Appendix 2

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA Hasil perhitungan neraca massa pada proses pembuatan Blanded C12-C14 dan Asam

Oleat dari Palm Kernel Oil ( PKO ) diuraikan sebagai berikut :

Waktu operasi = 335 hari/tahun

Basis perhitungan = 1 jam operasi

Satuan Operasi = kg.jam1

= 10.501,7413 kg/jam

Kapasitas Asam Oleat = 1903,8002 kg/jam

Kapasitas Asam Blanded C12-C14 = 9175,7591 kg/jam

Bahan baku = - Palm Kernel Oil ( PKO )

- Pure Water (H2O)

Kemurnian Bahan Baku ( PKO ) = - Palm Kernel Oil ( PKO )

Trigliserida : 98,861 %

Air ( H2O ) : 1,39 %

Kemurnian Produk Akhir = - Blanded C12-C14 (99,9329 %)

- Asam Oleat (80,5536 %)

Keterangan : -F = Laju alir massa, (kg/jam)

-w = fraksi massa

-x = fraksi mol cair

-y = fraksi mol uap

- P = Tekanan ( atm )

- T = Temperatur ( 0C )

- Vd = Vapour Destilat

- Vb = Vapour Reboiler

- Ld = Liquid Destilat

- Lb = Liquid Reboiler

- PKO = Palm Kernel Oil

- H2O = Air

Universitas Sumatera Utara

Untuk Trigliserida :

- C8 = Trikaprilin

- C10 = Trikaprin

- C12 = Trilaurin

- C14 = Trimiristin

- C16 = Tripalmitin

- C18 = Tristearin

- C18:1 = Triolein

- C18:2 = Trilinolein

- C20 = Triakridin Untuk asam lemak :

- C8 = Asam Kaprilat

- C10 = Asam Kaproat

- C12 = Asam Laurat

- C14 = Asam Miristat

- C16 = Asam Palmitat

- C18 = Asam Stearat

- C18:1 = Asam Oleat

- C18:2 = Asam Linoleat

- C20 = Asam Arachidic

Cara perhitungan yang digunakan adalah cara perhitungan alur maju. Di bawah ini

adalah perhitungan neraca massa pada peralatan proses.


A.1 Splitting (C-110 )

Pada splitting (C-110) reaksi yang terjadi adalah reaksi hidrolisis yaitu

pemutusan ikatan air pada trigliserida pada suhu 255 oC dengan konversi reaksi

sebesar 98 %

Perhitungan : Reaksi hidrolisis yang terjadi pada kolom splitting : Trigilserida Air Asam Lemak Gliserol Komposisi asam lemak yang terkandung pada PKO adalah : Asam Kaprliat ( C8 ) : 3,7 %

Asam Kaprilat ( C10 ) : 3,5 %

Asam Laurat ( C12 ) : 47,4 %

Asam Miristat ( C14) : 15,9 %

Asam Stearat ( C16) : 8,4 %

Asam Stearat ( C18 ) : 2,1 %

Asam Oleat ( C18:1 ) : 16,4 %

Asam Linoleat ( C18:2): 2,4 %

Asam Arichidic( C20 ) : 0,2 %

Tabel LA.1 Menghitung Berat Molekul Trigliserida pada PKO Komponen % Berat

( % ) BM

( kg/Kmol ) Berat molekul rata-rata

( kg/kmol) Asam Kaprilat 3 432,6300 16,0073 Asam Kaproat 3 516,7800 18,0873 Asam Laurat 46 600,9300 284,8408

CH2 - O - C - R1

O

CH - O - C - R2

O

CH2 - O - C - R3

O+ 3H2O

R1COOH

R2COOH

R3COOH

+

CH2OH

CHOH

CH2OH

3

SPLITTING 255 oC ; 54 bar 4

3

5 PKO(TG),Gliserol, dan H2O

6

PKO-FA (C8-C20), H2O

steam

H2O

PKO( TG )


