan putaran koil

Koefisien perpindahan panas pada tangki pengaduk dengan menggunakan koil : hi = j

k D j

⎛ c

⎞ ⎜ ⎟ ⎝ k ⎠ μ

1

3

⎛ μ b ⎞ ⎜⎜ ⎟⎟ ⎝ μ w ⎠

0 ,14

(Prabhudesai, 1984)

dimana : hi

= koefisien perpindahan panas, Btu/jam ft2 F

j

= konstanta yang berhubungan be rhubungan dengan denga n bilangan Reynold

c

= panas spesifik

μ

= viskositas, lb/ft jam

k

= konstanta panas, Btu/jam ft F

ρ

= densitas, lb/ft3

Data : Densitas campuran, ρcamp

= 64,7273 lbm/ft3

Viskositas campuran, μcamp

= 2,7416 lb/ft

Konduktivitas panas campuran, k camp camp

= 0,3047 Btu/ft jam F

Panas spesifik campuran, Cpcamp L

= 0,3885 ft

Dj

= 5,1791 ft

N

= 25 rpm NRe

=

= 0,9209 Btu/lb F

= 1500 rph L3 N ρ

0,3885 3

=

× 1500 × 64,7273 2,7416

μ

= 2076,5755

Dari gambar 20.2 Kern 1960 diperoleh j = 100

⎛ c μ ⎞ ⎜ ⎟ ⎝ k ⎠ ⎛ μ b ⎞ ⎜⎜ ⎟⎟ ⎝ μ w ⎠ hi

1

3

1

⎛ 0,9209 × 2,7416 ⎞ 3 =⎜ ⎟ = 2,0221 0 , 3047 ⎝ ⎠

0 ,14

=1

= 100 ×

0,3047 5,1797

= 11,8951 Btu/jam ft2 F

× 1 × 2,0221

Bahan untuk koil adalah IPS 1 in, sch 40 OD

= 1,32 in

= 0,109 ft

ID

= 1,049 in

= 0,087 ft

• Koefisien perpindahan panas untuk steam, ho ho

= =

OD ID

× hi

0,109 0,087

× 11,8951

= 14,9030 Btu/jam ft2 F

• Koefisien menyeluruh bersih, Uc Uc

=

hi hi

× ho 11,8951 × 14,9030 = = 6,6151 Btu/jam ft2 F + ho 11,8951 + 14,9030

Asumsi R d = 0,005 ; hd =

1 Rd

=

1 0,005

= 200 Btu/jam ft2 F

• Koefisien menyeluruh desain, UD UD =

× hd 6,6151 × 200 = = 6,4033 Btu/jam ft2 F 6,6151 + 200 U C + hd U c i

Panas yang dibutuhkan ; Q

= 863,271 kkal = 3423,505 Btu

T1

= 40oC

= 104oF

T2

= 25oC

= 77oF

Luas permukaan perpindahan panas pada koil, A A

=

Q U D

× ΔT

2625819,647

=

6,4033 × 27

= 151,878 ft2

external surface IPS 1 in sch 40 = 0,344 ft2/ft jika diameter helix ( D satu putaran put aran ), DH Luas permukaan tiap 1 putaran, A p

= π × 4 × 0,344 = 4,321 ft2

Maka jumlah putaran yang dibutuhkan :

Panjang koil

=

A

= 4 ft

A A p

=

151,878 4,321

= 35,148=35 putaran

= 441,506 = 442 ft

external surface

LC.3 Fermentor (R-102)

Jenis sambungan



:1727,944 kg/jam

Densitas campuran

:

ρcamp

=

1 0,054 1180

+

0,860

= 1025,635 kg/m3 = 64,0281 lb/ft3

998

Laju volumetrik, Vo =

m

=

ρ

1727,944 1025,635

= 1,6847 m3


a. Volume Tangki, V T T

Faktor keamanan, fk = 20 % Volume tangki, VT = ( 1 + fk ) × V VT = ( 1 + fk ) × 1,6847 = 2,0216 m3 b. Diameter Tangki, D T dan Tinggi Tangki, H T T

Direncanakan : - . tinggi silinder : diameter ( Hs : D) - . tinggi head : diameter ( Hh : D)


=

π

4

D2 Hs

=1:2 =1:4 (Brownell, 1959)

=


= =

Volume tangki, VT

π

D2 (

4 π

3 π

6

1 2

D) = 0,3925 D3

R 2 Hh D2 (

(Brownell, 1959)

1

D) = 0,1308 D3

4

= VS + Vh = 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D3

1

DT =

1

⎛ V T ⎞ ⎛ 2,0216 ⎞ 3 = ⎜ ⎟ ⎜ ⎟ = 1,5684 m 0 , 5233 0 , 5233 ⎝ ⎠ ⎝ ⎠ 3


• Diameter tangki

= 1,5684 m


=

1 4

= 0,7842 m

×D


= 0,3921 m

= HS + Hh

= 1,1763 m


a. Tebal Shell

t=

P . R S . E − 0,6 P

+ n.c

( Brownell, 1959)

dimana : t

= tebal shell (in)


R



P


S


E


Tekanan hidrostatis, Phs = 14,7 + = 14,7 +

ρ ( H S

− 1)

144 64,0281( 2,5728 − 1) 144

(Brownell, 1959) = 15,39 psi

Faktor keamanan

= 20 %

Tekanan desain, Pd

= 1,2 × Phs = 18,468 psi

⎛ 61,7479 ⎞ ⎟ 2 ⎠ ⎝ = + 15 × 0,0125 18750(0,9) − 0,6(18,468) 18,468⎜

Tebal shell, t

= 0,22 in Digunakan tebal shell standard 1/4 in. b. Tebal tutup


3. Tenaga pengaduk

Jenis pengaduk yang digunakan adalah propeller Da Dt

Dt

= 0,3

W Da

=

1

L

5

Da

= diameter tangki

=

1

Dt

4

E

=4

(Geankoplis, 1997)

= 1,5684 m

Da = diameter pengaduk = 0,3 × Dt =

1 Da 5

W

= lebar pengaduk

L

= panjang daun pengaduk

E

= jarak pengaduk dari dasar tangki

P

K T × n 3 × Da × ρ m = gc × 550

=

= 0,4705 m = 0,0941 m

1 Da= 0,1176 m 4 =

1 Dt = 0,3921 m 4

5

Dimana :

P

K T

= konstanta pengaduk

= 6,3

n

= kecepatan pengaduk

= 35 rpm

Da

= diameter pengaduk

= 1,5437 ft

ρm

= densitas bahan

= 64,0281 lbm/ft 3

gc

= konstanta gravitasi

= 32,2 lbm ft / lbf det 2

=

6,3 × 0,58333

× 1,5437 5 × 64,0281 = 0,0396 hp 32,2 × 550

= 0,5833 rps

Effisiensi motor

= 75 %

Daya aktual, Pa

=

0,0396 = 0,053 hp 0,75

Perancangan jaket sebagai penahan reaksi eksoterm, desain jaket yang dinginkan sesuai dengan bentuk tangki yang diletakkan di sekeliling tangki.

R2

R1

Massa air pendingin yang dibutuhkan, m = 179942,799 kg 3

ρair = 998 kg/m

waktu tinggal air pendingin ; 10 menit

• Penentuan volume jaket, Vj Vj

=

air pendingin ρ

×

10 3 menit = 29,93 m 60

• Penentuan R 1 Vj

=

29,93 = R 1

π

× R1 2 − π ( R2 + t p )2 × H s

π

× R1 2 − π (0,7842 + 0,0053)2 × 0,7842

= 3,5747 m

• Penentuan tebal jaket : R 1

= R 2 + t p + t j

t j

= R 1 – (R 2 + t p) = 2,7852 m

LC.4 Tangki Penampung Fermentasi (T-102)

Jenis sambungan



:1715,110 kg/jam

Densitas bahan

:

Massa (kg)

xi

ρ (kg/m3)

Glukosa

25,676

0,0150

1180

Etanol

118,036

0,0688

789

Air

1471,179

0,8578

998

Saccharomyces

100,219

0,0584

1670,1

Σ

1715,110

1

Komponen

ρcamp

=

Σ ρcamp

=

1 ............................................................................ (1) xi ρ i

1 0,0150 1180

+

0,0688 789

+

0,8578 998

+

0,0584

= 1010,1010 kg/m3 = 63,0584 lbm/ft3

1670,1



volume bahan, V =

F

= 1,6979 m3

ρ camp

Faktor keamanan, fk = 20 % Volume tangki, VT = ( 1 + fk ) × V VT = ( 1 + fk ) × 1,6979 = 2,0375 m3 b. Diameter Tangki, D T dan Tinggi Tangki, H T

Direncanakan : - . tinggi silinder : diameter ( Hs : D) - . tinggi head : diameter ( Hh : D)


= =

π

4 π

4

D2 Hs D2 (

1 2

=1:2 =1:4 (Brownell, 1959)

D) = 0,3925 D3


= =

Volume tangki, VT

π

3 π

6

R 2 Hh D2 (

(Brownell, 1959)

1

D) = 0,1308 D3

4

= VS + Vh = 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D3

1

DT =

1

⎛ V T ⎞ ⎛ 2,0375 ⎞ 3 = ⎜ ⎟ ⎜ ⎟ = 1,5725 m 0 , 5233 0 , 5233 ⎝ ⎠ ⎝ ⎠ 3


• Diameter tangki

= 1,5725 m


=

1 4

= 0,7862 m

×D


= 0,3931 m

= HS + Hh

= 1,1793 m


a. Tebal Shell

t=

. P R . − 0,6 P S E

+ n.c

( Brownell, 1959)

dimana : t

= tebal shell (in)


R



P


S


E


Tekanan hidrostatis, Phs = 14,7 + = 14,7 +

ρ ( H S

− 1)

144 63,0584( 2,5793 − 1) 144

Faktor keamanan

= 10 %

Tekanan desain, Pd

= 1,1 × Phs = 16,929 psi

(Brownell, 1959) = 15,39 psi

⎛ 5,1590 ⎞ ⎟ 2 ⎠ ⎝ = + 15 × 0,0125 17500(0,9) − 0,6(16,929) 16,929⎜

Tebal shell, t

= 0,19 in Digunakan tebal shell standart 3/16 in.

b. Tebal tutup


LC.5 Tangki Penyimpanan Etanol (T-104)

Jenis Sambungan

: double welded butt joints

Jumlah

: 2 unit

Kondisi Operasi Tekanan

: : 1 atm

Suhu

: 25 0C

Laju alir massa

: 118,036 kg/jam

ρ bahan

: 318 kg/m3

(Perry, 1999)

19,852 lbm/ft³ Kebutuhan rancangan : 15 hari Faktor Kelonggaran

: 20 %

Perhitungan: a. Volume Tangki Volume larutan, Vl =

118,036 kg / jam ×15 hari × 24 jam 318 kg / m

3

= 133,6257 m3

Volume larutan untuk 1 tangki = 133,6257 / 2 = 66,8129 m3 Volume tangki, Vt = (1 + 0,2) × 66,8129 m3 = 80,1755 m3 b. Spesifikasi Tangki Silinder (Shell )

Vs =

πD 2 4

H , diambil D = H

(Brownell, 1959)

maka, Vs =

πD3 4

Tutup Elipsoidal (elipsoidal head )

minor ratio axis = 2: 1

Vh = Hh =

πD 3

(Brownell, 1959)

24 D

(Brownell, 1959)

16

Tangki

Vt = Vs + Vh Vt = Vt 80,1755

πD3 4

+

πD 3 24

= 0,9812 D3 = 0,861 D3 – 0,0048

D

= 4,5326 m = 178,4485 in

H

= 4,5326 m

Hh

= 0,2833 m

Tebal Silinder dan Tutup Tangki

Tinggi cairan dalam tangki, Hs =

4 × 66,8129 π

× 4,5326 2

Tebal shell, t =

= 4,1428 m = 13,5917 ft

PD 2SE − 1,2P

+ Cc

(Peters, 2003)

P = Poperasi + Ph Ph = Ph =

(H s − 1)ρ 144 13,5917 - 1 144

, psi

× 19,852 = 1,7359 psi

P = (14,696 + 1,7359) × 1,2 = 19,7183 psi (faktor kelonggaran 20%) Joint efficiency (E)

= 0,85

(Peters, 2003)

Allowable stress (S)

= 18.750 psi

(Brownell,1959)

Allowable corrosion (Cc) = 0,02 in/thn

(Perry, 1999)

= 0,2 in (untuk 10 tahun) Maka, tebal shell : t =

(19,7183 psi) (178,4485 in) 2(18.750 psi)(0,85) − 1,2(19,7183 psi)

+ 0.2

= 0,310 in Tebal shell standar yang digunakan = 3/8 in Tebal elips head , t = t =

PD 2SE − 0.2P

+ Cc

(Brownell,1959) (Walas, 1988)

(19,7183 psi) (178,4485 in) 2(18.750 psi)(0,85) − 1,2(19,7183 psi)

+ 0.2

= 0,310 in Tebal head standar yang digunakan = 3/8 in

(Brownell,1959)

LC.6 Filter Press I (FP-101)

Jenis

: plate and frame filter

Kondisi penyimpanan : T = 25oC, P = 1 atm Laju umpan

: 445 kg/jam

1. Filtrat

• laju filtrat, Ff = 354,802 kg • densitas filtrat, ρf

ρcamp

Komponen

Massa (kg)

xi

ρ (kg/m3)

Glukosa

96,565

0,2722

1180

Sukrosa

152,145

0,4288

1514

Air

106,092

0,2990

998

Σ

354,802

1

=

0,2722 1180

+

volume filtrat, Vf =

1 0,4288 1514 F f ρ f

=

+

0,2990 998

354,802 1250

2. Cake

• laju alir cake, Fc = 90,197 kg • densitas cake, ρc

= 1250 kg/m3

= 0,2838 m 3

Komponen

Massa (kg)

xi

ρ (kg/m3)

Abu

78,409

0,8693

1395,5

Air

11,788

0,1307

998

Σ

90,197

1

ρcamp

=

1 0,8963 1395,5

+

volume cake, Vc =

= 1428,5714 kg/m3 = 89,1826 lbm/ft3

0,1307 998 F c ρ c

=

90,197 1428,5714

= 0,0631 m 3

Perhitungan : Luas penyaringan efektif, A dihitung menggunakan persamaan : L×A(1-ε) ρc = (Vf + ε × L × A) ρf

⎛ W ⎞ ⎜⎜ ⎟⎟ ⎝ 1 − W ⎠

(Prabhudesai, 1984)

Dimana: L

: tebal cake pada frame

A

: luas efektif penyaringan

ρc

: densitas cake, kg/m3

ρf

: densitas filtrat, kg/m3

W

: fraksi massa cake dalam umpan

ε

: porositas cake

Waktu proses, t p direncanakan selama 1 jam

• tebal cake, L =< 200 mm (20 cm)

(Ulrich, 1984)

diasumsikan tebal cake, L = 5 cm = 0,05 m

• luas permukaan plate direncanakan = 0,2 m3 • W=

laju alir massa cake laju alir umpan

• Porositas cake, ε = 1 −

=

73,8 ρ cake

90,197 445

=1−

= 0,2027 73,8

89,1826

= 0,1725

Luas efektif penyaringan, A

⎛ 0,2027 ⎞ ⎟ ⎝ 1 − 0,2027 ⎠

0,05 A (1 – 0,1725) 1428,5714 = {0,2838 + (0,1725 × 0,05 A)}1250 ⎜ 59,1071 A = 0,2838 + 8,625.10 −3 A 317,7913 59,1071 A = 90,1892 + 2,7409 A A = 1,6000 m2 Faktor keamanan, fk = 10 %

= ( 1 + fk ) A = 1,7600 m2

Maka luas plate

Jumlah plate yang dibutuhkan

=

1,7600 0,2

= 8,8 buah

Digunakan jumlah plate sebanyak 9 buah

LC.7 Filter Press II (FP-102)

Jenis

: plate and frame filter

Kondisi penyimpanan : T = 25oC, P = 1 atm Laju umpan

: 1715,1100 kg/jam

1. Filtrat

• laju filtrat, Ff = 1467,774 kg • densitas filtrat, ρf

ρcamp

Komponen

Massa (kg)

xi

ρ (kg/m3)

Glukosa

25,676

0,0175

1180

Etanol

118,036

0,0804

789

Air

1324,062

0,9021

998

Σ

1467,774

1

=

0,0175 1180

+

volume filtrat, Vf =

1 0,0804 789 F f ρ f

=

+

0,9021

= 990,0990 kg/m3

998

1467,774 990,0990

= 1,4824 m 3

2. Cake

• laju alir cake, Fc = 247,336 kg • densitas cake, ρc Komponen

Massa (kg)

xi

ρ (kg/m3)

Saccharomyces

100,219

0,4052

1670,1

Air

147,117

0,5948

998

Σ

247,336

1

ρcamp

=

1 0,4052 1670,1

+

volume cake, Vc =

= 1250 kg/m3 = 78,0348 lbm/ft3

0,5948 998 F c

=

247,336

ρ c

1250

= 0,1979 m 3

Perhitungan : Luas penyaringan efektif, A dihitung menggunakan persamaan : L×A(1-ε) ρc = (Vf + ε × L × A) ρf

⎛ W ⎞ ⎜⎜ ⎟⎟ 1 ⎝ − W ⎠

(Prabhudesai, 1984)

Dimana: L

: tebal cake pada frame

A

: luas efektif penyaringan

ρc

: densitas cake, kg/m3

ρf

: densitas filtrat, kg/m3

W

: fraksi massa cake dalam umpan

ε

: porositas cake

Waktu proses, t p direncanakan selama 1 jam

• tebal cake, L =< 200 mm (20 cm)

(Ulrich, 1984)

diasumsikan tebal cake, L = 1 cm = 0,01 m

• luas permukaan plate direncanakan = 0,2 m3 • W=

laju alir massa cake laju alir umpan

• Porositas cake, ε = 1 −

=

73,8 ρ cake

247,336 1715,1100

=1−

= 0,1442

73,8 78,0348

= 0,0543

Luas efektif penyaringan, A

⎛ 0,1442 ⎞ ⎟ 1 0 , 1442 − ⎝ ⎠

0,05 A (1 – 0,0543) 1250 = {1,4824 + (0,0543 × 0,01 A)} 990,0990 ⎜ 11,8212 A = (1,4824 + 5,43.10 −4 A)166,8317 11,8212 A = 247,3113 + 0,0906 A A = 21,0825 m2 Faktor keamanan, fk = 10 % Maka luas plate

= ( 1 + fk ) A = 23,1907 m2

Jumlah plate yang dibutuhkan

=

23,1907 0,2

Digunakan jumlah plate sebanyak 116 buah

= 115,95 buah

LC.8 Pompa I (P-101)

Jenis

: centrifugal pump

Laju alir masuk

: 445 kg/jam

Densitas, ρ

: 1248,439 kg/m3 = 77,94 lbm/ft3

Viskositas, μ

: 14,8851 cp

: 0,2472 lbm/s

: 0,00998 lbm/ft s

Laju alir volumetrik,Q: m

Q=

=

0,2472

ρ

77,94

= 0,00317

ft 3 s

1. Perncanaan Pompa

Diameter pipa ekonomis, De = 3,9Q0,45ρ0,13

De

= 3,9 (0,00317)0,45(77,94)0,13 = 0,516 in

= 0,0430 ft

Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih :

• Jenis pipa carbon stell, sch 40 • Diameter nominal = 0,5 in

= 0,0416 ft

• Diameter dalam

= 0,622 in

= 0,0518 ft

• Diameter luar

= 0,840 in

= 0,0699 ft = 0,00211 ft2

Luas penampang pipa dalam (Ai) 2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe

Kecepatan rata-rata fluida, V V=

Q A

NRe =

=

0,00317 0,00211

ρ ID V

=

= 1,5023 ft s 77,94 × 0,0518 × 1,5023 0,00998

μ

= 607,738 (laminar)

Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft Kekasaran relatif

=

ε

ID

Untuk aliran laminar, f =

=

0,00015 0,0518

16 N Re

=

16 607,738

3. Menentukan panjang ekivalen total pipa,

kelengkapan pipa

• Panjang pipa lurus, L1

= 0, 0029

= 10 ft

ΣL

= 0, 026

• 2 buah gate valve fully open (L/D = 13) L2

= 2×13×0,0518

= 1,3468 ft

• 3 buah elbow standart 90o (L/D = 30) L3

= 3×30×0,0518

= 4,662 ft

• 1 buah sharp edge entrance (K= 0,5 ; L/D = 28) L4

= 1×28×0,0518

= 1,4504 ft

• 1 buah sharp edge exit (K= 1,0 ; L/D = 58) L5 ΣL

= 1×58×0,0518

= 3,0044 ft

= L1 + L2 + L3 + L4 + L5

= 20,4636 ft

4. Menentukan Friksi, ΣF

ΣF

=

4 f V 2

∑ L

2 gc ID

=

4 × 0,026 × 1,50232 × 20,4636 2 × 32,2 × 0,0518

= 1,4398 ft lbf lbm

5. Kerja yang dibutuhkan, -W f

-Wf

= ΔZ

g gc

+

ΔV 2 2 gc

+

Δ P

+ ΣF

ρ

ΔZ diperkirakan 2 ft

-Wf

= 3,4398

lbf lbm

6. Daya pompa, Ws

Ws

=

− Wf Q ρ 3,4398 × 0,00317 × 77,94 = = 0,0015 hp 550

550

Jika effisiensi pompa 75 % Maka daya aktual motor =

0,0015 0,75

= 0, 002 hp

LC.9 Pompa II (P-102)

Jenis

: centrifugal pump

Laju alir masuk

: 1727,944 kg/jam

Densitas, ρ

: 1025,0452 kg/m3 = 63,9913 lbm/ft3

Viskositas, μ

: 0,9004 cp

Laju alir volumetrik,Q:

: 0,9599 lbm/s

: 0,0006 lbm/ft s

m

Q=

=

ρ

0,9599 63,9913

= 0,015

ft 3 s

1. Perncanaan Pompa

Diameter pipa ekonomis, De = 3,9Q0,45ρ0,13

De

= 3,9 (0,015)0,45(63,9913)0,13 = 1,0118 in

= 0,0843 ft


• Jenis pipa carbon stell, sch 40 • Diameter nominal = 1 in

= 0,0833 ft

• Diameter dalam

= 1,049 in

= 0,0874 ft

• Diameter luar

= 1,315 in

= 0,096 ft

Luas penampang pipa dalam (Ai)

= 0,00600 ft2

2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe


Q A

NRe =

=

0,015 0,00600

ρ ID V

=

= 2,5 ft s 63,9913 × 0,0874 × 2,5 0,0006

μ

= 23303,4984 (turbulen)


=

ε

ID

Untuk aliran turbulen, f =

=

0,00015 0,0874

0,079 N Re 0, 25

=


= 0, 0017 0,079

23303,4984 ΣL

kelengkapan pipa


= 10 ft


= 2×13×0,0874

= 2,2724 ft


= 3×30×0,0874

= 7,866 ft


= 1×39×0,0874

= 3,4086 ft

= 0, 00639


= 1×78×0,0874

= 6,8172 ft

= L1 + L2 + L3 + L4 + L5

= 30,3642 ft


ΣF

=

4 f V 2

∑ L

=

2 gc ID

4 × 0,00639 × 2,5 2 × 30,3642 2 × 32,2 × 0,0874

= 0,8616 ft lbf lbm


-Wf

g

= ΔZ

gc

+

ΔV 2 2 gc

+

Δ P

+ ΣF

ρ

ΔZ diperkirakan 3,5 ft

-Wf

= 4,3614 lbf

lbm

6. Daya pompa, Ws

Ws

=

− Wf Q ρ 550

=

4,3614 × 0,015 × 63,9913 550

= 0,0076 hp


0,0076 0,75

= 0, 0101 hp

LC.10 Pompa III (P-103)

Jenis

: centrifugal pump

Laju alir masuk

: 1614,891 kg/jam

Densitas, ρ

: 976,7791 kg/m3 = 60,9782 lbm/ft3

Viskositas, μ

: 1,0512 cp

: 0,8971 lbm/s

: 0,0007 lbm/ft s

Laju alir volumetrik,Q: Q=

m

=

ρ

0,8971 60,9782

= 0,0147

ft 3 s

1. Perncanaan Pompa

Diameter pipa ekonomis, De De

= 3,9Q0,45ρ0,13 = 3,9 (0,0147)0,45(60,9782)0,13= 0,9964 in


• Jenis pipa carbon stell, sch 40

= 0,0830 ft

• Diameter nominal = 1 in

= 0,0833 ft

• Diameter dalam

= 1,049 in

= 0,0874 ft

• Diameter luar

= 1,315 in

= 0,096 ft = 0,00600 ft2



Q A

NRe =

=

0,0147 0,00600

ρ ID V

=

= 2,45 ft s 60,9782 × 0,0874 × 2,45 0,0007

μ

= 18653,2314 (turbulen)


=

ε

ID


=

0,00015 0,0874

0,079 N Re

0, 25

=


= 0, 0017 0,079

18653,2314

= 0, 00676

ΣL

kelengkapan pipa


= 10 ft


= 2×13×0,0874

= 2,2724 ft


= 3×30×0,0874

= 7,866 ft


= 1×28×0,0874

= 2,4472 ft


= 1×58×0,0874

= 5,0692 ft

= L1 + L2 + L3 + L4 + L5

= 27,6548 ft


ΣF

=

4 f V 2

∑ L

2 gc ID

=

4 × 0,00676 × 2,45 2 × 27,6548 2 × 32,2 × 0,0874

= 0,7975 ft lbf lbm


-Wf

g

= ΔZ

+

gc

ΔV 2 2 gc

+

Δ P

+ ΣF

ρ


-Wf

lbf

= 4,2975

lbm

6. Daya pompa, Ws

Ws

=

− Wf Q ρ 550

=

4,2975 × 0,0147 × 60,9782 550

= 0,007 hp


0,007 0,75

= 0, 009 hp

LC.11 Pompa IV (P-104)

Jenis

: centrifugal pump

Laju alir masuk

: 1467,774 kg/jam

Densitas, ρ

: 984,3814 kg/m3 = 61,4528 lbm/ft3

Viskositas, μ

: 1,0831 cp

: 0,8154 lbm/s

: 0,00073 lbm/ft s

Laju alir volumetrik,Q: Q=

m

=

ρ

0,8154 61,4528

= 0,0132

ft 3 s

1. Perncanaan Pompa

Diameter pipa ekonomis, De De

= 3,9Q0,45ρ0,13 = 3,9 (0,0132)0,45(61,4528)0,13= 0,9502 in


• Jenis pipa carbon stell, sch 40 • Diameter nominal = 1 in

= 0,0833 ft

• Diameter dalam

= 1,049 in

= 0,0874 ft

• Diameter luar

= 1,315 in

= 0,096 ft


Kecepatan rata-rata fluida, V

= 0,00600 ft2

= 0,0792 ft

V=

Q A

NRe =

=

0,0132 0,00600

ρ ID V

=

= 2,2 ft s 61,4528 × 0,0874 × 2,2 0,00073

μ

= 16186,4991 (turbulen)


=

ε

ID


=

0,00015 0,0874

0,079 N Re

0, 25

=


= 0, 0017 0,079

16186,4991

= 0, 0017

ΣL

kelengkapan pipa


= 10 ft


= 2×13×0,0874

= 2,2724 ft


= 3×30×0,0874

= 7,866 ft


= 1×28×0,0874

= 2,4472 ft


= 1×58×0,0874

= 5,0692 ft

= L1 + L2 + L3 + L4 + L5

= 27,6548 ft


ΣF

=

4 f V 2

∑ L

2 gc ID

=

4 × 0,007 × 2,2 2 × 27,6548 2 × 32,2 × 0,0874

= 0,6658 ft lbf lbm


-Wf

= ΔZ

g gc

+

ΔV 2 2 gc

+

Δ P

+ ΣF

ρ


-Wf

= 4,1658

lbf lbm

6. Daya pompa, Ws

Ws

=

− Wf Q ρ 550

=

4,1658 × 0,0132 × 61,4528 550

= 0,0061 hp


0,0061 0,75

= 0, 008 hp

LC.12 Menara Destilasi (KD-101)

Jenis

: sieve-tray

Kondisi Operasi

:

Temperatur

: 92.61 0C

Tekanan

: 1 atm

Data

:

Dari perhitungan neraca massa, didapat: light key (LK) = etanol heavy key (HK) = air

R DM

= 20,977

XHF = 0,965

R D

= 31,466

XLF = 0,034

XLW

= 0,002

D

= 118,036 kg/jam

XHW

= 0,997

W

= 1349,738 kg/jam

XHD

= 0,096

αLD = 2.301

XLD

= 0,904

αLW = 2.239

Mencari tahap minimum dengan menggunakan persamaan:

N m

=

log[(X LD D / X HD D)(X HW W / X LW W )] log(α L, av )

dimana

(Geankoplis, 1997)

α L,av = α LD .α LW

α L,av = 2.301 ⋅ 2.239 = 2.27 N m

=

log[(0.904 / 0.096) (0.997 / 0.002)] 2.27

= 10,3134

≈ 11 tahap

Y=

N − N m

⎡ 1 + 54.4X ⎞⎛ X − 1 ⎞⎤ = 1 − exp ⎢⎛ ⎜ ⎟⎜ 0.5 ⎟⎥ N + 1 ⎣⎝ 11 + 117.2X ⎠⎝ X ⎠⎦ dimana, X = X =

(Walas, 1988)

R d −R dm R d

+1

31,466 − 20,977 31,466 + 1

= 0.3231

⎡⎛ 1 + 54.4 ⋅ 0.3231 ⎞⎛ 0.3231 − 1 ⎞⎤ = 0.4206 ⎟⎜ 0.5 ⎟ ⎥ ⎣⎝ 11 + 117.2 ⋅ 0.3231 ⎠⎝ 0.3231 ⎠⎦

Y = 1 − exp ⎢⎜

Y =

N − N m

N = N =

N + 1 N m + Y

1 − Y 11 + 0.4206 1 − 0.4206

= 19.711 = 20 tahap

Maka, jumlah tahap teoritis = 20 tahap = 19 tray teoritis + 1 reboiler Efisiensi tray 85%, maka jumlah tray =

19 0.85

= 22.353

≈ 23 trays = 24 tahap

Penentuan Umpan Masuk dengan persamaan:

⎡⎛ X HF ⎞ W ⎛ X LW ⎞ 2 ⎤ ⎟ ⎜ ⎟ ⎥ log = 0.206 log ⎢⎜⎜ Ns ⎢⎣⎝ X LF ⎠⎟ D ⎜⎝ X HD ⎠⎟ ⎥⎦ Ne

log

log

Ne Ns Ne Ns

⎡⎛ 0.965 ⎞ 1349,738 ⎛ 0.002 ⎞ 2 ⎤ = 0.206 log ⎢⎜ ⎟ ⎜ ⎟ ⎥ ⎢⎣⎝ 0.034 ⎠ 118,036 ⎝ 0.096 ⎠ ⎥⎦ = -0.1762

Ne

= 0.931 Ns Ne = 0.728 Ns N = Ne + Ns 24 = 0.728 Ns + Ns Ns = 13 Ne = 24 – 13 = 11 Jadi, umpan masuk pada piring ke – 11 dari atas.

(Geankoplis, 1997)

Disain kolom Destilasi

Direncanakan : Jarak tray (t)

= 0.4 m

Hole diameter (do)

= 6 mm

(Treybal, 1984) (Treybal, 1984)

Space between hole center (p’)= 12 mm

(Treybal, 1984)

Weir height (hw)

= 5 cm

(Treybal, 1984)

Pitch

= triangular ¾ in

(Treybal, 1984)

Data : Suhu dan tekanan pada destilasi adalah 365.610 K dan 1 atm

Tabel Komposisi bahan pada alur Vd

Komponen EtOH H2O Avg.mol wieght

alur Vd(kmol/jam) %mol 79,859 0.904 8,481 0.096 88,34 Laju alir gas (G`) = 88,34 kmol/jam = 0.0245 kmol/s

ρv =

43.376 22.4

×

273 365.610

Mr 46.070 18.016

%mol x Mr 41.647 1.729 43.376

= 1.446 kg/m3

Laju alir volumetrik gas (Q) = 0.0245 × 22.4 ×

365.610 273

= 0.7349 m3/s

Tabel Komposisi bahan pada alur Lb

bahan EtOH H2O Glukosa Total

F (kg/jam) 18,123 5064,283 98,557 5180,964

N (kmol/jam) 0,3934 281,0992 0.5475 282,0401

Ρ (kg/m3) 511.79 1614.23 330.63

V (m3) 0,0354 3,1373 0,2981 3,4708

%vol 0.0102 0.9039 0.0859 1

ρ (kg/m3) 5,2215 1459,111 28,3960 1492,7286

Laju alir massa cairan (L`) = 5180,964 kg/jam = 1.4391 kg/s Laju alir volumetrik cairan (q) =

1.4391 1492,7286

= 0.00096 m3/s

Surface tension (σ) = 0.04 N/m

(Lyman, 1982)

2

⎛ d ⎞ = 0.907⎜⎜ o ⎟⎟ Aa ⎝ p' ⎠ 2 Ao 0.006 ⎞ ⎛ = 0.907⎜ ⎟ = 0.2268 Aa ⎝ 0.0120 ⎠ 1/ 2 1/ 2 q ⎛ ρ L ⎞ 0.00096 ⎛ 1492.7286 ⎞ ⎜ ⎟ = ⎜ ⎟ = 0.04 ≈ 0.1 Q' ⎜⎝ ρ V ⎠⎟ 0.7349 ⎝ 1.446 ⎠ Ao

dikarenakan nilainya kurang dari 0.1, maka digunakan 0.1 (Treybal,1984).

α = 0.0744t + 0.01173 = 0.0744(0.4) + 0.01173 = 0.04149 β = 0.0304t + 0.05

CF =

=

= 0.0304(0.4) + 0.05

= 0.02716

⎡ ⎤⎛ σ ⎞ 0, 2 1 ⎢α ⋅ log (q/Q)(ρ / ρ ) + β⎥⎜ 0.02 ⎟ L V ⎣ ⎦⎝ ⎠ 0, 2 ⎡0.04149 log 1 + 0.02716⎤⎛ 0.04 ⎞ ⎢⎣ ⎥⎦⎜⎝ 0.02 ⎠⎟ 1.342

= 0.02511 0,5

⎛ ρ L − ρ V ⎞ ⎟⎟ VF = C F ⎜ ⎜ ρ ⎝ V ⎠ 0 ,5 1492.7286 − 1.446 ⎞ ⎛ = 0.02511⎜ ⎟ 1.446 ⎝ ⎠ = 0,8064 m/s Asumsi 80 % kecepatan luapan

(Treybal, 1984)

V = 0.8 × 0,8064 = 0,6451 m/s

0.7349 = 1,1392 m2 0,6451

An =

Untuk W = 0,7T dari tabel 6.1 Treybal, diketahui bahwa luas daerah semburan bawah sebesar 8,8%. At =

1,1392 1 − 0,088

= 1,2491 m2 0.5

Column Diameter (T) = [4(1,2491)/π]

= 1,2614 m = 49,6613 in

Weir length (W)

= 0.7(1,2614) = 0.883 m

Downsput area (Ad)

= 0.088(1,2491) = 0.1099 m2

Active area (Aa)

= At – 2Ad = 1,2491 – 2(0.1099) = 1,0293 m 2

Tinggi puncak (h1) Misalkan h 1 = 0.025 m h1/T = 0.025/1,2614 = 0.0198

⎛ Weff ⎞ ⎜ ⎟ ⎝ W ⎠

2

⎛ Weff ⎞ ⎜ ⎟ W ⎝ ⎠

2

2

2

⎧⎪⎡ T 2 ⎤ 0,5 ⎛ h ⎞ T ⎫⎪ T ⎞ ⎛ ⎞ ⎛ ⎞ = ⎜ ⎟ − ⎨⎢⎛ ⎜ ⎟ − 1⎥ + 2⎜ 1 ⎟⎜ ⎟⎬ (Treybal,1984) ⎝ W ⎠ ⎪⎩⎢⎣⎝ W ⎠ ⎝ T ⎠⎝ W ⎠⎪⎭ ⎥⎦ 2 0, 5 2 2 ⎧ ⎫ 1,2614 ⎞ ⎛ 0.025 ⎞⎛ 1,2614 ⎞⎪ ⎪⎡⎛ 0.2614 ⎞ 1⎤ = ⎛ ⎟⎜ ⎜ ⎟ − ⎨ ⎢⎜ ⎟ − ⎥ + 2⎜ ⎟⎬ 0.883 0.883 1,2614 0.883 ⎝ ⎠ ⎪⎢⎣⎝ ⎠ ⎠⎪ ⎝ ⎠⎝ ⎥⎦ ⎩ ⎭ 2

⎛ Weff ⎞ ⎜ ⎟ = (2,0407 ) − {1,0201 + 2(0.0198)(1.4285)}2 ⎝ W ⎠

⎛ Weff ⎞ ⎜ ⎟ = 0.8815 W ⎝ ⎠ 2/3 2/3 q ⎞ ⎛ Weff ⎞ ⎛ h 1 = 0.666⎜ ⎟ ⎜ ⎟ ⎝ W ⎠ ⎝ W ⎠ 2/3 0.00096 ⎞ ⎛ 2/3 h 1 = 0.666⎜ ⎟ (0.9388) ⎝ 0.883 ⎠ h 1 = 0.0067 m perhitungan diulangi dengan memakai nilai h1 = 0.0067 m hingga nilai h1 konstan pada nilai 0.0069 m. Perhitungan Pressure Drop

Dry pressure drop

Ao = 0.2268 × 1,0293 = 0.2334 m 2

Q

uo =

Co

Ao

=

0.7349 0.2334

⎛ d o ⎞ = 1.09⎜ ⎟ ⎝ l ⎠

= 3,1487

0.25

untuk ho = 6 mm, l/do = 0.32 (Tabel 6.2, Treybal, 1984) Co

⎛ 1 ⎞ = 1.09⎜ ⎟ ⎝ 0.32 ⎠

0.25

= 1.4492

⎛ u o 2 ⎞⎛ ρ v ⎞ h d = 51.0⎜ 2 ⎟⎜⎜ ⎜ C ⎟⎝ ρ L ⎠⎟⎟ ⎝ o ⎠ ⎛ 3,1487 2 ⎞⎛ 1.446 ⎞ ⎟⎜ h d = 51.0⎜⎜ ⎟ 2 ⎟ 1.4492 ⎝ ⎠⎝ 1492,7286 ⎠ h d = 0,2332 mm = 0.00023 m Hydraulic head

hL

hL

Q Aa

Va

=

=

z=

T+W 2

0.7349 = 0,7140 m/s 1,0293

=

1,2614 + 0.883 = 1,0722 m 2

q ⎞ = 0.0061 + 0.725 h w − 0.238 h w Va ρ V 0,5 + 1.225⎛ ⎜ ⎟ ⎝ z ⎠

⎛ 0.00096 ⎞ = 0.0061 + 0.725 (0.05) − 0,238 (0.05)(0,7140)(1.446) 0,5 + 1.225⎜ ⎟ ⎝ 1,0722 ⎠

hL

= 0.0332 m

Residual pressure drop

h R =

h R =

6 σ gc ρLd og

6 (0.04) (1) = 0.0027 m 1492,7286 (0.006)(9. 8)

Total gas pressure drop

hG = hd + hL + hR hG = 0.00023 + 0.0332 + 0.0027 hG = 0.03613 m Pressure loss at liquid entrance

Ada = 0.025 W = 0.022 m2

h2

2

=

3 ⎛ q ⎞ ⎜ ⎟ 2g ⎜⎝ A da ⎠⎟

=

3 ⎛ 0.00096 ⎞ ⎜ ⎟ = 0.00029 m 2g ⎝ 0.022 ⎠

2

h2

Backup daerah semburan bawah h 3 = hG + h2 h3 = 0.03613 + 0.00029 h3 = 0.03642 m

Pengecekan luapan hw + h1 + h3 = 0.05 + 0.0069 + 0.03642 hw + h1 + h3 = 0.09332 m t/2 = 0.4/2 = 0.2 m karena nilai hw + h1 + h3 lebih kecil dari t/2, maka spesifikasi ini dapat diterima, artinya dengan rancangan plate seperti ini diharapkan tidak terjadi luapan. Spesifikasi kolom destilasi

Tinggi kolom

= 24 × 0.4 m = 9.6 m

Tinggi tutup

=

Tinggi total

= 9.6 + 2(0.3153) = 10,2306 m

Tebal tray

=

1 (1,2614) = 0.3153 m 4

l do

× do

= 0.167 × 6 = 1,002 mm Tekanan operasi = 1 atm = 14.694 psi Faktor kelonggaran = 20 % Maka, Pdesign