Asam Miristat 15,5 685,0800 108,9277 Asam Palmitat 9 768,7200 64,5725 Asam Stearat 2,5 853,4100 17,9216 Asam Oleat 18 847,5000 138,9900

Asam Linoleat 2 841,2000 20,1888 Asam Arachidic 1 937,5600 1,8751

Total 100 671,4112 Neraca Komponen:

Alur 4

Basis perhitungan = 15.000 kg/jam

F4 = 15.000 kg/jam

PKO terdiri dari atas = - trigliserida ( 98,61 %) - air ( 1,39 %) ( Manual Operating System Soci , 2010 )

F4TG = 0,9861 ( F4) 15000 = 14.791,500 kg/jam

F4H2O = F4 - F4TG

= 15000 – 14.791,500 = 208,500 kg/jam

Alur 3

N4TG : N2H2O = 2 : 3 ( Manual Operating System Soci , 2010 )

N4TG = F4TG : BM TG

= 14.791,500 : 671,4112

= 22,6631 kmol/jam

N3H2O = 3/2 (N4TG)

= 3/2(22,6631 ) = 34,2644 kmol/jam

F3H2O = N3H2O(BM H2O)

= 34,2644 x ( 18 ) = 611,9041 kg/jam

F3 = F2H2O = 611,9041 kg/jam

Alur 6

Konversi Reaksi = X = 0,98

F4TG = F5TG + F6TG

14.791,500 = F5TG + F6TG

F6TG = F6PKO-FA

F6PKO-FA = 0,98 x F4TG

= 0,98 x 14.791,500= 14.495,67 kg/jam


τ TG = -1

r = 0,4406 kmol = 440,6 mol

F6H2O = 1,01 % x F6PKO-FA

= 1,01 % x 14.495,67 = 146,4209 kg/jam

F6 = F6H2O + F6PKO-FA

= 146,4209 +14. 495,67= 14.642,0909 kg/jam

Alur steam

F steam yang dibutuhkan = 7830,4685 kg/jam ( Lampiran B )

F steam yang digunakan reaksi

= 5,39 % x Fsteam yang dibutuhkan

= 5,39 % x 7830,4685 = 422 kg/jam

Alur 5

Neraca Total :

F3 + F4 = F5 + F6

F5 = F3 + F4 + Fsteam – F6

F5 = 611,9041 + 15000 + 422 - 14.495,67

= 1391,8132 kg/jam

Gliserol hasil hidrolisa dari PKO memiliki kadar sebesar 11,7 % ( Manual Operating

System Soci , 2010 ).

F5Gliserol = 11,7 % x F5

= 0,117 x 1391,8132 = 162,8421 kg/jam

F5TG = F4TG - F6PKO-FA

= 14.791,500 - 14.495,67 = 295,830 kg/jam

F5H2O = F5 - F5TG - F5Gliserol

= 1391,8132 – 295,830 -162,8421

= 933,1410 kg/jam

Tabel LA.2 Neraca Massa Splitting (C-110)


KOMPONEN

Masuk Keluar

Alur 3 Alur 4 Alur steam Alur 5 Alur 6 F

( kg/jam ) F

( kg/jam ) F

( kg/jam ) F

( kg/jam ) F

(kg/jam ) PKO

( TRIGLISERIDA) -

14.791,500 - 295,83 -

H2O 611,9041

208,500 - 934,9070 146,4209

PKO ( FATTY ACID)

- - - - 14.495,67

GLISEROL - - - 163,0761 - Steam - - 422 -

F(kg/jam) 611,9041 15.000 422 1391,8132 14.642,0909 Total 16.035,9041 16.035,9041

A.2 Flash Tank I ( FT-110 ) H2O PKO ( TG ), Gliserol , H2O Gliserol,H2O Neraca Massa Total :

F5 = F7 + F8

Entalpi umpan masuk

T = 255oC

Hx 1 = 1115,2 KJ/KG

Entalpi umpan keluar

T = 120oC

Hx2 = 503,7 KJ/KG

Tekanan umpan masuk = 54 Bar

λ = 1171,0527 KJ/KG

% Flash =

= 52,2180 %

Pada tangki ini diinginkan pemisahan gliserol 99 % maka banyak air yang harus

dikeluarkan pada Flash Tank ini :

Flash Tank 120oC ; 0,5 atm

120o

C

5 8

7 120o

C 255o

C


F7 = 51,8412 kg/jam

F5 H2O = 933,1410 Kg/jam

F5 PKO( TG ) = F8PKO( TG ) = 295,8300 Kg/jam

Pada PKO TG terdapat laju alir massa asam lemak seperti dibawah ini :

F5C8 ( Trikaprilin ) = 0,037 x 295,8300 = 10,9457 Kg/jam

F5 C10 ( TriKaprin ) = 0,035 x 295,8300 = 10,3541 Kg/jam

F5 C12 ( Trilaurin ) = 0,474 x 295,8300 = 140,2234 Kg/jam

F5 C14 ( Trimiristin ) = 0,159 x 295,8300 = 47,0370 Kg/jam

F5C16( Tripalmitin ) = 0,084 x 295,8300 = 24,8497 Kg/jam

F5 C18 ( Tristearin ) = 0,021 x 295,8300 = 6,2124 Kg/jam

F5 C18:1 ( Triolein ) = 0,164 x 295,8300 = 48,5161 Kg/jam

F5 C18:2( Trilinolein ) = 0,024 x 295,8300 = 7,0999 Kg/jam

F5C20 ( Triarachidin ) = 0,002 x 295,8300 = 0,5917 Kg/jam

F8H2O = F5H2O – F7 = 933,1410 – 39,0582

= 894,0828 Kg/jam

F7Gliserol = F5Gliserol = 162,8421 Kg/jam

Tabel LA.3 Neraca Massa Flash Tank I ( FT-110 )

Komponen Masuk Keluar

Alur 5 Alur 7 Alur 8

F ( KG/Jam)

N ( Kmol/Jam)

F ( KG/Jam)

N (Kmol/Jam)

F ( KG/Jam)

N (Kmol/Jam)

Trikaprilin 10,9457 0,0253 - - 10,9457 0,0253

Trikaprin 10,3541 0,0200 - - 10,3541 0,0200

Trilaurin 140,2234 0,2333 - - 140,2234 0,2333

Trimiristin 47,0370 0,0687 - - 47,0370 0,0687

Tripalmitin 24,8497 0,0323 - - 24,8497 0,0323

Tristearin 6,2124 0,0073 - - 6,2124 0,0073

Triolein 48,5161 0,0572 - - 48,5161 0,0572


Trilinolein 7,0999 0,0084 - - 7,0999 0,0084

Triarachidin 0,5917 0,0006 - - 0,5917 0,0006

H2O 933,1410 51,8412 39,0582 2,1699 894,0828 49,6713 Gliserol 162,8421 1,77 - - 162,8421 1,77

Total 1391,8132 54,0645 39,0582 2,1699 1352,7549 50,1245

F Total 1391,8132 1391,8132

A.3 Flash Tank II ( FT-120) H2O PKO-FA PKO-FA H2O 255oC H2O Neraca Massa Total : F6 = F10+ F12

Entalpi umpan masuk

T = 255oC

Hx 1 = 1110,52 KJ/KG

Entalpi umpan keluar

T = 120oC

Hx2 = 503,7 KJ/KG

Tekanan umpan masuk = 54 Bar

λ = 1171,0527 KJ/KG

% Flash =

= 52,2180 % Pada tangki ini diinginkan pemisahan lemak 98 % maka banyak air yang harus

dikeluarkan pada Flash Tank ini :

Flash Tank 120oC ; 0,5 atm

6

12

11

120o

C

120o

C


F11 = 6,1287 kg/jam

F6 H2O = 146,4209 Kg/jam

F6 PKO-FA = F12 PKO-FA =14.495,67 Kg/jam

Pada PKO-FA terdapat laju alir massa asam lemak seperti dibawah ini :