= (1.2) (14.694) = 17,6352 psi

Joint efficiency = 0.85

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12650 psia

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki: PD 2SE - 1,2P (17,6352)(49,6613) t= = 0.0407 in 2(12650)(0 .85) - 1.2(17,6352) Faktor korosi = 0.125 in t

=

Maka tebal shell yang dibutuhkan

= 0.0407 in + 0.125 in = 0.1657 in

Tebal shell standar yang digunakan

= 3/16 in

(Brownell,1959)

LC.13 Kondensor (K-101) Jenis : shell and tube exchanger

Deskripsi

:

Tabel Deskripsi Kondensor DESCRIPTION

1

Fluid Type

2

Temperature (T)

3

Total Flow (W)

4 5 6

Total Heat Transfer (Q) Pass Length (L)

7 8

OD Tubes BWG

Unit

°C °F kg/h lb/h kJ/h Btu/h Ft In In

SHELL SIDE TUBE SIDE Hot Fluid Cold Fluid Camp. etanol Cold water In Out In Out 92.61 81.14 25 50 199 178 77 122 3831.230 9528,40 8428.706 20962,48 99571,679 94375,371 1 4 12 144 0.75 16

9

In

Pitch (Square)

-

1

Mencari Δt

LMTD =

Δt 2 − Δt1 ln (Δt 2 / Δt1 )

(Kern, 1965)

untuk aliran counter :

Δt 1 = T1 − t 2 Δt 2 = T2 − t 1

Keterangan : T1 & T2 = Suhu masuk dan keluar fluida panas, 0F t1 & t2 = Suhu masuk dan keluar fluida dingin, 0F

LMTD =

(199 − 122) − (178 − 77)

⎛ (199 − 122) ⎞ ⎟⎟ ⎝ (178 − 77) ⎠

= 88.32 o F

ln ⎜⎜

Koreksi LMTD (CMTD) CMTD (Δt) = LMTD × Ft

− T2 199 − 178 = 0.46 = t 2 − t1 122 − 77

T1

R = S=

− t1 122 − 77 = 0.37 = T1 − t 1 199 − 178 t2

Dari Fig. 18, Kern, 1988 didapat Ft = 0.97 CMTD (Δt) = 88.32 × 0.97 = 85.67 0F Caloric Temperature (Tc dan tc)

Tc

=

T1

tc

=

t1

+ T2 2

+ t2 2

=

=

199 + 178 2

77 + 122 2

= 188.5 0F

= 99.5 0F

Menghitung jumlah tubes yang digunakan

Dari Tabel 8. Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas light organic dan fluida dingin air, diperoleh U D =75 – 150, faktor pengotor (R d) = 0,003 Diambil UD =90 Btu/jam⋅ft2⋅°F a. Luas permukaan untuk perpindahan panas,

A=

Q U D × Δt

=

94375,371 = 12,2402 ft 2 90 × 85.67

Luas permukaan luar (a″) = 0.1963 ft2/ft Jumlah tube, N t

=

A L × a"

=

(Tabel 10. Kern, 1965)

12,2402 ft 2 12 ft × 0.1963 ft 2 /ft

= 5,20 buah

Nilai terdekat adalah 20 buah dengan ID shell = 8 in (Tabel 9. Kern, 1965) b. Koreksi UD (Koefisien menyeluruh kotor) UD

=

Q A ⋅ Δt A = 0.1963 × 12 × 20 = 47,112 ft 2

U D

=

94375,371 47,112 ⋅ 85,67

= 23,383 Btu/ h ft2 0F

Penentuan R D design: 1. Flow Area (a) a. shell side

as

ID × C'×B 144 × Pt

=

(Kern, 1965)

Keterangan: C’ = 1 – 0.75 = 0.25 in B = 2.67 in as

8 × 0.25 × 2.67 144 × 1

=

= 0.037 ft2

b. tube side

at

=

Nt × a ' t 144 × n

a ’t = 0.302 at =

20 × 0.302 144 × 4

(Tabel 10, Kern, 1965)

= 0.0104 ft2

2. Mass Velocity (G) a. shell side

Gs =

W as

(Kern, 1965)

Gs

=

G” =

G” =

8428,706 0.037

= 227802,865 lb/h ft2

W L ⋅ N t

(Kern, 1965)

23

8428,706 16 ⋅ 20

23

= 70,786 lb/ft 2 h

b. tube side

Gt =

W at

Gt =

20962,48

V= V=

(Kern, 1965)

0.0104

= 2015623,077 lb/h ft2

Gt 3600ρ 2015623,077 3600 ⋅ 64,428

= 8.690 fps

3. Koefisien Perpindahan Panas a. shell side

asumsi awal h o = 200 Btu/hr ft2 F b. tube side

untuk V = 8,690 fps (99.5 0F), hi = 1700 Btu/hr ft2 F (Fig 25, Kern, 1965) ID OD

h io

= hi ×

hio

= 1700 ×

0.62 0.75

= 1405,9 Btu/hr ft2 F

Temperatur dinding (Tw) Tw = t c

+

ho (Tc hio + ho

Tw = 99.5 +

− tc )

200 (188.5 − 99.5) = 110,536 oF 1405,9 + 200

Temperatur film (tf ) t f

=

T 1 + T w

2

=

199 + 110,536 2

= 154,768 0F

untuk tf didapat data sebagai berikut:

μf = 1.2 lb/ft h

kf = 0.1 Btu/ ft h ºF sf = 0.5 kg/L dari nilai G” = 70,786 lb/h ft 2 dan data-data pada t f didapat, ho sebenarnya = 180 Btu/ft 2 h (fig 12.9, Kern, 1965) 4. Koefisien perpindahan panas menyeluruh bersih (Uc)

h io × h o

Uc =

Uc =

h io

+ ho

× 180 = 159,569 Btu/ h ft2 0F 1405,9 + 180

1405,9

5. Faktor Pengotor (R D)

R D

=

R D

=

− UD UC ⋅UD

UC

159,569 − 23,383 159,569 ⋅ 23,383 R D hitung

= 0.036

≥ R D ketentuan, maka spesifikasi dapat diterima.

6. Bilangan Reynold (NRe) a. shell side

Re s

=

De × Gs

μ f

4(12 × π ⋅ 0.75 2 / 4 ) = 0.08 in De = 12 ⋅ π ⋅ 0.75 Re s =

0.08 × 227802,865 = 15168,8576 1.2

b. tube side

Re t

=

D × Gt

μ D = ID tube = 0.62 in (Tabel 10. Kern, 1965)

Re t =

0,62 / 12 × 2015623,077 1,645

Perhitungan Pressure Drop :

= 63715,744

a. Shell side 2

ΔPs =

1 f ⋅ G s ⋅ D ⋅ ( N + 1) ⋅ 2 5.22 ⋅ 1010 ⋅ D e ⋅ s ⋅ φ s

(Kern, 1965)

untuk R e = 15168,8576 , f = 0.002 ft2/in2 (N+1) = L/B

(Fig.29, Kern, 1965)

(Kern, 1965)

= 144 /2.67 = 53,93

Δ P s = 0.5 ×

0.002 ⋅ 227802,865 2 ⋅ 8 ⋅ 53,93 5.22 ⋅ 1010 ⋅ 0.08 ⋅ 1.2 ⋅ 1

ΔPs yang diperbolehkan adalah

= 0,4467 psi

≤ 10 psi, maka ΔPs dapat diterima.

b. Tube side

ΔPt =

f ⋅ G t

2

⋅ L ⋅ N 5.22 ⋅ 1010 ⋅ ID ⋅ s ⋅ φ t

(Kern, 1965)

untuk R e = 63715,744 , f = 0.0001 ft2/in2

Δ P t =

ΔPr =

0.0001 ⋅ 2015623,077 2 ⋅ 12 ⋅ 4 5,22 ⋅ 1010 ⋅ 0,62/12 ⋅ 1 ⋅ 1

= 7,231 psi

4n V 2 s

⋅

2g '

untuk Gt = 2015623,077 ,

Δ P r =

(Fig.26, Kern, 1965)

V2 2g '

= 0,3 (Fig.27, Kern, 1965)

4⋅4 ⋅ 0,3 = 2,4 psi 1

ΔPT = ΔPt + ΔPr Δ P T = 9,631 psi ΔPT yang diperbolehkan adalah

≤ 10 psi, maka ΔPT dapat diterima.

LC.14 Tangki Penampung Distilat (T-103) Jenis sambungan : Double welded butt joints Tabel Komposisi Distilat

Komp. EtOH H2O Total

F 3677.94 153.29 3831.23

ρ 0.789 0.998

V 4661.5209 153.5972 4815.1181

%V 0.9681 0.0319 1

ρ camp 0.7638 0.0318 0.7956

Kondisi operasi : Temperatur

= 81.14 °C

Tekanan

= 1 atm

Laju alir massa

= 3831,23 kg/jam

Kebutuhan perancangan= 5 menit Faktor kelonggaran

= 15 %

Densitas campuran

= 0.795 kg/L = 49,6301 lb/ft 3

Perhitungan: a. Volume tangki 3831,23 kg/jam x 5 mnt x Volume larutan, V l

=

Volume tangki, V t

= (1 + 0.15) × 0.401 m 3

Fraksi volum

= 0.401 / 0.461 = 0.8698

795 kg/m 3

1 jam 60 mnt = 0.401m3 = 0.461 m3

Untuk Fraksi volum 0.8698 maka H/D = 0.815 (Tabel 10.64, Perry, 1999)

⎛ α − sin α cos α ⎞ ⎟ ⎝ 57.30 ⎠

= LR 2 ⎜

Volume tangki, Vt

(Perry, 1999)

Dimana cos α = 1-2H/D cos α = 1-2(0.815) cos α = -0.63 α = 129,05 derajat

Asumsi panjang tangki (L t)

=2m

Maka, volume tangki, V t

= LR 2 ⎜

⎛ α − sin α cos α ⎞ ⎟ ⎝ 57.30 ⎠

⎛ 129,05 − sin 129,05 cos129.05 ⎞ ⎟ ⎝ 57.30 ⎠

0.461 = 2 R 2 ⎜

R (radius) = 0.588 m D (diameter) = 1.176 m = 46,2991 in Hs (tinggi cairan) = 0,956 m = 3,1364 ft b. Spesifikasi Tangki

Tebal shell, t =

PD 2SE − 1,2P

+ Cc

P = Poperasi + Ph Ph =

Ph =

(Peters, 2003)

− 1)ρ

(H s

144 3,1364 - 1

144

, psi

× 49,6301 = 0.7363 psi

P = (14.694 + 0.7363) × 1.15 = 17.747 psi (faktor kelonggaran 15%) Joint efficiency (E)

= 0.85

(Peters, 2003)

Allowable stress (S)

= 18750 psi

(Brownell,1959)

Allowable corrosion (Cc) = 0.125 in/10 thn

(Peters, 2003)

Maka, tebal shell : t =

(17.747 psi) (49,2991in) + 0.125 2(18750 psi)(0,85) − 1,2(17.747 psi)

= 0.151 in Tebal shell standar yang digunakan = 3/16 in

(Brownell,1959)

Tebal head , Diameter tutup

= diameter tangki

= 1.176 m

Ratio axis

= L:D

= 1: 4

Lh

=

Lt (panjang tangki)

= Ls + Lh

Ls (panjang shell)

= 2 m – 2(0.294 m) = 1.412 m

⎛ Hh ⎞ × D = ⎛ 1 ⎞ × 1.176 = 0.294 m ⎜ ⎟ ⎜ ⎟ ⎝ D ⎠ ⎝ 4 ⎠

Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell sehingga tebal tutup 1/4 in. LC.15 Pompa Refluks Destilasi (P-105)

Jenis

: centrifugal pump

Kondisi operasi 81,14 0C

Temperatur

=

Densitas larutan ( ρ)

= 0,7956 kg/L

= 49,6301 lbm/ft3

Viskositas larutan ( μ)

= 0,420 cp

= 0,00028 lbm/ft⋅s

Laju alir massa (F)

= 3713,19 kg/jam

= 2,0629 lbm/s

Laju alir volumetrik, Q =

F

=

ρ

Di,opt

2,0629 lbm/s 49,6301 lbm/ft

3

= 0,0415 ft3/s

= 3,9Qf 0,45ρ 0,13 = 3,9(0,0415 ft 3 /s) 0,45 (49,6301 lbm/ft 3 ) 0,13 = 1,5475 in = 0,1289 ft

Ukuran spesifikasi pipa :(Appendix A-5 Geankoplis) Ukuran pipa nominal

=

1,5 in

Schedule pipa

=

40

Diameter dalam (ID)

= 1,61 in

= 0,13417 ft

Diameter luar (OD)

= 1,9 in

= 0,15833 ft

Luas penampang dalam (At)

= 0,01414ft2

Q Kecepatan linier, v = At

=

0,0415 ft 3 /s

= 2,9349 ft/s

0,0141 ft 2

Bilangan Reynold, N Re

=

ρvD μ

(49,6301lbm/ft )(2,9349 ft/s )(0,1342 ft ) = 69812,4602 = 3

0,00028 lbm/ft ⋅

Karena NRe > 2100, maka aliran turbulen. Untuk pipa sainless steel diperoleh f =

0,079 = 0,00486 (esposito, 1994) 0,25 Nre

Instalasi pipa: Pipa lurus 16 ft ; F =

2(0,00486 )(2,9349 ft/s) 2 (16 ft) (32,174 lbm.ft/lbf .s 2 )(0,1342 ft)

1 gate valve, F = (1)(0,19)

1 Tee, F = (1,8)

(2,9349 ft/s) 2 2 (32,174 lbm.ft/lbf .s 2 )

(2,9349 ft/s) 2 2 (32,174 lbm.ft/lbf .s 2 )

1 kontraksi, F = (0,55)

1 ekspansi, F = (1)(1)

= 0,3100 ft.lbf/lbm

= 0,0087 ft.lbf/lbm

= 0,0821 ft.lbf/lbm

(2,9349 ft/s) 2 2(1) (32,174 lbm.ft/lbf .s 2 ) (2,9349 ft/s) 2

2(1) (32,174 lbm.ft/lbf .s 2 )

= 0,0251 ft.lbf/lbm

= 0,0456 ft.lbf/lbm

Total Friksi : Σ F = 0,4715 ft.lbf/lbm g

Kerja pompa : W = ΔZ

g

+Δ

c

⎛ v 2 ⎞ ⎜ ⎟ + Δ (Pv ) + Σ F ⎜2αg ⎟ c ⎠ ⎝

(peters, 2004)

Tinggi pemompaan, Δz = 13,5 ft g

Static head , Δz Velocity head ,

gc

= 13,5 ft ⋅ lbf /lb m

Δv 2

2gc

=0

;

Pressure head ,

ΔP

=0

ρ

Maka : W = 13,9715 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = W Q ρ = (13,9715 ft.lbf/lbm) (0,0415 ft 3 /s )(49,6301lbm/ft 3 ) = 28,7764 efisiensi pompa 80 % :

P=

28,7764 550 x 0,8

= 0,0654 Hp

Digunakan pompa dengan daya standar 0,1 Hp. Daya motor :

=

0,1Hp 0,85

= 0,11765Hp : digunakan motor 0,12 Hp

LC.16 Pompa I Destilasi (P-106)

Jenis

: centrifugal pump


Temperatur

=

Densitas larutan (ρ)

= 0,795 kg/L

= 49,6301 lbm/ft3

Viskositas larutan (μ)

= 0,420 cp

= 0,00028 lbm/ft⋅s

Laju alir massa (F)

= 118,036 kg/jam

= 0,0656 lbm/s


F ρ

Di, opt

=

0,0656 lbm/s 49,6301 lbm/ft

3

= 0,0013 ft3/s

= 3,9Qf 0,45ρ0,13 = 3,9(0,0013 ft 3 /s) 0,45 (49,6301 lbm/ft 3 ) 0,13 = 0,3257 in = 0,0271 ft

Ukuran spesifikasi pipa : (Appendix A-5 Geankoplis) Ukuran pipa nominal

=

1,25 in

Schedule pipa

=

Diameter dalam (ID)

= 1,38 in

=

0,115 ft

Diameter luar (OD)

=

1,66 in

=

0,1383 ft


=

0,01040 ft2

Kecepatan linier, v =

Q At

=

40

0,0013 ft 3 /s 0,01040 ft 2

= 0,125 ft/s


=

ρvD μ

(49,6301lbm/ft )(0,125 ft/s )(0,1149 ft ) = 2545,7143 = 3

0,00028 lbm/ft ⋅

Karena NRe > 2100, maka aliran turbulen. Untuk pipa sainlessl steel diperoleh f =

0,079 = 0,0111 (esposito, 1994) 0,25 Nre


2(0,0111 )(0,125 ft/s) 2 (20 ft) (32,174 lbm.ft/lbf .s 2 )(0,1149 ft) (0,125 ft/s) 2

0

3 elbow 90 , F = (3)(0,75)

1 gate valve, F = (1)(0,19)

1 kontraksi, F = (0,55)

1 ekspansi, F = (1)(1)

2 (32,174 lbm.ft/lbf .s 2 ) (0,125 ft/s) 2 2 (32,174 lbm.ft/lbf .s 2 ) (0,125 ft/s) 2

2(1) (32,174 lbm.ft/lbf .s 2 ) (0,125 ft/s) 2

2(1) (32,174 lbm.ft/lbf .s 2 )

= 0,0018 ft.lbf/lbm

= 0,0044 ft.lbf/lbm

= 0,00037 ft.lbf/lbm

= 0,0011 ft.lbf/lbm

= 0,002 ft.lbf/lbm

Total Friksi : Σ F = 0,00967 ft.lbf/lbm


g g

+Δ

c

⎛ v 2 ⎞ ⎜ ⎟ + Δ (Pv ) + Σ F ⎜2αg ⎟ c ⎠ ⎝

Tinggi pemompaan, Δz = 13 ft Static head , Δz

g gc

= 13 ft ⋅ lbf /lb m

(peters, 2004)

Velocity head ,

Δv 2

2gc

=0

;

Pressure head ,

ΔP

=0

ρ

Maka : W = 13,00967 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = W Q ρ = (13,00967 ft.lbf/lbm) (0,0013 ft 3 /s )(49,6301lbm/ft 3 ) = 0,8394 efisiensi pompa 80 % :

0,8394

P=

550 x 0,8

= 0,002Hp


=

0,05Hp 0,85


LC.17 Pompa II Destilasi (P-107)

Jenis

: centrifugal pump


Temperatur

=


= 1,102 kg/L

= 68,7954 lbm/ft3


= 0,171 cp

= 0,00011 lbm/ft⋅s

Laju alir massa (F)

= 1349,738 kg/jam

= 0,7498 lbm/s


F ρ

D i,opt

=

0,7498 lbm/s 68,7954 lbm/ft

3

= 0,0109 ft3/s

= 3,9Q f 0,45ρ 0,13 = 3,9(0,0109 ft 3 /s) 0,45 (68,7954 lbm/ft 3 ) 0,13 = 0,8847 in = 0,0737 ft

Ukuran spesifikasi pipa : (Appendix A-5 Geankoplis) Ukuran pipa nominal

=

0,5 in

Schedule pipa

=

Diameter dalam (ID)

= 0,622 in

=

Diameter luar (OD)

=

0,84 in

= 0,0699 ft


=

0,304 in

= 0,00211 ft2


Q At

=

40

0,0109 ft 3 /s 0,00211 ft 2

0,0518 ft

= 5,1659 ft/s


=

ρvD μ

(68,7954 lbm/ft )(5,1659 ft/s )(0,0518 ft ) = 167356,3636 = 3

0,00012 lbm/ft ⋅


0,079 = 0,0039 (esposito, 1994) 0,25 Nre


2(0,0039)(5,1659 ft/s) 2 (15 ft) (32,174 lbm.ft/lbf .s 2 )(0,0518 ft) (5,1659 ft/s) 2

0

1 elbow 90 , F = (1)(0,75)

1 gate valve, F = (1)(0,19)

1 kontraksi, F = (0,55) 1 ekspansi, F = (1)(1)

2 (32,174 lbm.ft/lbf .s 2 ) (5,1659 ft/s) 2 2 (32,174 lbm.ft/lbf .s 2 ) (5,1659 ft/s) 2

2(1) (32,174 lbm.ft/lbf .s 2 ) (5,1659 ft/s) 2

2(1) (32,174 lbm.ft/lbf .s 2 )