F6 C8 ( Asam Kaprilat ) = 0,037 x 14.495,67 = 536,3398 Kg/jam

F6 C10 ( Asam Kaproat ) = 0,035 x 14.495,67 = 507,3485 Kg/jam

F6 C12 ( Asam Laurat ) = 0,474 x 14.495,67 = 6870,9476 Kg/jam

F6 C14 ( Asam Miristat ) = 0,159 x 14.495,67 = 2304,8115 Kg/jam

F6 C16( Asam Palmitat ) = 0,084 x 14.495,67 = 1217,6363 Kg/jam

F6 C18 ( Asam Stearat ) = 0,021 x 14.495,67 = 304,4091 Kg/jam

F6 C18:1 ( Asam Oleat ) = 0,164 x 14.495,67 = 2377,2899 Kg/jam

F6 C18:2( Asam Linoleat ) = 0,024 x 14.495,67 = 347,8961 Kg/jam

F6 C20 ( Asam Arachidic ) = 0,002 x 14.495,67 = 28,9913 Kg/jam

Maka F12H2O = F6 H2O – F11= 146,4209 – 6,1287

= 140,2922 Kg/jam Tabel LA.4 Neraca Massa Flash Tank II ( FT-120)

Komponen

Masuk Keluar

Alur 6 Alur 11 Alur 12

F ( KG/Jam)

N ( Kmol/Jam)

F ( KG/Jam)

N (Kmol/Jam)

F ( KG/Jam)

N (Kmol/Jam)

Asam Kaprilat 536,3398 3,7192

- - 536,3398 3,7192

Asam Kaproat 507,3485 2,9452

- - 507,3485 2,9452

Asam Laurat 6870,9476 34,3016

- - 6870,9476 34,3016

Asam Miristat 2304,8115 10,0929

- - 2304,8115 10,0929

Asam Palmitat 1217,6363 4,7519

- - 1217,6363 4,7519

Asam Stearat 304,4091 1,0701

- - 304,4091 1,0701

Asam Oleat 2377,2899 8,4152

- - 2377,2899 8,4152

Asam Linoleat 347,8961 1,2407

- - 347,8961 1,2407

Asam Arachidic 28,9913 0,0928

- - 28,9913 0,0928

H2O 146,4209 8,1345 6,1287 0,3405 140,2922 7,7940


Total 14.642,0909 74,7641 6,1287 0,3405 14.635,9622 74,4236 F Total

14.642,0909 14.642,0909 A.4 Dryer ( D-210 ) Pada dryer diharapkan air yang masuk dari alur 14 akan diuapkan 100% sehingga

dihasilkan PKO-FA yang terbebas dari air. Pada alur 16 PKO-FA tidak berubah

komposisi dan laju alirnya maka :

F14 PKO-FA = F16PKO-FA = 14.495,6700 Kg/jam

F14H2O = 140,2922 Kg/jam

PKO-FA pada alur 16 mengandung beberapa asam lemak dengan komposisi laju alir

sebagai berikut :

F16 C8 ( Asam Kaprilat ) = 0,037 x 14.495,6700 = 536,3398 Kg/jam


F16 C12 ( Asam Laurat ) = 0,474 x 14.495,6700 = 6870,9476Kg/jam

F16 C14 ( Asam Miristat ) = 0,159 x 14.495,6700= 2304,8115 Kg/jam

F16 C16( Asam Palmitat ) = 0,084 x 14.495,6700= 1217,6363 Kg/jam

F16 C18 ( Asam Stearat ) = 0,021 x 14.495,6700 = 304,4091Kg/jam

F16 C18:1 ( Asam Oleat ) = 0,164 x 14.495,6700= 2377,2899 Kg/jam

F16 C18:2( Asam Linoleat ) = 0,024 x 14.495,6700 = 347,8961 Kg/jam


Air yang akan dihilangkan akan dikeluarkan dari alur 15 sehingga alur 16 memiliki

komposisi yaitu :

F15H2O = 100% x F14H2O

= 140,2922 Kg/jam

1614 PKO-FA

H2O

PKO-FAH2O

15


Tabel LA.5 Neraca Massa Dryer ( D-210)