= 1,8719 ft.lbf/lbm

= 0,0602 ft.lbf/lbm

= 0,0152 ft.lbf/lbm

= 0,0441 ft.lbf/lbm

= 0,0802 ft.lbf/lbm

Total Friksi : Σ F = 2,0716 ft.lbf/lbm


g g

+Δ

c

Tinggi pemompaan, Δz = 5 ft

⎛ v 2 ⎞ ⎜ ⎟ Δ Pv Σ F ⎜ 2 α g ⎟ + ( )+ c ⎠ ⎝

(peters, 2004)

g


gc


Δv 2

2gc

=0

;

Pressure head ,

ΔP

=0

ρ

Maka : W = 7,0716 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P = W Q ρ = (7,0716 ft.lbf/lbm) (0,0109 ft 3 /s )(68,7954lbm/ft 3 ) = 5,3027 efisiensi pompa 80 % :

P=

5,3027 550 x 0,8

= 0,0120Hp


=

0,05Hp 0,85


LC.18 Reboiler (RB-101)

Jenis

: shell and tube exchanger

Deskripsi

:

Tabel LC.. Deskripsi Reboiler DESCRIPTION

1

Fluid Type

2

Temperature (T)

3

Total Flow (W)

4

Total Heat Transfer (Q) Pass Length (L)

5 6

Unit

°C °F kg/h lb/h kJ/h Btu/h ft in

SHELL SIDE TUBE SIDE Cold Fluid Hot Fluid Camp. etanol steam In Out In Out 92.61 97.23 200 200 198.698 207 392 392 5180.964 8813,20 11398.121 19389,04 21646,987 20517,304 1 2 12 144

7 8 9

in

OD Tubes BWG Pitch (Square)

-

in

1 10 1.25

Mencari Δt

LMTD =

LMTD

=

Δt 2 − Δt1 ln (Δt 2 / Δt 1 )

(Kern, 1965)

(392 − 207) − (392 − 198.698)

⎛ (392 − 207) ⎞ ⎟⎟ ln ⎜⎜ ( 392 198.698 ) − ⎝ ⎠

= 190

o

F


− T2 392 − 392 = =0 t 2 − t1 207 − 198.698

T1

R = S=

− t1 207 − 198.698 = = 0.04 T1 − t 1 392 − 198.698 t2

R = 0, maka Ft = 1 CMTD (Δt) = 190 × 1 = 190 0F

Caloric Temperature (Tc dan tc)

Tc

=

tc

=

T1

+ T2 2

t1 + t 2 2

=

=

392 + 392 2

= 392 0F

207 + 198.698 2

= 202.85 0F


Dari Tabel 8. Kern, 1965, reboiler untuk fluida dingin light organic dan fluida panas steam, diperoleh UD =100 – 200, faktor pengotor (R d) = 0,003 Diambil UD = 100 Btu/jam⋅ft2⋅°F a. Luas permukaan untuk perpindahan panas, A=

Q U D × Δt

=

20517,304 100 × 190

= 1,0798 ft 2

Luas permukaan luar (a″) = 0.2618 ft2/ft Jumlah tube, N t

A

=

L × a"

=

1,0798 ft 2 12 ft × 0.2618 ft 2 /ft


= 0,344 buah

Nilai terdekat adalah 16 buah dengan ID shell = 8 in (Tabel 9. Kern, 1965) b. Koreksi UD (Koefisien menyeluruh kotor) UD

=

Q A ⋅ Δt dimana, A = a ' '×L × Nt A = 0.2618 × 12 × 2 = 6,2832 ft2

U D

=

20517,304 6,2832 ⋅ 190

= 17,186 Btu/ h ft2 0F

Penentuan R D design: 1. Flow Area (a) a. shell side

as

ID × C'×B

=

(Kern, 1965)

144 × Pt Keterangan:

C’ = 1.25 – 1 = 0.25 in B = 4 in a s

8 × 0.25 × 4

=

144 × 1

= 0.0555 ft2

b. tube side

at

=

Nt × a ' t 144 × n a’t = 0.421

at =

16 × 0.421 144 × 2

(Tabel 10, Kern, 1965)

= 0.0234 ft2

2. Mass Velocity (G) a.

shell side

Gs =

W as

(Kern, 1965)

=

Gs

11398,121 0.0555

= 205371,549 lb/h ft2

tube side

b.

Gt =

W

Gt =

19389,04

(Kern, 1965)

at

= 828591,45 lb/h ft2

0.0234

3. Koefisien Perpindahan Panas

shell side

a.

asumsi awal ho = 300 Btu/hr ft2 F tube side

b.

untuk steam, hio = 1500 Btu/ ft2 F Temperatur dinding (Tw) Tw = t c

+

ho hio + ho

Tw = 202.85 +

(Tc − t c )

300 1500 + 300

(392 − 202.85) = 234.38 oF

(Δt)w = Tw – tc = 234.38 – 202.85 = 31,53 oF dari fig. 15.11, Kern, 1965, nilai ho > 300, maka ho = 300 Btu/hr ft2 F 4. Koefisien perpindahan panas menyeluruh bersih (Uc)

Uc =

h io × h o h io

Uc =

+ ho

1500 × 300 1500 + 300

= 250 Btu/ h ft2 0F

5. Faktor Pengotor (R D)

R D

=

R D

=

− UD UC ⋅UD

UC

250 − 17,186 250 ⋅ 17,186

= 0.0542

R D hitung


6. Pengecekan nilai flux

Q A

< 20000

20517,304

= 19001,022

1,0798

nilai flux < 20000, maka perhitungan memenuhi. Perhitungan Pressure Drop : a. Shell side

ΔPs diabaikan b. Tube side

=

Re t

D × Gt

μ D = ID tube = 0.732 in

Re t =

(0.732/12) × 828591,45 0.041


= 1232782,3

untuk R e = 1232782,3 , f = 0.00008 ft2/in2

ΔPt = Δ P t = ΔPr =

f ⋅ G t

2

⋅ L ⋅ N 5.22 ⋅ 1010 ⋅ ID ⋅ s ⋅ φ t

(Kern, 1965)

0.00008 ⋅ 828591,45 2 ⋅ 12 ⋅ 2 5.22 ⋅ 1010 ⋅ 0.732/12 ⋅ 0.857 ⋅ 1

= 0,483 psi

4n V 2 s

⋅

2g '

untuk Gt = 828591,45 ,

Δ P r =

(Fig.26, Kern, 1965)

4⋅2 0.857

V2 2g '

= 0.001

(Fig.27, Kern, 1965)

⋅ 0.001 = 0.009 psi

ΔPT = ΔPt + ΔPr Δ P T = 0,483 + 0,009 = 0,492 psi ΔPT yang diperbolehkan adalah

≤ 10 psi, maka ΔPs dapat diterima.

LC.19 Pompa Reboiler (P-108)

Jenis

: centrifugal pump


Temperatur

=


= 1,102 kg/L

= 68,7954 lbm/ft3


= 0,171 cp

= 0,00011 lbm/ft⋅s

Laju alir massa (F)

= 5180,964 kg/jam

= 2,8783 lbm/s


F

=

ρ

D i,opt

2,8783 lbm/s 68,7954 lbm/ft

3

= 0,0418 ft3/s

= 3,9Q f 0,45ρ 0,13 = 3,9(0,0418 ft 3 /s) 0,45 (68,7954 lbm/ft 3 ) 0,13 = 1,6198 in = 0,1349 ft

Ukuran spesifikasi pipa :

(Brownell, 1959)

Ukuran pipa nominal

=

0,5 in

Schedule pipa

=

40

Diameter dalam (ID)

= 0,622 in

= 0,0518 ft

Diameter luar (OD)

= 0,84 in

=


=

= 0,00211 ft2


Q At

=

0,304 in

0,0418 ft 3 /s 0,00211 ft 2

0,0699 ft

= 19,8104 ft/s


=

ρvD μ

(68,7954 lbm/ft )(19,8104 ft/s )(0,0518 ft ) = 641785,232 = 3

0,00011 lbm/ft ⋅


0,079 = 0,0028 (esposito, 1994) 0,25 Nre

Instalasi pipa: Pipa lurus 15 ft ; F = 0

2(0,0028)(19,8104 ft/s) 2 (15 ft) (32,174 lbm.ft/lbf .s 2 )(0,0518 ft)

1 elbow 90 , F = (1)(0,75)

(19,8104 ft/s) 2 2 (32,174 lbm.ft/lbf .s 2 )

= 365,6377 ft.lbf/lbm

= 0,2307 ft.lbf/lbm

1 gate valve, F = (1)(0,19)

1 kontraksi, F = (0,55) 1 ekspansi, F = (1)(1)

(19,8104 ft/s) 2 2 (32,174 lbm.ft/lbf .s 2 ) (19,8104 ft/s) 2

2(1) (32,174 lbm.ft/lbf .s 2 )

= 0,0584 ft.lbf/lbm

= 0,1692 ft.lbf/lbm

(19,8104 ft/s) 2 2(1) (32,174 lbm.ft/lbf .s 2 )

= 0,3076 ft.lbf/lbm

Total Friksi : Σ F = 366,4036 ft.lbf/lbm g


g

+Δ

c

⎛ v 2 ⎞ ⎜ ⎟ + Δ (Pv ) + Σ F ⎜2αg ⎟ c ⎠ ⎝

(peters, 2004)

Tinggi pemompaan, Δz = 5 ft g


gc


Δv 2

2gc

=0

;

Pressure head ,

ΔP

=0

ρ

Maka : W = 371,4036 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = W Q ρ = (371,4036 ft.lbf/lbm) 0,0418 ft 3 /s 68,7954lbm/ft 3 efisiensi pompa 80 % :

P=

1068,026 550 x0,8

= 2,2743Hp


=

2,5Hp 0,85

= 2,9412Hp : digunakan motor 3 Hp

LC.20 Bak Penampung cake Filter Press I (B-101)

Bentuk

: persegi panjang

Kondisi Operasi

:

Tekanan

: 1 atm

Suhu

: 25 0C

Laju alir massa

: 90,197 kg/jam

ρ bahan

: 1333.33 kg/L

Faktor Kelonggaran

: 20 %

= 1068,026

Perhitungan : a. Volume Bak Volume fltrat, Vl =

90,197 kg / jam ×1 jam 1333,33 kg / m

3

= 0,0676 m3

Volume cake 1 hari proses = 24 × 0,0676 = 1,6224 m3 Volume bak, V b = (1 + 0,2) × 1,6224 m3 = 1,9469 m3 b. Ukuran Bak Penampung Direncanakan, p : l : t = 1 : 1 : 2/3 Vb = p × l × t = 2/3 × x3 3

×1,9469

x

=

x

= 1,4039 m

3

2

maka, panjang = 1,4039 m lebar

= 1,4039 m

tinggi

= 0,9359 m

LC.21 Bak Penampung cake Filter Press II (B-102)

Bentuk

: persegi panjang

Kondisi Operasi

:

Tekanan

: 1 atm

Suhu

: 25 0C

Laju alir massa

: 247,336 kg/jam

ρ bahan

: 1204,819 kg/L

Faktor Kelonggaran

: 20 %

Perhitungan : a. Volume Bak

Volume fltrat, Vl =

247,336 kg / jam ×1 jam 1204,819 kg / m

3

= 0,2053 m3

Volume cake 1 hari proses = 24 × 0,2053 = 4,9272 m3 Volume bak, V b = (1 + 0,2) × 4,9272 m3 = 5,9126 m3 c. Ukuran Bak Penampung Direncanakan, p : l : t = 1 : 1 : 2/3 Vb = p × l × t = 2/3 × x3 3

× 5,9126

x

=

x

= 4,2637 m

3

2

maka, panjang = 4,2637 m lebar

= 4,2637 m

tinggi

= 2,8424 m

LC.22 Heater (H-101)

Jenis

: shell and tube exchanger

Deskripsi HE

:

Tabel Deskripsi Heater DESCRIPTION

1

Fluid Type

2

Temperature (T)

3

Total Flow (W)

Unit

°C o F kg/h lb/h

4

Total Heat

kJ/h

SHELL SIDE TUBE SIDE Cold Fluid Hot Fluid Camp. Etanol Steam In Out In Out 30.00 80.00 120.00 100.00 86.00 176.00 248.00 212.00 1467,774 14007,100 3229,103 30815,620 344046,819

5 6

Transfer (Q) Pass Length (L)

7 8 9

OD Tubes BWG Pitch (Square)

Btu/h

326092,183 1 -

ft in in in

2 16 192 0.75 10 1

Mencari Δt

LMTD =

LMTD

=

Δt 2 − Δt1 ln (Δt 2 / Δt 1 )

(Kern, 1988)

( 212 − 176) − ( 248 − 86)

⎛ (212 − 176) ⎞ ⎟⎟ ln ⎜⎜ ⎝ (248 − 86) ⎠

= 84

o

F


− T2 212 − 248 = = 0,4 t 2 − t1 176 − 86

T1

R = S=

− t1 176 − 86 = = 0,55 248 − 86 T1 − t 1 t2

Dikarenakan R = 0, maka Ft = 1 CMTD (Δt) = 84 × 1 = 84 0F

Caloric Temperature (Tc dan tc)

Tc

=

tc

=

T1

+ T2 2

t1 + t 2 2

= =

248 + 212 2

176 + 86 2

= 354 0F

= 219 0F


Dari Tabel 8. Kern, 1965, untuk heater fluida dingin medium organic- fluida panas steam, diperoleh UD = 50 – 100, faktor pengotor (R d) = 0.003. Diambil UD = 77 Btu/jam⋅ft2⋅°F

a. Luas permukaan untuk perpindahan panas, A=

Q U D × Δt

=

326092,183 77 × 219

=19,338 ft 2

Luas permukaan luar (a″) = 0.1963 0.1963 ft2/ft Jumlah tube, N t

A

=

L × a"

=


19,338 ft 2 16 ft × 0.1963 ft 2 /ft

= 6,16 buah

Nilai terdekat adalah 52 buah b uah dengan ID shell = 10 in (Tabel 9. Kern, 1965) b. Koreksi UD ( Dirt Dirt Overall Heat Transfer Coefficient ) UD

=

Q A ⋅ Δt A = 0.1963 × 16 × 52 = 163,32 ft2

U D

=

326092,183 163,32 ⋅ 84

= 23,769 Btu/ h ft2 0F

Penentuan R D design: 1 Flow Area (a)

a. shell side

as

=

ID × C'×B

(Kern, 1965)

144 × Pt C’ = 1 – 0.75 = 0.25 in B = 2,5 in

as

=

10 × 0.25 × 2.5 144 × 1

= 0.043 ft2

b. tube side

at

=

Nt × a ' t 144 × n a’t = 0.182

at

=

52 × 0.182 144 × 2

2 Mass Velocity (G)

a. shell a. shell side

(Tabel 10, Kern, 1965 )

= 0.033 ft2

Gs =

Gs

W

(Kern, 1965)

as

3229,103

=

= 75095,419 lb/h ft2

0.043

b. tube b. tube side

3

Gt =

W

Gt =

30815,620

(Kern, 1965)

at

0.033

= 933806,667 lb/h ft2

Bilangan Reynold (NRe)


Re s

=

De × Gs

μ

De = Re s =

4(12

× π ⋅ 0.75 2 / 4 ) = 0.08 in 12 ⋅ π ⋅ 0.75

0,08 × 75095,419 1,283

= 4682,489


Re t

=

D × Gt

μ D = ID tube = 0.482 in

Re t =

4

(0.482 / 12) × 933806,667 0.039


= 957750,428

Koefisien Perpindahan Panas


⎛ μ ⎞ ho = jH Pr 3 ⎜⎜ ⎟⎟ k ⎝ μ w ⎠ De

1

0.14

(Kern, 1965)

Dari fig.28, Kern, 1965 didapat jH = 35 Pr =

Cp ⋅ μ k

=

1,763 ⋅ 1,283 0,106

= 21,34

⎛ μ ⎞ ho = 35 ⋅ 21,34 3 ⎜⎜ ⎟⎟ 0.106 ⎝ μ w ⎠ 0.08

0.14

1

⎛ μ ⎞ ⎟⎟ ho = 127,298 ⎜⎜ μ ⎝ w ⎠

0.14


hio = 1500 Btu/ h ft2 0F

(Kern, 1965)

⎛ μ ⎞ ⎟⎟ dikarenakan viskositas etanol rendah, maka ⎜⎜ μ ⎝ w ⎠

≈1

= 127,298 Btu/ h ft2 0F

ho 5

0.14

Clean Overall Heat Transfer Coefficient (Uc)

h io × h o

Uc = Uc =

h io

+ ho

1500 × 127,298 1500 + 127,298

= 117,339 Btu/ h ft2 0F

6 Dirt Factor (R D)

R D

=

R D

=

− UD UC ⋅UD

UC

117,339 − 23,769 117,339 ⋅ 23,769 R D hitung

= 0.034


Perhitungan Pressure Drop : a. Shell side

ΔPs =

f ⋅ G s

2

⋅ D ⋅ ( N + 1) 5.22 ⋅ 1010 ⋅ D e ⋅ s ⋅ φ s

(Kern, 1965)

untuk R e = 4682,489, f = 0.0025 ft2/in2

(Fig.29, Kern, 1965)

(N+1) = L/B

(Kern, 1965)

= (192 /2,5) = 76.8

Δ P s =

0.0025 ⋅ 75095,419 2 ⋅ 10 ⋅ 76.8

= 8,15 psi 5.22 ⋅ 1010 ⋅ 0.08 ⋅ 0.318 ⋅ 1 ΔPs yang diperbolehkan adalah ≤ 10 psi, maka ΔPs dapat diterima.

b. Tube side

ΔPt =

f ⋅ G t

2

⋅ L ⋅ N 5.22 ⋅ 1010 ⋅ ID ⋅ s ⋅ φ t

(Kern, 1965)

untuk R e = 957750,428 , f = 0.00015 ft2/in2 (Fig.26, Kern, 1965)

Δ P t = ΔPr =

0.00015 ⋅ 933806,667 2 ⋅ 16 ⋅ 2 5.22 ⋅ 1010 ⋅ 0.482/12 ⋅ 1 ⋅ 1 4n V 2 s

⋅

2g '

untuk Gt = 933806,667 ,

Δ P r =

= 3,152 psi

4⋅2 1

V2 2g '

= 0.0011

(Fig.27, Kern, 1965)

⋅ 0.0011 = 0,009 psi

ΔPT = ΔPt + ΔPr Δ P T = 3,152 + 0,009 = 3,561 psi ΔPT yang diperbolehkan adalah

≤ 10 psi, maka ΔPs dapat diterima

LAMPIRAN D PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN UTILITAS

LD.1 Bak Pengendapan (BP)

Fungsi

: untuk menampung dan mengendapkan kotoran terbawa dari sumur bor

Bentuk

: bak dengan permukaan persegi

Konstruksi

: beton kedap air

Densitas air pada suhu 30oC : 996 kg/m3 Direncanakan lama penampungan 1 jam, maka : Jumlah air masuk

= 1 jam × 20022,664 kg/jam

Faktor keamanan

= 20 %

Volume bak

=

Panjang (p)

= 3 × tinggi bak (t)

Lebar (l)

= 2 × tinggi bak (t)

1,2 × 20022,664 996

= 24,124 m3

Maka, V

=p×l×t

24,124

= 6t3

t

=

3

24,124 6

= 1,590 m = 5,216 ft

diperoleh : t

= 1,590 m =

5,216 ft

p

= 4,770 m = 15,649 ft

l

= 3,180 m = 10,433 ft

LD.2 Tangki Pelarutan Aluminium Sulfat Al2(SO4)3 (TP-101)

Fungsi

: membuat larutan Aluminium Sulfat Al2(SO4)3

Bentuk

: silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi

: plate steel SA-167, Tipe 304

Kondisi pelarutan

: Temperatur = 30oC Tekanan

= 1 atm

Jumlah air yang diolah

= 20022,664 kg/jam

Jumlah alum yang dibutuhkan asumsi 50 ppm dari jumlah air yang diolah. 50 10 6

× 20022,664

= 1,001 kg/jam

Tangki pelarutan aluminium sulfat dirancang untuk 1 hari Banyak alum yang dilarutkan

= 24 × 1,001 = 24,024 kg

Densitas Al2(SO4)3

= 1363,1 kg/m3

Faktor keamanan

= 20 %

Ukuran tangki 24,024

= 0,059 m3

Volume larutan, V1

=

Volume tangki, Vt

= 1,2 × 0,059 m3 = 0,071 m3

0,3 × 1363,1

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D:H =1:3 V=

1 4

0,071 m3 =

1

0,071 m3 =

3

4

4

2 πD H

2

πD

(Brownell, 1959)

⎛ 3 D ⎞ ⎟ ⎜ ⎝ 1 ⎠

3

πD

Maka, D = 0,311 m

= 1,020 ft

H = 0,933 m

= 3,061 ft

Tinggi Al2(SO4)3 dalam tangki =

0,059 m 3 1 4

π (0,311 m)

= 0,787 m 2

Tebal dinding tangki Direncanakaj digunakan bahan konstruksi plate steel SA-167, Tipe 304 Dari tabel 13.1 Brownell & Young (1979), diperoleh data :

− Allowable stress (s)

= 12750

− Efisiensi sambungan (E)

= 0,8

− Faktor korosi,( CA )

= 1/8 in

− Tekanan operasi, Po

= 1 atm

− Faktor keamanan tekanan

= 20 %

− Tekanan desain

= 1,2 × Po

= 14,7 psi

= 17,64 psi

Tebal dinding silinder tangki t=

=

PD

2SE − 1,2 P

+ CA

(17,64)(1,020) × 12 2(12750)(0,8) − 1,2(17,64)

( Brownell, 1959)

+ 0,125 = 0,136 in

Dari tabel 5.4 Brownell & Young (1979) dipilih tebal tangki standar 3/16 in. Daya pengaduk Tipe pengaduk : marine propeller dengan jarak pitch = 2Di Dt/Di = 3 , Baffle = 4

(Brown, G.G 1960)

Dt = 1,020 ft Di = 0,340 ft Kecepatan pengadukan, N = 400 rpm = 6,667 rps = 6,72 × 10-4 lbm/ft.det (Kirk Othmer, 1967)

Viskositas Al2(SO4)3

Dari persamaan 3.4-1, Geankoplis untuk bilangan Reynold adalah NRe =

ρ N ( Di )

2

μ

=

(85,095)(6,667)(0,340) 2 6,72 × 10

−4

= 9,759 × 105

Untuk NRe 9,759 × 105 diperoleh NPo = 2 Sehingga dari persamaan 3.4-2 Geankoplis : P=

N Po N 3 Di 5 g c

ρ

=

( 2)(6,667) 3 (0,340) 5 (85,095)

= 0,013

32,174 × 550

Efisiensi motor penggerak

= 80 %

Daya motor penggerak

=

0,013 0,8

= 0,016

Maka daya motor yang dipilih = 0,05 hp

LD.3 Tangki Pelarutan Natrium Karbonat (Na2CO3) (TP-102)

Fungsi

: membuat larutan Natrium Karbonat (Na2CO3)

Bentuk


Bahan konstruksi


Kondisi pelarutan


Jumlah air yang diolah

= 1 atm = 20022,664 kg/jam

Jumlah alum yang dibutuhkan asumsi 27 ppm dari jumlah air yang diolah. 27 10 6

× 20022,664 = 0,541 kg/jam

Tangki pelarutan aluminium sulfat dirancang untuk 1 hari Banyak alum yang dilarutkan Densitas Na2CO3

= 1327 kg/m3

Faktor keamanan

= 20 %

= 24 × 0,541 = 12,984 kg


= 0,033 m3

Volume larutan, V1

=

Volume tangki, Vt

= 1,2 × 0,033 m3 = 0,040 m3

0,3 × 1327


1 4

0,040 m3 =

1

0,040 m3 =

3

4

4

2 πD H

2

πD

3

πD

⎛ 3 D ⎞ ⎜ ⎟ ⎝ 1 ⎠

(Brownell, 1959)

Maka, D = 0,257 m

= 0,843 ft

H = 0,771 m

= 2,529 ft

Tinggi Na2CO3 dalam tangki =

0,033 m 3 1 4

π (0,257

= 0,635 m

m)

2



= 12750


= 0,8


= 1/8 in


= 1 atm


= 20 %

− Tekanan desain

= 1,2 × Po

= 14,7 psi

= 17,64 psi


=

PD

2SE − 1,2 P

+ CA

(17,64)(0,843) × 12 2(12750)(0,8) − 1,2(17,64)

(Brownell, 1959)

+ 0,125 = 0,134 in

Dari tabel 5.4 Brownell & Young (1979) dipilih tebal tangki standar 3/16 in. Daya pengaduk Tipe pengaduk : marine propeller dengan jarak pitch = 2Di Dt/Di = 3 , Baffle = 4

(Brown, G.G 1960)

Dt = 0,843 ft Di = 0,281 ft Kecepatan pengadukan, N = 400 rpm = 6,667 rps Viskositas Na2CO3

= 3,69 × 10-4 lbm/ft.det (Kirk Othmer, 1967)


ρ N ( Di ) μ

2

=

(82,842)(6,667)(0,281) 2 3,69 × 10

−4

= 1,182 × 105


=

N Po N 3 Di 5

ρ

g c

(1)(6,667) 3 (0,281) 5 (82,842) 32,174 × 550

= 0,002


= 80 %


=

0,002 0,8

= 0,003


LD.4 Tangki Pelarutan Asam Sulfat (H2SO4) (TP-103)

Fungsi

: membuat larutan Asam Sulfat (H2SO4)

Bentuk


Bahan konstruksi


Kondisi pelarutan


= 1 atm

H2SO4 yang digunakan mempunyai konsentrasi 50 % (% berat) Laju massa H2SO4

= 43,630 kg/hari

1 × regenerasi

= 7 hari

Densitas H2SO4 50 %

= 1387 kg/m3 = 86,587 lbm/ft3

Kebutuhan perancangan

= 7 hari

Faktor keamanan

= 20 %


= 0,063 m3

Volume larutan, V1

=

Volume tangki, Vt

= 1,2 × 0,063 m3 = 0,076 m3

0,5 × 1387


1 4

2 πD H

(Brownell, 1959)

0,076 m3 =

1

0,076 m3 =

3

4

4

2

πD

⎛ 3 D ⎞ ⎜ ⎟ ⎝ 1 ⎠

3

πD

Maka, D = 0,317 m

= 1,040 ft

H = 0,951 m

= 3,120 ft

Tinggi H2SO4 dalam tangki =

0,063 m 3 1 4

π (0,317

= 0,797 m

m) 2



= 12750


= 0,8


= 1/8 in


= 1 atm


= 20 %

− Tekanan desain

= 1,2 × Po

= 14,7 psi

= 17,64 psi


=

PD

2SE − 1,2 P

+ CA

(17,64)(1,040) × 12 2(12750)(0,8) − 1,2(17,64)

(Brownell, 1959)

+ 0,125 = 0,136 in

Dari tabel 5.4 Brownell & Young (1979) dipilih tebal tangki standar 3/16 in. Daya pengaduk Tipe pengaduk : marine propeller dengan jarak pitch = 2Di Dt/Di = 3 , Baffle = 4 Dt = 1,040 ft Di = 0,347 ft Kecepatan pengadukan, N = 400 rpm = 6,667 rps

(Brown, G.G 1960)

= 3,69 × 10-3 lbm/ft.det (Kirk Othmer, 1967)

Viskositas H2SO4


ρ N ( Di )

2

μ

=

(86,587)(6,667)(0,347) 2 3,69 × 10

−3

= 1,884 × 105


=

N Po N 3 Di 5

ρ

g c

(1)(6,667) 3 (0,347) 5 (86,587)

= 0,007

32,174 × 550


= 80 %


=

0,007 0,8

= 0,009


LD.5 Tangki Pelarutan Natrium Hidroksida (NaOH) (TP-104)

Fungsi

: membuat larutan Natrium Hidroksida (NaOH)

Bentuk


Bahan konstruksi


Kondisi pelarutan


= 1 atm

H2SO4 yang digunakan mempunyai konsentrasi 50 % (% berat) Laju massa NaOH

= 22,7 kg/hari

1 × regenerasi

= 7 hari

Densitas NaOH 50 %

= 1518 kg/m3 = 94,765 lbm/ft3

Kebutuhan perancangan

= 7 hari

Faktor keamanan

= 20 %

Ukuran tangki Volume larutan, V1

=

22,7 0,5 × 1518

= 0,030 m3

= 1,2 × 0,030 m3 = 0,036 m3

Volume tangki, Vt

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D:H =1:3 1

V=

4

0,036 m3 =

1

0,036 m3 =

3

4

4

2 πD H

2

πD

(Brownell, 1959)

⎛ 3 D ⎞ ⎜ ⎟ ⎝ 1 ⎠

3

πD

Maka, D = 0,247 m

= 0,810 ft

H = 0,741 m

= 2,431 ft

Tinggi NaOH dalam tangki =

0,030 m 3 1 4

π (0,247

m)

= 0,625 m 2



= 12750


= 0,8


= 1/8 in


= 1 atm


= 20 %

− Tekanan desain

= 1,2 × Po

= 14,7 psi

= 17,64 psi


=

PD

2SE − 1,2 P

+ CA

(17,64)(0,810) × 12 2(12750)(0,8) − 1,2(17,64)

(Brownell, 1959)

+ 0,125 = 0,133 in

Dari tabel 5.4 Brownell & Young (1979) dipilih tebal tangki standar 3/16 in. Daya pengaduk Tipe pengaduk : marine propeller dengan jarak pitch = 2Di

Dt/Di = 3 , Baffle = 4

(Brown, G.G 1960)

Dt = 0,810 ft Di = 0,270 ft Kecepatan pengadukan, N = 400 rpm = 6,667 rps = 4,302 × 10-4 lbm/ft.det (Kirk Othmer, 1967)

Viskositas NaOH


ρ N ( Di )

2

μ

=

(94,765)(6,667)(0,270) 2 4,302 × 10

−4

= 1,071 × 105


=

N Po N 3 Di 5

ρ

g c

(1)(6,667) 3 (0,270) 5 (94,765) 32,174 × 550

= 0,002


= 80 %


=

0,002 0,8

= 0,003


LD.6 Clarifier (CL)

Fungsi

:

memisahkan

endapan

(flok)

yang

terbentuk

penambahan alum dan soda abu Bahan

:

Carbon steel SA-53 Grade B

Laju massa air

= 20022,664 kg/jam

= 5561,851 gr/det

Laju massa Al2(SO4)3 = 1,001 kg/jam

= 0,278 gr/det

Laju massa Na2CO3

= 0,541 kg/jam

= 0,150 gr/det

Massa total

= 5562,279 gr/det

ρ air

= 0,996 gr/ml

ρ Al2(SO4)3

= 1,363 gr/ml

ρ Na2CO3

= 1,327 gr/ml

karena

V=

m ρ

5561,851

= 5584,188 ml

Vair

=

VAl2(SO4)3

=

V Na2CO3

=

Vtotal

= 5584,505 ml

ρ campuran

=

ρ partikel

=

0,996 0,278 1,363 0,150 1,327

= 0,204 ml

= 0,113 ml

mcampuran

=

vcampuran

5562,279 5584,505

= 0,966 gr/cm3

(0,278 + 0,150) 0,428 = = 1,350 gr/cm3 0,278 0,150 0,317 + 1,363 1,327

kecepatan terminal dihitung dengan menggunakan : υ s

=

( ρ s

− ρ ) gDp 2 18μ

Dimana : υs : kecepatan terminal pengendapan, cm/det o ρs : densitas partikel campuran pada 30 C o ρ : densitas larutan pada 30 C

D p : diameter partikel

= 0,002 cm

g : percepatan gravitasi

= 980 cm/det

o μ : viskositas larutan pada 30 C

= 0,0345 gr/cm.det

(Perry, 1997)

maka, υ s

=

(1,350 − 0,996) × 980 × 0,002 2 18 × 0,0345

= 0,02 cm/det

Ukuran clarifier Laju volumetrik, Q

=

5562,279 0,996

= 5584,617 cm3/det

Q = 4 × 10-4 × D2 Dimana : Q : laju alir volumetrik umpan, cm3/det

(Ulrich, 1984)

D : diameter clarifier, m Sehingga :

⎡ Q ⎤ D = ⎢ ⎣ 4.10 −4 ⎥⎦

1

2

5584,617 ⎤ = ⎡⎢ ⎣ 4.10 −4 ⎥⎦

1

2

= 3736,515 = 3,737 m = 12,260 ft

Ditetapkan tinggi clarifier, H = 4,5 m = 14,764 ft

Waktu pengendapan : t =

H t

=

4,5 m × 100 cm × 1 m 0,02 cm / det

υ s

= 22500 det = 6,25 jam

Tebal dinding clarifier Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-53, Grade B Dari tabel 13.1 Brownell&Young (1979), diperoleh data :


= 12750

− Efisiensi sambungan (E) = 0,8 − Faktor korosi

= 1/8 in


= 1 atm

= 14,7 psi

− Faktor keamanan tekanan = 20 % − Tekanan desain, P

= 1,2 × Po

= 17,64 psi

Tebal dinding tangki t=

=

PD

2SE − 1,2 P

+ CA

(17,64)(12,260) × 12 2(12750)(0,8) − 1,2(17,64)

(Brownell, 1959)

+ 0,125 = 0,252 in

Dari tabel 5.4 Brownell&Young dipilih tebal tangki ¼ in. Daya clarifier P

= 0,006 D2

Dimana : P : daya yang dibutuhkan clarifier, kW P = 0,006 × (3,737)2 = 0,084 hp = 0,062 kW

(Ulrich, 1984)

LD.7 Sand Filter (SF)

Fungsi

: menyaring air yang berasal dari clarifier

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan

: Carbon Steel SA-53 Grade B

Laju alir massa

: 20024,206 kg/jam

Densitas air pada 30oC: 996 kg/m3 Tangki direncanakan menampung air setiap ¼ jam Faktor keamanan

: 20 %

Maka, Volume air

=

20024,206 kg / jam × 0,25 jam 996 kg / m

3

= 5,026 m3

Volume tangki= 1,2 × 5,026 = 6,031 m3 Direncanakan perbandingan tinggi penyaring dengan diameter (Hs : D) = 2:1 tinggi head dengan diameter (Hh : D) Vs = Vh =

π

4

π

D2Hs =

π

24

4

D2(2D) =

π

2

D3 = 1,57 D3

= 1:6

(Brownell, 1959)

D3 = 0,131 D3

Vt = Vs + Vh 6,031

= 1,57 D3 + 0,131 D3

D

=

Hs = 2 D

= 2 (1,525)

3

6,031

= 1,525 m = 5,003 ft

1,701

= 3,050 m = 10,006 ft

Hh = 1/6 D = 1/6 (1,525) = 0,255 m =

0,837 ft

Sehingga, tinggi tangki = 3,050 + 2(0, 255) = 3,560 m = 11,679 ft Volume air V shell

= 5,026 m3 =

Tinggi air (Ha)=

π D

3

3 3,712 5,026

= 3,712 m3

× 3,050 = 2,251 m = 7,385 ft

Tebal dinding tangki Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-53, Grade B Dari tabel 13.1 Brownell&Young (1979), diperoleh data :


= 12750


= 1/8 in


= 1 atm

= 14,7 psi


= 1,2 × Po

= 17,64 psi


=

PD

2SE − 1,2 P

+ CA

(Brownell, 1959)

(17,64)(5,003) × 12 2(12750)(0,8) − 1,2(17,64)

+ 0,125 = 0,177 in

Dari tabel 5.4 Brownell&Young dipilih tebal tangki 3/16 in.

LD.8 Menara Air (MA)

Fungsi

: mendistribusikan air untuk berbagai keperluan

Jenis

: silinder tegak dengan tutup dan alas datar

Bahan

: Plate stell SA-167, Tipe 304

Laju alir massa

: 20024,206 kg/jam

Densitas air pada 30oC: 996 kg/m3 Faktor keamanan

: 20 %

Maka, Volume air

=

20024,206 kg / jam 996 kg / m

3

= 20,105 m3

Volume tangki = 1,2 × 20,105 = 24,126 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder H = 3D V = V =

1 4 3 4

2 πD H

(Brownell, 1959)

3 πD

24,126 =

3 4

3 πD

D = 2,172 m =

7,126 ft

H = 6,516 m = 21,378 ft

Tebal dinding tangki Direncanakan digunakan bahan konstruksi Plate stell SA-167, Tipe 304 Dari tabel 13.1 Brownell&Young (1979), diperoleh data :


= 12750


= 1/8 in


= 1 atm

= 14,7 psi


= 1,2 × Po

= 17,64 psi


=

PD

2SE − 1,2 P

+ CA

(17,64)(7,126) × 12 2(12750)(0,8) − 1,2(17,64)

(Brownell, 1959)

+ 0,125 = 0,199 in

Dari tabel 5.4 Brownell&Young dipilih tebal tangki ¼ in.

LD.9 Menara Pendingin Air (WCT)

Fungsi

: mendinginkan air pendingin bekas dari temperatur 40oC menjadi 25oC

Jenis

: Mechanical Draft Cooling Tower

Bahan konstruksi

: Carbon Stell SA-53 Grade B

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi

:

Suhu air masuk menara (TL2) = 40oC = 104oF Suhu air keluar menara (TL1) = 25oC = 77oF Suhu udara (TG1)

= 25oC = 77oF

Dari gambar 12-14, Perry, 1999, diperoleh suhu bola basah, Tw = 70oC Dari kurva kelembaban, diperoleh H = 0,020 kg uap air/kg udara kering Dari gambar 12-14, Perry, 1999, diperoleh konsentrasi air = 1,25 gal/ft2.menit Densitas air (40oC)

= 988 kg/m3

Laju massa air pendingin

= 12716,289 kg/jam

Laju volumetrik air pendingin= 12716,289 / 988 = 12,742 m3/jam

= 12,742 m3/jam × 264,17 gal/m3 / 60 menit/jam

Kapasitas air, Q

= 56,101 gal/menit Faktor keamanan

= 20%

Luas menara, A

= 1,2 × (kapasitas air/konsentrasi air) = 1,2 × (56,101 gal/menit)/(1,25 gal/ft2.menit) = 53,857 ft2

Laju alir air tiap satuan luas (L)=

(12716,289 kg / jam)(1 jam )(3,2808 ft ) 2 (53,857 ft 2 )(3600 s )(1 m 2 )

= 0,215 kg/s.m2 Perbandingan L : G direncanakan = 5 : 6 Sehingga laju alir gas tiap satuan luas (G) = 0,180 kg/m2.s Perhitungan tinggi menara : Dari pers. 9.3-8, Geankoplis 1997 : Hy1

= (1,005 + 1,88 H)(T1-T0) + (2501,4 H) = (1,005 + 1,88 × 0,020)(25-0) + 2501,4 (0,020) = 76,093 kJ/kg = 76,093.103 J/kg

Dari pers. 10.5-2, Geankoplis 1997 : G (Hy2 – Hy1) = LcL (TL2 – TL1) 0,180 (Hy2 – 76,093.103) = 0,215 (4,187.103)(40-25) Hy2 = 151,111.103 J/kg

500 450 ) g k / J ( 3 ^ 0 1 i p l a t n E

400 350 300

kesetimbangan

250

garis operasi

200 150 100 50 0 0

20

40

60

80

Suhu (C)

Gambar LD.1 Grafik Entalpi dan Temperatur Cairan

pada Cooling Tower (CT)

Ketinggian menara, z =

G M .k G .a

H y 2

dHy

∫ Hy * − Hy

(Geankoplis, 1997)

H y 1

Tabel LD.1 Perhitungan Entalpi dalam Penentuan Tinggi Menara Pendingin Hy

Hy*

1/(Hy*-Hy)

76,093

80

0,256

101,1

105

0,256

126,106

130

0,257

151,111

175

0,042

0.3 0.25 ) y H * y H ( / 1

0.2 0.15 0.1 0.05 0 0

50

100

150

200

Hy

Gambar LD.2 Kurva Hy terhadap 1/(Hy*-Hy) H y 2

Luasan daerah di bawah kurva dari Gambar LD.2 :

dHy

∫ Hy * − Hy

= 1,986

H y 1

Estimasi k G.a = 1,207.10-7 kg.mol/s.m3 Maka ketinggian menara, z =

(Geankoplis, 1997) 0,180

29 × (1,207.10 −7 )(1,013.10 5 )

× 1, 986 = 1,006 m

Diambil performance menara 90%, maka dari gambar 12-15 Perry, 1999, diperoleh tenaga kipas 0,03 hp/ft2. Daya yang diperlukan = 0,03 hp/ft2 × 10,828 ft2 = 0,33 hp Digunakan daya standart 0,5 hp

LD.10 Penukar Kation/Cation Exchanger (CE)

Fungsi

: mengurangi kesadahan air

Bentuk


Bahan konstruksi

: Carbon Stell SA-283 Grade C

Kondisi penyimpanan : Temperatur : 30oC Tekanan

: 1 atm

Laju massa air

= 5933,278 + 1,818

Densitas air

= 996 kg/m3

Faktor keamanan

= 20 %

= 5935,096 kg/jam

Ukuran Cation Exchanger Va =

5935,096 996

= 5,959 m3

Maka volume Cation Exchanger

= 1,2 × 5,959 = 7,151 m3

Direncanakan perbandingan tinggi silinder dengan diameter (Hs : D) = 3:1 tinggi head dengan diameter (Hh:D) π

D2 Hs =

π

D2 (3D) =

Vs

=

Vh

=

Vt

= Vs + Vh

7,151

= 2,355 D3 + 0,131 D3

D

=

Hs

= 3D

Hh

= 1/6 D = 0,237 m =

4 π

4

3 3 π D = 2,355 D

D3 = 0,131 D3

24

3

4

3

7,151 2,486

= 1,422 m = 4,665 ft

= 4,266 m = 13,996 ft 0,777 ft

Sehingga tinggi tangki = 4,266 + 2(0,237) = 4,740 m = 15,551 ft V air V sheel

= 5,959 m3 =

Tinggi air (Ha)=

π D

3

3 3,009 5,959

= 3,009 m3 × 4,266 = 2,514 m = 8,248 ft

= 1:6

Tebal dinding tangki Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-283, Grade C Dari tabel 13.1 Brownell&Young (1979), diperoleh data :


= 12650


= 1/8 in


= 1 atm

= 14,7 psi


= 1,2 × Po

= 17,64 psi


=

PD

2SE − 1,2 P

+ CA

(Brownell, 1959)

(17,64)(4,665) × 12 2(12650)(0,8) − 1,2(17,64)

+ 0,125 = 0,174 in


LD.11 Penukar Anion/ Anion Exchanger (AE)

Fungsi

: mengurangi kesadahan air

Bentuk


Bahan konstruksi

: Carbon Stell SA-283 Grade C


: 1 atm

Laju massa air

= 5935,096 + 0,946 = 5936,042 kg/jam

Densitas air

= 996 kg/m3

Faktor keamanan

= 20 %

Ukuran Anion Exchanger Va =

5936,042 996

= 5,959 m3

Maka volume Anion Exchanger

= 1,2 × 5,959 = 7,151 m3

Direncanakan perbandingan tinggi silinder dengan diameter (Hs : D) = 3:1 tinggi head dengan diameter (Hh:D)

= 1:6

π

D2 Hs =

π

=

Vh

=

Vt

= Vs + Vh

7,151

= 2,355 D3 + 0,131 D3

D

=

Hs

= 3D

Hh

= 1/6 D = 0,237 m =

4 π

4

4

3 3 π D = 2,355 D

D3 = 0,131 D3

24

3

3

D2 (3D) =

Vs

7,151 2,486

= 1,422 m = 4,665 ft

= 4,266 m = 13,996 ft 0,777 ft


= 5,959 m3 =

Tinggi air (Ha)=

D π

3

= 3,009 m3

3 3,009 5,959

× 4,266 = 2,514 m = 8,248 ft

Tebal dinding tangki Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-283, Grade C Dari tabel 13.1 Brownell&Young (1979), diperoleh data :


= 12650


= 1/8 in


= 1 atm

= 14,7 psi


= 1,2 × Po

= 17,64 psi


=

PD

2SE − 1,2 P

+ CA

(17,64)(4,665) × 12 2(12650)(0,8) − 1,2(17,64)

(Brownell, 1959)

+ 0,125 = 0,174 in


LD.12 Deaerator (D)

Fungsi

: menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air umpan ketel

Bentuk

: Silinder horizontal dengan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi

: Plate Stell SA-167 Tipe 304


: 1 atm

Laju massa air

= 5936,042 kg/jam

Densitas air

= 996 kg/m3

Faktor keamanan

= 20 %

Ukuran Deaerator Va =

5936,042 996

= 5,959 m3 = 1,2 × 5,959 = 7,151 m3

Maka volume Deaerator

Direncanakan perbandingan tinggi silinder dengan diameter (Hs : D) = 3:1 tinggi head dengan diameter (Hh:D) π

D2 Hs =

π

D2 (3D) =

Vs

=

Vh

=

Vt

= Vs + Vh

7,151

= 2,355 D3 + 0,131 D3

D

=

Hs

= 3D

Hh

= 1/6 D = 0,237 m =

4 π

4

3 3 π D = 2,355 D

D3 = 0,131 D3

24

3

4

3

7,151 2,486

= 1,422 m = 4,665 ft

= 4,266 m = 13,996 ft 0,777 ft


= 5,959 m3 =

Tinggi air (Ha)=

D π

3

3 3,009 5,959

= 3,009 m3 × 4,266 = 2,514 m = 8,248 ft

= 1:6

Tebal dinding tangki Direncanakan digunakan bahan konstruksi Plate Stell SA-167 Tipe 304 Dari tabel 13.1 Brownell&Young (1979), diperoleh data :


= 12650


= 1/8 in


= 1 atm

= 14,7 psi


= 1,2 × Po

= 17,64 psi


=

PD

2SE − 1,2 P

+ CA

(17,64)(4,665) × 12 2(12650)(0,8) − 1,2(17,64)

(Brownell, 1959)

+ 0,125 = 0,174 in


LD.13 Ketel Uap (B)

Fungsi

: menyediakan uap untuk keperluan proses

Jenis

: pipa api

Bahan konstruksi

: Carbon Steel

Kondisi operasi : Uap jenuh yang digunakan bersuhu 200°C Dari steam table, Smith, 1987, diperoleh kalor laten steam 1053,56 Btu/lbm Kebutuhan uap = 29666,39 kg/jam = 65266,058 lbm/jam Perhitungan: Menghitung Daya Ketel Uap W

=

34,5 × P × 970,3 H

dimana: P = daya boiler, hp W = kebutuhan uap, lbm/jam H = kalor laten steam, Btu/lbm

Maka, P =

65266,058 × 1053,56

= 2001,877 hp

35,4 × 970,3

Menghitung Jumlah Tube Luas permukaan perpindahan panas, A = P × 10 ft2/hp = 2001,877 hp × 10 ft2/hp = 20018,77 ft2 Direncanakan menggunakan tube dengan spesifikasi: Panjang tube, L = 30 ft Diameter tube 3 in Luas permukaan pipa, a′ = 0,917 ft2/ft

(Kern, 1965)

Sehingga jumlah tube, N t

=

A L × a '

=

20018,77 30 × 0,917

= 727,691 ≈ 730 buah

LD.14 Pompa Sumur Bor (P-101)

Fungsi

: memompa air dari sumur bor ke bak pengendapan

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Cast Iron

Kondisi operasi

:

Temperatur

: 30oC

Densitas air

: 996 kg/m3 = 62,178 lbm/ft3

(Perry, 1997)

Viskositas air

: 0,85 cP = 5,71 × 10-4 lbm/ft.s

(Perry, 1997)

Laju alir massa (F)

: 20022,664 kg/jam = 12,236 lbm/det

Laju alir volume, Q

:

F ρ

=

12,236 lbm / det 3

62,178 lbm / ft

Diameter optimum, De= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13

= 0,197 ft3/s (Timmerhouse, 1991)

= 3,9 × (0,197) 0,45 × (62,178) 0,13 = 3,212 in Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih :

− Ukuran pipa nominal

: 3,5 in

−

Schedule pipa

: 40

− Diameter dalam (ID)

: 3,548 in

= 0,296 ft

− Diameter luar (OD)

: 4,000 in

= 0,333 ft

: 0,06870 ft2

− Luas penampang dalam (Ai) Kecepatan linier, v =

Q

0,197 ft 3 / s

=

Ai

ρ v D

Bilangan Reynold, NRe =

= 2,868 ft/s

0,06870 ft 2 =

(62,178)(2,868)(0,296) 5,71.10 − 4

μ

= 92443,082

Untuk cast iron, ε = 0,005 ft Kekasaran relatif

=

ε

ID


=

0,005

= 0, 017

0,296

0,079 N Re

0 , 25

=

0,079 92443,082

0 , 25

= 4,531.10 −3

Instalasi pipa :

− Panjang pipa vertikal, L1 = 4 m = 13,123 ft − Panjang pipa horizontal, L2 = 5 m = 16,404 ft − 2 buah gate valve fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980) L3 = 2 × 13 × 0,296 = 7,696 ft

− 1 buah elbow standard 90o (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust, 1980) L4 = 1 × 30 × 0,296 = 8,880 ft Panjang pipa total (ΣL) = 13,123 + 16,404 + 7,696 + 8,880 = 46,103 ft Faktor gesekan, F =

f v 2

∑ L

2 g c D

=

( 4,531.10 −3 )(2,868) 2 (46,103) 2(32,174)(0,296)

= 0,090 ft.lbf /lbm Tinggi pemompaan, Δz = 2,5 m = 8,202 ft Static head, Δz

Velocity head,

Pressure head,

g g c

Δv 2 2 g c

Δ P ρ

= 8,202 ft.lbf /lbm

=

2,868 2 2 × 32,174

=0

= 0,128

Ws = Δz

g g c

+

Δv 2 2 g c

+

Δ P

+F

ρ

= 8,202 + 0,128 + 0 + 0,090 = 8,420 ft.lbf /lbm Tenaga pompa, P =

W s Q ρ

550

=

(8,420)(0,197)(62,178) 550

= 0,188 hp

Untuk efisiensi 80%, maka : Tenaga pompa yang dibutuhkan =

0,188 0,8

= 0,235 hp

Digunakan daya pompa 0,5 hp

LD.15 Pompa Bak Pengendapan (P-102)

Fungsi

: memompa air dari bak pengendapan ke clarifier

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Cast Iron

Kondisi operasi

:

Temperatur

: 30oC

Densitas air

: 996 kg/m3 = 62,178 lbm/ft3

(Perry, 1997)

Viskositas air

: 0,85 cP = 5,71 × 10-4 lbm/ft.s

(Perry, 1997)

Laju alir massa (F)

: 20022,664 kg/jam = 12,236 lbm/det

Laju alir volume, Q

:

F ρ

=

12,236 lbm / det 3

62,178 lbm / ft

= 0,197 ft3/s

Diameter optimum, De= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13

(Timmerhouse, 1991)



: 3,5 in

−

: 40

Schedule pipa


: 3,548 in

= 0,296 ft


: 4,000 in

= 0,333 ft

− Luas penampang dalam (Ai)

: 0,06870 ft2

Q


0,197 ft 3 / s

=

Ai

ρ v D


= 2,868 ft/s

0,06870 ft 2 =

(62,178)(2,868)(0,296) 5,71.10 − 4

μ

= 92443,082


=

ε

ID

=

0,005 0,296

0,079


N Re

0 , 25

= 0, 017 =

0,079 92443,082

0 , 25

= 4,531.10 −3

Instalasi pipa :



f v 2

∑ L

2 g c D

=

( 4,531.10 −3 )(2,868) 2 (55,946) 2(32,174)(0,296)


Velocity head,

Pressure head,

g g c

Δv 2 2 g c

Δ P

= 18,044 ft.lbf /lbm

=

2,868 2 2 × 32,174

=0

ρ

Ws = Δz

g g c

+

Δv 2 2 g c

+

Δ P

+F

ρ

= 18,044 + 0,128 + 0 + 0,190 = 18,362 ft.lbf /lbm

= 0,128

Tenaga pompa, P =

W s Q ρ

(18,362)(0,197)(62,178)

=

550

550

= 0,41 hp

Untuk efisiensi 80%, maka : Tenaga pompa yang dibutuhkan =

0,41 0,8

= 0,51 hp


LD.16 Pompa Tangki Al2(SO4)3 (P-103)

Fungsi

: memompa Al2(SO4)3 ke clarifier

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Cast Iron

Kondisi operasi

:

Temperatur

: 30oC

Densitas Al2(SO4)3

: 87,93 lbm/ft3

(Perry, 1997)

Viskositas Al2(SO4)3 : 6,719 × 10-4 lbm/ft.s

(Perry, 1997)

Laju alir massa (F)

: 1,001 kg/jam = 0,0006 lbm/det

Laju alir volume, Q

:

F

0,0006 lbm / det

=

3

87,93 lbm / ft

ρ

= 6,824.10-6 ft3/s

Diameter optimum, De: 3,9 × Q0,45 × ρ0,13

(Timmerhouse, 1991)

= 3,9 × (6,824.10-6) 0,45 × (87,93) 0,13 = 0,274 in Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih :


: 3/8 in

−

: 40

Schedule pipa


: 0,493 in

= 0,041 ft


: 0,675 in

= 0,056 ft

: 0,00133 ft2


Q Ai


=

6,824.10 −6 ft 3 / s 2

0,00133 ft

ρ v D μ

=

= 5,131.10-3 ft/s

(87,93)(5,131.10 −3 )(0,041) 6,719.10 − 4

= 26,789


=

ε

=

ID


0,0045 0,041

16 N Re

=

= 0,109

16 26,789

= 0,597

Instalasi pipa :


− 1 buah elbow standard 90o (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust, 1980) L4 = 1 × 30 × 0,041 = 1,230 ft Panjang pipa total (ΣL) = 19,685 + 19,685 + 1,066 + 1,230 = 41,666 ft f v 2

Faktor gesekan, F =

∑ L

2 g c D

=

(0,597 )(5,131.10 −3 ) 2 ( 41,666) 2(32,174)(0,041)

= 4,836.10-8 ft.lbf /lbm Tinggi pemompaan, Δz = 5,7 m = 18,7 ft Static head, Δz

Velocity head,

Pressure head,

g

= 18,7 ft.lbf /lbm

g c

Δv 2

=

2 g c

Δ P

(5,131.10 −3 ) 2 2 × 32,174

= 7,974.10-11

=0

ρ

Ws = Δz

g g c

+

Δv 2 2 g c

+

Δ P

+F

ρ

= 18,7 + 7,974.10-11 + 0 + 4,836.10-8 = 18,7 ft.lbf /lbm Tenaga pompa, P =

W s Q ρ

550

Untuk efisiensi 80%, maka :

=

(18,7)(6,824.10 −6 )(87,93) 550

= 2.10-5 hp

Tenaga pompa yang dibutuhkan =

2.10 −5

= 2,5.10-5 hp

0,8


LD.17 Pompa Tangki Na2CO3 (P-104)

Fungsi

: memompa Na2CO3 ke clarifier

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Cast Iron

Kondisi operasi

:

Temperatur

: 30oC

Densitas Na2CO3

: 82,842 lbm/ft3

(Perry, 1997)

Viskositas Na2CO3

: 3,689 × 10-4 lbm/ft.s

(Perry, 1997)

Laju alir massa (F)

: 0,541 kg/jam = 0,0003 lbm/det

Laju alir volume, Q

:

F

0,0003 lbm / det

=

82,842 lbm / ft 3

ρ

= 3,621.10-6 ft3/s


(Timmerhouse, 1991)



: ¼ in

−

: 40

Schedule pipa


: 0,364 in

= 0,030 ft


: 0,540 in

= 0,045 ft

: 0,00072 ft2


Q Ai


=

3,621.10 −6 ft 3 / s 2

0,00072 ft

ρ v D

=

(82,842)(5,029.10 −3 )(0,030)

μ

3,689.10 − 4


=

ε

ID

=

= 5,029.10-3 ft/s

0,0045 0,030

= 0,15

= 32,529


16 N Re

=

16 32,529

= 0, 492

Instalasi pipa :


− 1 buah elbow standard 90o (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust, 1980) L4 = 1 × 30 × 0,030 = 0,900 ft Panjang pipa total (ΣL) = 19,685 + 19,685 + 0,780 + 0,900 = 41,050 ft

f v 2

Faktor gesekan, F =

∑ L

2 g c D

=

(0,492)(5,029.10 −3 ) 2 ( 41,050) 2(32,174)(0,030)

= 5,263.10-8 ft.lbf /lbm Tinggi pemompaan, Δz = 5,7 m = 18,7 ft Static head, Δz

Velocity head,

Pressure head,

g

= 18,7 ft.lbf /lbm

g c

Δv 2

=

2 g c

Δ P

(5,029.10 −3 ) 2 2 × 32,174

= 7,815.10-11

=0

ρ

Ws = Δz

g g c

+

Δv 2 2 g c

+

Δ P

+F

ρ


W s Q ρ

550

=

(18,7)(3,621.10 −6 )(82,842) 550

= 1,019.10-5 hp

Untuk efisiensi 80%, maka : Tenaga pompa yang dibutuhkan = Digunakan daya pompa 0,001 hp

1,019.10 −5 0,8

= 1,274.10-5 hp

LD.18 Pompa Sand Filter (P-105)

Fungsi

: memompa air dari sand filter ke menara air

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Cast Iron

Kondisi operasi

:

Temperatur

: 30oC

Densitas air

: 996 kg/m3 = 62,178 lbm/ft3

(Perry, 1997)

Viskositas air

: 0,85 cP = 5,71 × 10-4 lbm/ft.s

(Perry, 1997)

Laju alir massa (F)

: 20024,206 kg/jam = 12,237 lbm/det

Laju alir volume, Q

:

F

12,237 lbm / det

=

3

62,178 lbm / ft

ρ

= 0,197 ft3/s


(Timmerhouse, 1991)



: 3,5 in

−

: 40

Schedule pipa


: 3,548 in

= 0,296 ft


: 4,000 in

= 0,333 ft

: 0,06870 ft2


Q Ai


0,197 ft 3 / s

=

0,06870 ft 2

ρ v D

=

= 2,868 ft/s

(62,178)(2,868)(0,296) 5,71.10 − 4

μ

= 92443,082


=

ε

ID


=

0,005 0,296

0,079 N Re

0 , 25

= 0, 017 =

0,079 92443,082

0 , 25

= 4,531.10 −3

Instalasi pipa :

− Panjang pipa vertikal, L1 = 8,5 m = 27,887 ft − Panjang pipa horizontal, L2 = 8,5 m = 27,88 ft − 2 buah gate valve fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980) L3 = 2 × 13 × 0,296 = 7,696 ft


f v 2

∑ L

2 g c D

=

( 4,531.10 −3 )(2,868) 2 (72,350) 2(32,174)(0,296)

= 0,141 ft.lbf /lbm Tinggi pemompaan, Δz = 5 m = 16,404 ft Static head, Δz

Velocity head,

Pressure head,

g g c

Δv 2 2 g c

Δ P

= 16,404 ft.lbf /lbm 2,868 2

=

2 × 32,174

= 0,128

=0

ρ

Ws = Δz

g g c

+

Δv 2 2 g c

+

Δ P

+F

ρ


W s Q ρ

550

=

(16,673)(0,197)(62,178) 550


0,371 0,8

= 0,464 hp

= 0,371 hp

LD.19 Pompa Water Cooling Tower (P-106)

Fungsi

: mendistribusikan air pendingin

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Cast Iron

Kondisi operasi

:

Temperatur

: 30oC

Densitas air

: 996 kg/m3 = 62,178 lbm/ft3

Viskositas air

: 0,8937 cP = 6,005 × 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997)

Laju alir massa (F)

: 12716,289 kg/jam = 7,771 lbm/det

Laju alir volume, Q

:

F

7,771 lbm / det

=

3

62,178 lbm / ft

ρ

(Perry, 1997)

= 0,125 ft3/s


(Timmerhouse, 1991)



: 3 in

−

: 40

Schedule pipa


: 3,068 in

= 0,256 ft


: 3,500 in

= 0,292 ft

: 0,05130 ft2


Q Ai


0,125 ft 3 / s

=

0,05130 ft 2

ρ v D

=

= 2,437 ft/s

(62,178)(2,437)(0,256) 6,005.10 − 4

μ

= 64597,835


=

ε

ID


=

0,005 0,256

0,079 N Re

0 , 25

= 0, 019 =

0,079 64597,835

= 1,223.10 −6

Instalasi pipa :



f v 2

∑ L

2 g c D

=

(1,223.10 −6 )(2,437) 2 (66,828) 2(32,174)(0,256)

= 2,947.10-5 ft.lbf /lbm Tinggi pemompaan, Δz = 5 m = 16,404 ft Static head, Δz

Velocity head,

Pressure head,

g g c

Δv 2 2 g c

Δ P

= 16,404 ft.lbf /lbm 2,437 2

=

2 × 32,174

= 0,093

=0

ρ

Ws = Δz

g g c

+

Δv 2 2 g c

+

Δ P

+F

ρ

= 16,404 + 0,093 + 0 + 2,947.10-5 = 16,497 ft.lbf /lbm Tenaga pompa, P =

W s Q ρ

550

=

(16,497)(0,125)(62,178) 550


0,23 0,8

= 0,28 hp

= 0,23 hp

LD.20 Pompa Tangki H2SO4 (P-107)

Fungsi

: memompa H2SO4 ke Cation Exchanger

Jenis

: pompa sentrifual

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Cast Iron

Kondisi operasi

:

Temperatur

: 30oC

Densitas H2SO4

: 1387 kg/m3 = 86,587 lbm/ft3

(Perry, 1997)

Viskositas H2SO4

: 3,7 × 10-3 lbm/ft.s

(Perry, 1997)

Laju alir massa (F)

: 1,818 kg/jam = 0,001 lbm/det

Laju alir volume, Q

:

F

0,001 lbm / det

=

3

86,587 lbm / ft

ρ

= 1,155.10-5 ft3/s


(Timmerhouse, 1991)



: 1/8 in

−

: 40

Schedule pipa


: 0,269 in

= 0,022 ft


: 0,405 in

= 0,034 ft

: 0,00040 ft2


Q Ai


1,155.10 −5 ft 3 / s

=

0,00040 ft 2

ρ v D

=

= 0,029 ft/s

(86,587)(0,029)(0,022) 6,005.10 − 4

μ


=

ε

ID


=

0,005 0,022

16 N Re

=

= 0, 227 16

91,590

= 0,175

= 91,590

Instalasi pipa :



f v 2

∑ L

2 g c D

=

(0,175)(0,029) 2 ( 20,917) 2(32,174)(0,022)


Velocity head,

Pressure head,

g g c

Δv 2 2 g c

Δ P

= 3,281 ft.lbf /lbm 0,029 2

=

2 × 32,174

= 1,307.10-5

=0

ρ

Ws = Δz

g g c

+

Δv 2 2 g c

+

Δ P

+F

ρ


W s Q ρ

550

=

(3,283)(1,155.10 −5 )(86,587) 550

= 5,969.10-6 hp


5,969.10 −6 0,8

= 7,461.10-6 hp

LD.21 Pompa Tangki NaOH (P-108)

Fungsi

: memompa NaOH ke Anion Exchanger

Jenis

: pompa sentrifual

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Cast Iron

Kondisi operasi

:

Temperatur

: 30oC

Densitas NaOH

: 1520,3 kg/m3 = 94,909 lbm/ft3

(Perry, 1997)

Viskositas NaOH

: 4,302 × 10-4 lbm/ft.s

(Perry, 1997)

Laju alir massa (F)

: 0,946 kg/jam = 0,0006 lbm/det

Laju alir volume, Q

:

F

0,0006 lbm / det

=

3

94,909 lbm / ft

ρ

= 6,322.10-6 ft3/s


(Timmerhouse, 1991)



: ¼ in

−

: 40

Schedule pipa


: 0,364 in

= 0,030 ft


: 0,540 in

= 0,045 ft

: 0,00072 ft2


Q Ai


6,322.10 −6 ft 3 / s

=

0,00072 ft 2

ρ v D

=

= 0,009 ft/s

(94,909)(0,009)(0,030) 4,302.10 − 4

μ


=

ε

ID


=

0,005 0,030

16 N Re

=

= 0,167 16

60,437

= 0, 265

= 60,437

Instalasi pipa :



f v 2

∑ L

2 g c D

=

(0,265)(0,009) 2 ( 21,365) 2(32,174)(0,030)


Velocity head,

Pressure head,

g g c

Δv 2 2 g c

Δ P

= 3,281 ft.lbf /lbm 0,009 2

=

2 × 32,174

= 1,259.10-6

=0

ρ

Ws = Δz

g g c

+

Δv 2 2 g c

+

Δ P

+F

ρ


W s Q ρ

550

=

(3,281)(6,322.10 −6 )(94,909) 550

= 3,579.10-6 hp


3,579.10 −5 0,8

= 4,474.10-6 hp

LD.22 Pompa Cation Exchanger (P-109)

Fungsi

: memompa air dari Cation Exchanger ke Anion Exchanger

Jenis

: pompa sentrifual

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Cast Iron

Kondisi operasi

:

Temperatur

: 30oC

Densitas air

: 996 kg/m3 = 62,178 lbm/ft3

Viskositas air

: 0,85 Cp

Laju alir massa (F)

: 5935,096 kg/jam = 3,627 lbm/det

Laju alir volume, Q

:

F

= 5,72 × 10-4 lbm/ft.s

3,627 lbm / det

=

3

62,178 lbm / ft

ρ

(Perry, 1997) (Perry, 1997)

= 0,058 ft3/s


(Timmerhouse, 1991)



: 2 in

−

: 40

Schedule pipa


: 2,067 in

= 0,172 ft


: 2,375 in

= 0,198 ft

: 0,02330 ft2


Q Ai


0,058 ft 3 / s

=

0,02330 ft 2

ρ v D

=

= 2,489 ft/s

(62,178)(2,489)(0,172) 5,72.10 − 4

μ

= 46536,713


=

ε

ID


=

0,005 0,172

0,079 N Re

0 , 25

= 0, 029 =

0,079 46536,713

0 , 25

= 5,379.10 −3

Instalasi pipa :

− Panjang pipa vertikal, L1 = 5,5 m = 18,044 ft − Panjang pipa horizontal, L2 = 5 m = 16,404 ft − 2 buah gate valve fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980) L3 = 2 × 13 × 0,172 = 4,472 ft


f v 2

∑ L

2 g c D

=

(5,379.10 −3 )(2,489) 2 ( 44,080) 2(32,174)(0,172)


Velocity head,

Pressure head,

g g c

Δv 2 2 g c

Δ P

= 17,716 ft.lbf /lbm 2,489 2

=

2 × 32,174

= 0,096

=0

ρ

Ws = Δz

g g c

+

Δv 2 2 g c

+

Δ P

+F

ρ


W s Q ρ

550

=

(17,945)(0,058)(62,178) 550


0,118 0,8

= 0,15 hp

= 0,118 hp

LD.23 Pompa Anion Exchanger (P-110)

Fungsi

: memompa air dari Anion Exchanger ke Deaerator

Jenis

: pompa sentrifual

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Cast Iron

Kondisi operasi

:

Temperatur

: 30oC

Densitas air

: 996 kg/m3 = 62,178 lbm/ft3

Viskositas air

: 0,85 Cp

Laju alir massa (F)

: 5936,042 kg/jam = 3,627 lbm/det

Laju alir volume, Q

:

F

= 5,72 × 10-4 lbm/ft.s

3,627 lbm / det

=

3

62,178 lbm / ft

ρ

(Perry, 1997) (Perry, 1997)

= 0,058 ft3/s


(Timmerhouse, 1991)



: 2 in

−

: 40

Schedule pipa


: 2,067 in

= 0,172 ft


: 2,375 in

= 0,198 ft

: 0,02330 ft2


Q Ai


0,058 ft 3 / s

=

0,02330 ft 2

ρ v D

=

= 2,489 ft/s

(62,178)(2,489)(0,172) 5,72.10 − 4

μ

= 46536,713


=

ε

ID


=

0,005 0,172

0,079 N Re

0 , 25

= 0, 029 =

0,079 46536,713

0 , 25

= 5,379.10 −3

Instalasi pipa :



f v 2

∑ L

2 g c D

=

(5,379.10 −3 )(2,489) 2 ( 44,080) 2(32,174)(0,172)


Velocity head,

Pressure head,

g g c

Δv 2 2 g c

Δ P

= 17,716 ft.lbf /lbm 2,489 2

=

2 × 32,174

= 0,096

=0

ρ

Ws = Δz

g g c

+

Δv 2 2 g c

+

Δ P

+F

ρ


W s Q ρ

550

=

(17,945)(0,058)(62,178) 550


0,118 0,8

= 0,15 hp

= 0,118 hp

LD.24 Pompa Deaerator (P-111)

Fungsi

: memompa air dari Deaerator ke Boiler

Jenis

: pompa sentrifual

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Cast Iron

Kondisi operasi

:

Temperatur

: 30oC

Densitas air

: 996 kg/m3 = 62,178 lbm/ft3

Viskositas air

: 0,85 Cp

Laju alir massa (F)

: 5936,042 kg/jam = 3,627 lbm/det

Laju alir volume, Q

:

F

= 5,72 × 10-4 lbm/ft.s

3,627 lbm / det

=

3

62,178 lbm / ft

ρ

(Perry, 1997) (Perry, 1997)

= 0,058 ft3/s


(Timmerhouse, 1991)



: 2 in

−

: 40

Schedule pipa


: 2,067 in

= 0,172 ft


: 2,375 in

= 0,198 ft

: 0,02330 ft2


Q Ai


0,058 ft 3 / s

=

0,02330 ft 2

ρ v D

=

= 2,489 ft/s

(62,178)(2,489)(0,172) 5,72.10 − 4

μ

= 46536,713


=

ε

ID


=

0,005 0,172

0,079 N Re

0 , 25

= 0, 029 =

0,079 46536,713

0 , 25

= 5,379.10 −3

Instalasi pipa :



f v 2

∑ L

2 g c D

=

(5,379.10 −3 )(2,489) 2 ( 44,080) 2(32,174)(0,172)


Velocity head,

Pressure head,

g g c

Δv 2 2 g c

Δ P

= 17,716 ft.lbf /lbm 2,489 2

=

2 × 32,174

= 0,096

=0

ρ

Ws = Δz

g g c

+

Δv 2 2 g c

+

Δ P

+F

ρ


W s Q ρ

550

=

(17,945)(0,058)(62,178) 550


0,118 0,8

= 0,15 hp

= 0,118 hp

LAMPIRAN E PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI

Dalam rencana pra rancangan Unit Fraksinasi pada pabrik minyak goreng digunakan asumsi sebagai berikut: 1. Perusahaan beroperasi selama 320 hari dalam setahun. 2. Kapasitas produksi maksimum adalah 850 ton/tahun 3. Perhitungan didasarkan pada harga peralatan terpasang (HPT) 4. Harga alat disesuaikan dengan nilai tukar dollar terhadap rupiah adalah : US$ 1 = Rp 8.895,- (Harian Analisa, 19 Juni 2007).

LE.1 Modal Investasi Tetap LE.1.1 Modal Investasi Tetap Langsung (MITL) A. Biaya Tanah Lokasi Unit Fraksinasi

Biaya tanah pada lokasi pabrik diperkirakan Rp 300.000,-/m2 Harga tanah seluruhnya

= 2484 m2 x Rp 300.000,-/m2 = Rp745.200.000,-

Biaya perataan tanah diperkirakan 5 % dari harga tanah seluruhnya (Timmerhaus, 1991) Biaya perataan tanah

= 0,05 x Rp 745.200.000,= Rp 37.260.000,-

Total biaya tanah

= Rp 745.200.000,- + Rp 37.260.000,= Rp 782.460.000.-

B. Harga Bangunan

Perincian harga bangunan dapat dilihat pada tabel LE–1 Tabel LE – 1 Perincian harga bangunan 2 Nama Bangunan Luas (m )

2

Harga (Rp/m )

Jumlah (Rp)

Daerah Proses

500

1.000.000

500.000.000

Gudang Bahan baku

80

500.000

40.000.000

Gudang Produk

100

500.000

50.000.000

Laboratorium

80

500.000

40.000.000

Kantor

100

500.000

50.000000

Parkir

150

200.000

30.000.000

Klinik

60

500.000

30.000.000

Tempat Ibadah

80

300.000

24.000.000

Kantin

80

300.000

24.000.000

Bengkel

80

300.000

24.000.000

Ruang Kontrol

80

500.000

40.000.000

Pengolahan Air

100

400.000

40.000.000

Pengolahan limbah

80

400.000

32.000.000

Daerah Perluasan

400

250.000

100.000.000

Taman

80

100.000

8.000.000

Pos Keamanan

20

250.000

5.000.000

Total

2.070

1.073.000.000

C. Perincian Harga Peralatan

Harga peralatan dapat dicari dengan menggunakan persamaan berikut :

⎛ I x ⎞ ⎛ X 2 ⎞ m Cx = Cy ⎜ ⎟ . ⎜⎜ ⎜ I y ⎟ ⎝ X 1 ⎠⎟⎟ ⎝ ⎠ Dimana :

Cx

= Harga alat pada tahun pembelian (2007)

Cy

= Harga alat pada kapasitas yang tersedia

Ix

= Indeks harga pada tahun 2007

Iy

= Indeks harga pada tahun yang tersedia

X1

= Kapasitas alat yang tersedia

X2

= Kapasitas alat yang diinginkan

m

= Faktor eksponensial untuk jenis alat yang tersedia

Untuk menghitung semua harga peralatan pada pabrik, digunakan metode Marshall R Swift Equipment Cost Indeks. Indeks yang digunakan adalah Chemichal Engineering Plant Cost Indeks (Timmerhaus, 2004).

Tabel LE – 2 Data Indeks Harga Chemical Engeneering (CE) Indeks (Yi)

Tahun

2

Xi

Xi

2

Yi

Xi . Yi

1993

964,2

1

1

929681,64

964,2

1994

993,4

2

4

986843,56

1986,8

1995

1027,5

3

9

1055756,25

3082,5

1996

1039,1

4

16

1079728,81

4156,4

1997

1056,8

5

25

1116826,24

5284,0

1998

1061,9

6

36

1127631,61

6371,4

1999

1068,3

7

49

1141264,89

7478,1

2000

1089,0

8

64

1185921,00

8712,0

2001

1093,9

9

81

1196617,21

9845,1

2002

1102,5

10

100

1215506,25

11025,0

Total

10496,6

55

385

11035777,46

58905,5

(Timmerhaus, 2004) Untuk mencari indeks harga pada tahun 2006 digunakan Metode Regresi Koefisien Korelasi, yaitu : r

=

=

( n . ∑ X i .Y i ) − ( ∑ X i . ∑ Y i ) {( n . ∑ X i

2

− (∑ X i ) 2 } x {n . ∑ Y i 2 − (∑ Y i ) 2 )} (10 × 58905,5) − (55 × 10496,6)

{(10 × 385 − (55) } × {10 × 11035777,46 − (10496,6) )} 2

2

= 0,96 ≈ 1

Harga koefisien yang mendekati +1 menyatakan bahwa terdapat hubungan linear antar variabel X dan Y, sehingga persamaan regresi yang mendekati adalah Persamaan Regresi Linear. Persamaan umum Regresi Linear adalah Y = a + b X Dengan :

Y

= Indeks harga pada tahun yang dicari (2007)

X

= Variabel tahun ke n – 1

a, b

= Tetapan persamaan regresi

dimana a dan b dapat dicari dengan menggunakan rumus : 2

a

=

=

b

=

=

Y

=

X

=

( ∑ X i x ∑ Y i ) − ( ∑ X i x ∑ X i .Y i ) 2

(n . ∑ X i ) − ( ∑ X i ) 2 (385 x 10496,6) − (55 x 58905,5) (10 X 385) − 55 2

= 971,38

( n x ∑ X i .Y i ) − ( ∑ X i x ∑ Y i ) 2

( n . ∑ X i ) − ( ∑ X i ) 2 (10 x 58905,5) − (55 x 10496,6) (10 X 385) − 55 2

= 14,23

∑ Y i 10496,6 = =1049,66 10

n

(Y − a) 1049,66 − 971,38 b

=

14,23

= 5,5

Dengan demikian harga indeks pada tahun 2007 (n =15 tahun yang ke – 15 maka X = 14) adalah: Y = 971,38 + (14,23 x 14) = 1170,6 Untuk alat yang tidak tersedia, faktor eksponennya (m) dianggap 0,6 (Timmerhaus, 2004).

Contoh perhitungan estimasi harga peralatan:

Nama alat

: Reaktor Hidrolisa

Jumlah

: 1 buah

Volume tangki (X2)

: 2,0624 m3

Untuk reaktor hidrolisa, volume reaktor yang disediakan : X1

= 10 m3

Cy

= US$ 55.000

Ix

= 1170,6

Iy

= 1102,5

m

= 0,6

Maka harga tangki pada tahun 2007 : 0,6

Cx

1170,6 ⎞ ⎛ 2,0624 ⎞ ⎛ = US$ 55.000 x ⎜ ⎟ ⎟ ⎜ ⎝ 10 ⎠ ⎝ 1102,5 ⎠ = US$ 22652,23 x Rp 8.895,= Rp 201.491.586,-

Dengan cara yang sama perkiraan harga alat proses yang lainnya dapat dilihat pada Tabel LE – 3 dan Tabel LE – 4 untuk perkiraan harga peralatan utilitas.

Tabel LE – 3 Perkiraan Harga Peralatan Proses

No

Nama Alat

Harga/Unit

Harga Total

Unit

(Rp)

(Rp)

1

Tangki Molase

1

27.697.010

27.697.010

2

Reaktor

1

201.491.586

201.491.586

3

Fermentor

1

199.090.381

199.090.381

4

Tangki Penampung Fermentasi

3

20.718.768

62.156.304

5

Tangki Penyimpan Etanol

2

119.873.303

239.746.606

6

Filter Ptess

2

21.350.402

42.700.804

7

Pompa - 101

1

2.500.000

2.500.000

8

Pompa – 102

1

2.500.000

2.500.000

9

Pompa - 103

1

2.500.000

2.500.000

10

Pompa - 104

1

2.500.000

2.500.000

11

Kolom Distilasi

1

158.153.100

158.153.100

12

Kondensor

1

59.240.700

59.240.700

13

Tangki Penampung Distilat Sementara

1

19.080.728

19.080.728

14

Reboiler

1

124.530.000

124.530.000

15

Pompa - 105

1

2.500.000

2.500.000

16

Pompa – 106

1

2.500.000

2.500.000

17

Pompa - 107

1

2.500.000

2.500.000

18

Pompa - 108

1

2.500.000

2.500.000

19

Bak Penampung Cake I

1

40.759.667

40.759.667

20

Bak Penampung Cake II

1

40.759.667

40.759.667

21

Heater

1

119.987.936

119.987.936

Total

1.355.394.489

(Timmerhaus, 2004)

Tabel LE – 4 Perkiraan Harga Peralatan Utilitas

No

Nama Alat

Harga/Unit

Harga Total

Unit

(Rp)

(Rp)

1

Bak Pengendapan

1

31.831.423

31.831.423

2

Tangki Pelarutan AL2SO4

1

10.612.655

10.612.655

3

Tangki Pelarutan Na2CO3

1

13.841.423

13.841.423

4

Tangki Pelarutan H2SO4

1

91.532.463

91.532.463

5

Tangki Pelarutan NaOH

1

1.539.768

1.539.768

6

Clarifier

1

400.391.197

400.391.197

7

Sand Filter

1

279.936.510

279.936.510

8

Menara Air

1

310.117.876

310.117.876

9

Menara Pendingin Air

1

463.963.458

463.963.458

10

Cation Exchanger

1

24.932.882

24.932.882

11

Anion Exchanger

1

24.932.882

24.932.882

12

Deaerator

1

116.043.000

116.043.000

13

Ketel Uap

1

103.336.971

103.336.971

14

Pompa Sumur Bor

1

2.500.000

2.500.000

15

Pompa Bak Pengendapan

1

2.500.000

2.500.000

16

Pompa Tangki Al2SO4

1

2.500.000

2.500.000

17

Pompa Tangki Na2CO3

1

2.500.000

2.500.000

18

Pompa Tangki Sand Filter

1

2.500.000

2.500.000

19

Pompa Tangki Water Cooling Tower

1

2.500.000

2.500.000

20

Pompa Tangki H2SO4

1

2.500.000

2.500.000

21

Pompa Tangki NaOH

1

2.500.000

2.500.000

22

Pompa Cation Exchanger

1

2.500.000

2.500.000

23

Pompa Anion Exchanger

1

2.500.000

2.500.000

24

Pompa Deaerator

1

2.500.000

2.500.000

Total

1.900.512.508

(Timmerhaus, 2004)

Total harga peralatan = Rp 1.355.394.489,- + Rp 1.900.512.508,= Rp 3.255.906.997,Harga peralatan di atas masih merupakan perkiraan. Untuk harga alat sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut (Timmerhaus, 2004): -

Biaya transportasi

= 5%

-

Biaya asuransi

= 1%

-

Bea masuk

= 15 %

-

PPn

= 10 %

-

PPh

= 10 %

-

Biaya gudang di pelabuhan= 0,5 %

-

Biaya administrasi pelabuhan= 0,5 %

-

Transportasi lokal

= 0,5 %

-

Biaya tak terduga

= 0,5 %

Total

= 43 %

Harga alat impor sampai ke lokasi pabrik

= 1,43 x Rp 3.255.906.997,= Rp 4.655.947.006,-

Biaya pemasangan diperkirakan 10 % dari harga peralatan

(Timmerhaus, 2004)

Biaya pemasangan = 0,1 x Rp 4.655.947.006,= Rp 465.594.701,C. Harga peralatan terpasang (HPT)

= Rp 4.655.947.006,- + Rp 465.594.701,= Rp 5.121.541.707,-

D. Instrumentasi dan Alat Kontrol

Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 13 % dari HPT (Timmerhaus, 2004) Biaya instrumentasi dan alat kontrol = 0,13 x Rp 5.121.541.707,= Rp 665.800.422,-

E. Biaya Perpipaan

Diperkirakan biaya perpipaan 80 % dari HPT.

(Timmerhaus, 2004)

Biaya perpipaan = 0,8 x Rp 5.121.541.707,= Rp 4.097.233.366

F. Biaya Instalasi Listrik

Diperkirakan biaya instalasi listrik 10 % dari HPT.

(Timmerhaus, 2004)

Biaya instalasi listrik = 0,1 x Rp 5.121.541.707,= Rp 512.154.171

G. Biaya Insulasi

Diperkirakan biaya insulasi 8 % dari HPT. Biaya insulasi = 0,08 x Rp 5.121.541.707,= Rp 409.723.337

(Timmerhaus, 2004)

H. Biaya Inventaris Kantor

Diperkirakan biaya inventaris kantor 1 % dari HPT.

(Timmerhaus, 2004)

Biaya inventaris kantor = 0,01 x Rp 5.121.541.707,= Rp 51.215.417

I. Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan

Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 1 % dari HPT. (Timmerhaus, 2004) Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan = 0,01 x Rp 5.121.541.707,= Rp 51.215.417

J. Sarana Transportasi Tabel LE – 5 Biaya Sarana Transportasi Jenis kendaraan Unit

Jenis

Harga/unit

Harga Total

(Rp)

(Rp)

Mobil Direktur

1

Corolla Altis

280.000.000

280.000.000

Mobil Manajer

4

Kijang Innova E.155

150.000.000

600.000.000

Truk

2

Dyna 6 roda Chassis 140 PS 100.000.000

200.000.000

Total Total MITL = A + B + C + D + E + F + G + H + I + J = Rp 13.808.343.836,-

LE.1.2 Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL)

A. Pra Investasi Diperkirakan 7 % dari MITL = 0,07 x Rp 13.808.343.836,= Rp 965.584.069,B. Engineering dan Supervisi Diperkirakan 8 % dari MITL = 0,08 x Rp 13.808.343.836,= Rp 1.104.667.507,C. Biaya Kontraktor Diperkirakan 2 % dari MITL = 0,02 x Rp 13.808.343.836,= Rp 776.166.877,-

1.080.000.000

D. Biaya Tak Terduga Diperkirakan 10 % dari MITL = 0,1 x Rp 13.808.343.836,= Rp 1.380.834.384,Total MITTL

= A +B +C +D = Rp 3.728.252.836,-

Total MIT

= MITL + MITTL = Rp 13.808.343.836,-+ Rp. 3.728.252.836,= Rp 17.536.596.672,-

LE.2 Modal Kerja

Modal kerja dihitung untuk pengoperasian pabrik selama 3 bulan (90 hari). LE.2.1

Persediaan Bahan Baku

a. Persediaan Bahan Baku Proses

1. Molase Kebutuhan

= 445 kg/jam

Harga

= Rp 960,-/kg,-

Harga total

= 90 hari x 24 jam/hari x 445 kg/jam x Rp 950/kg

(PT. Rajawali Nusantara, 2007)

= Rp 922.752.000,-

2. Saccharomicess Cereviciae Kebutuhan

= 86,397 kg/jam

Harga

= Rp 25.000,-/kg

Harga total

= 90 hari x 86,397 kg/jam x 24 jam/hari x Rp 25.000,- /kg

( PT. Indokemika Jayatama, 2007)

= Rp 4.665.438.000,3. H3PO4 Kebutuhan

= 6,911 kg/jam

Harga

= Rp 115.000,-/liter

Total kebutuhan Harga total

=

6,911 kg / jam 1822,1898 kg / m

(CV. Rudang Jaya, 2007) x 3

1000 L 1m

3

= 3,792 ltr jam

= 90 hari x 3,792 kg/jam x 24 jam/hari x Rp 115.000,- /liter = Rp 941.932.800,-

4. (NH4)2SO4 Kebutuhan

= 6,911 kg/jam

Harga

= Rp 215.000,-/kg

Harga total


(CV. Rudang Jaya, 2007)

= Rp 3.209.468.400,-

b. Persediaan Bahan Baku Utilitas

1. Alum, Al2(SO4)3 Kebutuhan

= 1,001 kg/jam

Harga

= Rp 9.000,-/kg

Harga total



= Rp 19.459.440,-

2. Soda abu, Na2CO3 Kebutuhan

= 0,541 kg/jam

Harga

= Rp 8.100,-/kg

Harga total



= Rp 9.465.336,3. NaOH Kebutuhan

= 0,946 kg/jam

Harga

= Rp 20.000,-/kg

Harga total



= Rp 40.867.200,-

4. Asam sulfat (H2SO4) Kebutuhan

= 1,818 kg/jam

Harga

= Rp 205.000,-/liter

Total kebutuhan = Harga total

1,818 kg / jam 1822,1898 kg / m

(CV. Rudang Jaya, 2007) x 3

1000 L 1m

3

= 0,998 ltr jam

= 90 hari x 0,908 ltr/jam x 24 jam/hari x Rp 205.000,- /ltr = Rp 441.914.400,-

5. Solar Kebutuhan

= 372,504 ltr/hari

Harga

= Rp 4.500,-/liter

Harga total

= 90 hari x 372,504 ltr/hari x Rp 4.500,- /ltr

(Pertamina, 2007)

= Rp 150.864.120,-

Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 bulan adalah : Rp 10.402.161.696,Total biaya persediaan bahan baku 1 tahun adalah = Rp 41.608.646.784,-

LE.2.2 Kas

1. Gaji Pegawai Tabel LE – 6 Perincian Gaji Pegawai

No

Jabatan

Gaji/Bulan

Gaji Total

Jumlah

(Rp)

(Rp)

1

Komisaris

3

9.000.000

27.000.000

2

General Manager

1

7.000.000

7.000.000

3

Sekretaris

1

3.000.000

3.000.000

4

Manajer Finansial dan Marketing

1

6.000.000

6.000.000

5

Manajer SDM dan Umum

1

6.000.000

6.000.000

6

Manajer Produksi

1

6.000.000

6.000.000

7

Manajer Teknik

1

6.000.000

6.000.000

8

Kepala Bagian Pembelian

1

4.000.000

4.000.000

9

Kepala Bagian Marketing

1

4.000.000

4.000.000

10

Kepala Bagian Personalia

1

4.000.000

4.000.000

11

Kepala Bagian SDM

1

4.000.000

4.000.000

12

Kepala Bagian Keamanan

1

4.000.000

4.000.000

13

Kepala Bagian Instrumentasi

1

4.000.000

4.000.000

Kepala Bagian Maintenance & 14

Listrik

1

4.000.000

4.000.000

15

Kepala Bagian Produksi

1

4.000.000

4.000.000

16

Kepala Bagian Utilitas

4.000.000

4.000.000

17

Kepala Bagian Laboratorium

1

4.000.000

4.000.000

18

Karyawan Produksi

35

1.300.000

45.500.000

19

Karyawan Teknik

12

1.300.000

15.600.000

8

1.300.000

10.400.000

Karyawan Keuangan & 20

Personalia Karyawan Pemasaran &

21

Penjualan

8

1.300.000

10.400.000

22

Dokter

1

2.500.000

2.500.000

23

Perawat

2

1.000.000

2.000.000

24

Petugas Keamanan

8

1.000.000

8.000.000

25

Buruh Angkat

3

800.000

2.400.000

26

Petugas Kebersihan

6

800.000

4.800.000

27

Supir

3

1.000.000

3.000.000

Total

105

205.600.000,-

Total gaji pegawai selama 3 bulan = 3 x Rp 205.600.000,- = Rp 616.800.000,2. Biaya Administrasi Umum Diperkirakan 10 % dari gaji pegawai = 0,1 x Rp 616.800.000,= Rp 61.680.000,3. Biaya Pemasaran Diperkirakan 10 % dari gaji pegawai = 0,1 x Rp 616.800.000,= Rp 61.680.000,4. Pajak Bumi dan Bangunan Menurut UU No. 20 Tahun 2000 Jo UU No. 21 Tahun 1997: Objek Pajak

Luas (m2)

Bumi Bangunan

2484 2070

NJOP (Rp) Per m2 100.000 300.000

Jumlah 248.400.000 621.000.000

Nilai Jual Objek Pajak (NJOP) sebagai dasar pengenaan PBB = Rp 248.400.000,- + Rp 621.000.000,= Rp 869.400.000,-

Bangunan yang tidak kena pajak adalah tempat ibadah yaitu sebesar 80 m2 NJOP Tidak Kena Pajak

= 80 x Rp 300.000,-

(Perda Sumatera Utara)

= Rp 24.000.000, NJOP untuk penghitungan PBB = Rp 869.400.000,- – Rp 24.000.000,= Rp 845.400.000, Nilai Jual Kena Pajak = 20 % x Rp 845.400.000,= Rp 169.080.000,Pajak Bumi dan Bangunan yang terutang = 5 % x Rp 169.080.000,= Rp 8.454.000,Pajak Bumi dan Bangunan per 3 bulan = (3/12) x 8.454.000,= Rp 2.113.500,Tabel LE – 7 Perincian Biaya Kas No.

Jenis Biaya

1. 2.

Gaji Pegawai Administrasi Umum

3.

Pemasaran

4.

Pajak Bumi dan Bangunan Total

Jumlah (Rp)

616.800.000 61.680.000 61.680.000 2.113.500 742.273.500

LE.2.3 Biaya Start – Up

Diperkirakan 12 % dari Modal Investasi Tetap

(Timmerhaus, 2004)

= 0,12 x Rp 17.536.596.672,= Rp 2.104.391.601,-

LE.2.4 Piutang Dagang

PD =

IP

12

× HPT

dimana: PD

= piutang dagang

IP

= jangka waktu kredit yang diberikan (3 bulan)

HPT

= hasil penjualan tahunan

Produksi etanol = 118 kg/jam Harga jual etanol = Rp 200.000/ltr Total produksi =

118 kg / jam 1822,1898 kg / m

(CV. Rudang, 2007) x 3

1000 L 1m

3

= 64,757 ltr jam

Produksi etanol per tahun adalah: = 64,757

ltr jam

x 320

hari

jam = 497.334 ltr/tahun x 24 tahun hari

Hasil penjualan etanol per tahun adalah = 497.334 ltr x Rp 200.000/ltr = Rp 99.466.800.000,Piutang Dagang

=

3 12

x Rp 99.466.800.000,-

= Rp 24.866.700.000,-

Tabel LE – 8 Perincian Modal Kerja No.

Jenis Biaya

Jumlah (Rp)

Bahan baku proses dan

1. 2.

Kas

3.

Start up

4.

Piutang Dagang Total

41.608.646.784 742.273.500 2.104.391.601 24.866.700.000 69.322.011.885

Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja = Rp 17.536.596.672,- + Rp 69.322.011.885,= Rp 86.858.608.557,-

Modal ini berasal dari: 1. Modal sendiri

= 60 % dari total modal investasi = 0,6 x Rp 86.858.608.557,= 52.115.165.134,-

2. Pinjaman dari Bank = 40 % dari total modal investasi = 0,4 x Rp 86.858.608.557,= Rp 34.743.443.423,-

LE.3. Biaya Produksi Total LE.3.1 Biaya Tetap (Fixed Cost = FC) A. Gaji Tetap Karyawan

Gaji tetap karyawan terdiri dari gaji tetap tiap bulan ditambah 1 bulan gaji yang diberikan sebagai tunjangan, sehingga Gaji total = (12 + 1) x Rp 616.800.000,- = Rp 8.018.400.000,-

B. Bunga Pinjaman Bank

Diperkirakan 19 % dari modal pinjaman bank = 0,19 x Rp 34.743.443.423,= Rp 6.601.254.250,-

C. Depresiasi dan Amortisasi

Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol. D

=

dimana:

P − L n

D

= depresiasi per tahun

P

= harga awal peralatan

L

= harga akhir peralatan

n

= umur peralatan (tahun)

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. Biaya amortisasi diperkirakan 20 % dari MITTL, sehingga Amortisasi = 0,2 x Rp 3.728.252.836,= Rp 745.650.567,-

Tabel LE – 9 Perkiraan Biaya Depresiasi Komponen

Biaya (Rp)

Umur (tahun)

Depresiasi (Rp)

Bangunan

1.037.000.000

20

51.850.000

Peralatan proses

1.355.394.489

15

90.359.633

Peralatan utilitas

1.900.512.508

15

126.700.834

665.800.422

10

66.580.042

4.097.233.366

10

409.723.337

Instalasi listrik

512.154.171

15

34.143.611

Insulasi

409.723.337

15

27.314.889

Inventaris kantor

51.215.417

5

10.243.083

Perlengkapan kebakaran

51.215.417

15

3.414.361

1.080.000.000

10

108.000.000

Instrumentasi dan kontrol Perpipaan

Sarana Transportasi

Total

Total biaya depresiasi dan amortisasi = Rp 928.329.790,- + Rp 745.650.567,- = Rp 1.673.980.357,-

D. Biaya Tetap Perawatan

-

Perawatan mesin dan alat-alat proses Diperkirakan 5 % dari HPT = 0,05 x Rp 5.121.541.707,= Rp 256.077.085.350,-

-

Perawatan bangunan Diperkirakan 5 % dari harga bangunan = 0,05 x Rp 1.037.000.000,= Rp 51.850.000,-

-

Perawatan kendaraan Diperkirakan 5 % dari harga kendaraan = 0,05 x Rp.1.080.000.000,= Rp 54.000.000,-

-

Perawatan instrumentasi dan alat kontrol Diperkirakan 5 % dari harga instrumentasi dan alat kontrol = 0,05 x Rp 665.800.422,= Rp 33.290.021,-

928.329.790

- Perawatan perpipaan Diperkirakan 5 % dari harga perpipaan = 0,05 x Rp 4.097.233.366,= Rp 204.861.668,- Perawatan instalasi listrik Diperkirakan 5 % dari harga instalasi listrik = 0,05 x Rp 512.154.171,= Rp 25.607.709,- Perawatan insulasi Diperkirakan 5 % dari harga insulasi = 0,05 x Rp 409.723.337,= Rp 20.486.167,- Perawatan inventaris kantor Diperkirakan 5 % dari harga inventaris kantor = 0,05 x Rp 51.215.417,= Rp 2.560.771,- Perawatan perlengkapan kebakaran Diperkirakan 5 % dari harga perlengkapan kebakaran = 0,05 x Rp 51.215.417,= Rp 2.560.721,Total biaya perawatan = Rp 651.294.192,-

E. Biaya Tambahan (Pant Overhead Cost)

Diperkirakan 20 % dari modal investasi tetap = 0,2 x Rp 17.536.596.672,= Rp 3.507.319.334,-

F. Biaya Laboratorium, Penelitian dan Pengembangan

Diperkirakan 10 % dari biaya tambahan = 0,1 x Rp 3.507.319.334,= Rp 350.731.933,-

G. Biaya Asuransi

- Asuransi pabrik diperkirakan 1 % dari modal investasi tetap = 0,01 x Rp 17.536.596.672,= Rp 175.365.967,- Asuransi karyawan 1,54 % dari total gaji karyawan (Biaya untuk asuransi tenaga kerja adalah 2,54 % dari gaji karyawan, dimana 1 % ditanggung oleh karyawan dan 1,54 % ditanggung oleh perusahaan) = 0,0154 x (12/3) x Rp 616.800.000,= Rp 37.994.880,Total biaya asuransi = Rp 213.360.847,-

H. Pajak Bumi dan Bangunan

PBB = Rp 2.113.500,Total Biaya Tetap = A + B + C + D + E + F + G + H

= Rp 21.056.449.293,-

LE.3.2 Biaya Variabel

A. Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas per tahun

= Rp 41.608.646.784, B. Biaya Variabel Pemasaran

Diperkirakan 10 % dari biaya tetap pemasaran. = 0,1 x Rp 61.680.000,- = Rp 6.168.000,C. Biaya Variabel Perawatan

Diperkirakan 10 % dari biaya tetap perawatan. = 0,1 x Rp 651.294.192,= Rp 65.129.419, D. Biaya Variabel Lainnya

Diperkirakan 5 % dari biaya tambahan = 0,05 x Rp 3.507.319.334,= Rp 175.365.967,Total biaya variabel = Rp 41.855.310.170,-

Total biaya produksi = Biaya Tetap + Biaya Variabel

= Rp 21.056.449.293,- + Rp 41.855.310.170,= Rp 62.911.759.463,-

LE.3.3 Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan A. Laba Sebelum Pajak

Laba sebelum pajak = total penjualan – total biaya produksi = Rp 99.466.800.000,- – Rp 62.911.759.463,= Rp 36.555.040.537,-

B. Pajak Penghasilan

Berdasarkan Keputusan Menkeu RI Tahun 2004, pasal 17, tentang Tarif Pajak Penghasilan adalah: - 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 30 %. Maka pajak penghasilan yang harus dibayar adalah: - 10 % x Rp 50.000.000,-

= Rp

5.000.000,-

- 15 % x Rp (100.000.000,- - 50.000.000,-)

= Rp

7.500.000,-

- 30 % x Rp (36.555.040.537,- – 150.000.000,-) = Rp Total PPh

= Rp

10.921.512.161,10.934.012.161,-

C. Laba setelah pajak

Laba setelah pajak = laba sebelum pajak – PPh = Rp 36.555.040.537,- – Rp 10.934.012.161,= Rp 25.621.028.376,-

LE.4 Analisa Aspek Ekonomi

A. Profit Margin (PM) PM =

PM =

Laba sebelum pajak total penjualan

x 100 %

Rp 36.555.040.537, Rp 99.466.800.000

x 100 % = 36,751 %

Profit margin sebesar 36,751 % menunjukkan keuntungan perusahaan yang diperoleh tiap tahunnya.

B. Break Even Point (BEP) Biaya Tetap

BEP =

BEP =

Total Penjualan − Biaya Variabel

x 100 %

Rp 21.056.449.293,−. Rp 99.466.800.000 − Rp 41.855.310.170,−

x100%

= 36,549% BEP merupakan titik keseimbangan penerimaan dan pengeluaran dari suatu pabrik/unit dimana semakin kecil BEP maka perusahaan semakin baik. BEP biasanya tidak lebih dari 50 %, maka dari hasil diatas diketahui pendapatan dan pengeluaran sebanding. Kapasitas produksi olein pada titik BEP = 118 kg x 36,549 % = 43,128 kg Nilai penjualan pada titik BEP

= 36,549 % x Rp 99.466.800.000,= Rp 36.354.120.732,-

C. Pay Out Time (POT) POT = ROI =

ROI =

POT =

1 ROI

x 1 tahun

Laba setelah pajak Total Modal Investasi Rp 25.621.028.376,− Rp 86.858.608.557,−

1 0,295

= 0,295

x 1 tahun = 3,390 tahun

POT selama 3,390 tahun merupakan jangka waktu pengembalian modal dengan asumsi bahwa perusahaan beroperasi dengan kapasitas penuh tiap tahun.

D. Return on Network (RON) RON =

RON =

Laba setelah pajak Modal sendiri

x 100 %

Rp 25.621.028.376,− Rp 52.115.165.134,−

x 100 %

= 49,162 %

E. Internal Rate of Return (IRR)

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

-

Harga tanah 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 = laba sesudah pajak + depresiasi

Dari hasi perhitungan diperoleh IRR sebesar 36,95 %

Pra Rancangan Pabrik Glukosa Dari Molase

Recommend Documents