Komponen Masuk Keluar Alur 14 Alur 15 Alur 16

F ( KG/Jam)

N ( Kmol/Jam)

F ( KG/Jam)

N (Kmol/Jam)

F ( KG/Jam)

N (Kmol/Jam)

Asam Kaprilat 533,6714 536,3398 - - 536,3398 3,7192 Asam Kaproat 504,8243 507,3485 - - 507,3485 2,9452 Asam Laurat 6836,7637 6870,9476 - - 6870,9476 34,3016

Asam Miristat 2293,3448 2304,8115 - - 2304,8115 10,0929 Asam Palmitat 1211,5784 1217,6363 - - 1217,6363 4,7519 Asam Stearat 302,8946 304,4091 - - 304,4091 1,0701 Asam Oleat 2365,4626 2377,2899 - - 2377,2899 8,4152

Asam Linoleat 346,1653 347,8961 - - 347,8961 1,2407 Asam

Arachidic 28,8471 28,9913 - - 28,9913 0,0928 H2O 139,5942 140,2922 140,2922 7,7940 - -

Total 14.635,9622 74,4236 140,2922 7,7940 14.495,6700 66,6296 F Total 14.635,9622 14.635,9622

A.5 Kolom Fraksinasi I ( C-210 )

C-210

Vd (1)(19)

Ld (20)

Vb (24)

Lb (23)

17

E-211

25

(21)

E-213

V-210

Alur 17

F17 = F16 = 14.495,6700 Kg/jam

Neraca masing-masing komponen :

F17C8 ( Asam Kaprilat ) = 0,037 x 14.495,6700 = 536,3398 Kg/jam

C8 C10 C12 C14 C16 C18 C18:1 C18:2 C20

C8 C10 C12

C8

C10 C12 C14 C16 C18 C18:1 C18:2 C20



F17C12 ( Asam Laurat ) = 0,474 x 14.495,6700= 6870,9476 Kg/jam

F17 C14 ( Asam Miristat ) = 0,159 x 14.495,6700= 2304,8115 Kg/jam

F17 C16( Asam Palmitat ) = 0,084 x 14.495,6700= 1217,6363 Kg/jam

F17C18 ( Asam Stearat ) = 0,021 x 14.495,6700 = 304,4091Kg/jam

F17C18:1 ( Asam Oleat ) = 0,164 x 14.495,6700= 2377,2899 Kg/jam

F17C18:2( Asam Linoleat ) = 0,024 x 14.495,6700 = 347,8961 Kg/jam


Alur 21 ( Destilat )

Top produk mengandung C8-C10 ( 99,5 % )


F21C8 ( Asam Kaprilat ) = 536,3398 Kg/jam

F21C10 ( Asam Kaproat ) = 99 % x F17C10 ( Asam Kaproat )

=0,999 x 507,3485 Kg/jam = 506,8411 Kg/jam

Sehingga :

F21= = = 1048,4230 Kg/jam

F21C12 ( Asam Laurat ) = F21 – F21C8- F21C10

= 1048,4230 -536,3398 – 506,8411

= 5,2421 Kg/jam

Alur 25( Bottom )

F25 = F17 – F`21

= 14.495,670 – 1043,4230

= 13.447,2470 Kg/jam


F25C10 ( Asam Kaproat ) = F17 C10 – F21C10

= 507,3485- 506,8411 = 0,5073 Kg/jam

F25C12 ( Asam Laurat ) = F16 C12 – F20C12

= 6870,9476 – 5,2421 = 6865,7055 Kg/jam

F25 C14 ( Asam Miristat ) = F17C14 = 2304,8115 Kg/jam


F25C16( Asam Palmitat ) = F17 C16 = 1217,6363 Kg/jam

F25C18 ( Asam Stearat ) = F17 C18 = 304,4091 Kg/jam

F25C18:1 ( Asam Oleat ) = F17 C18:1 = 2377,2899 Kg/jam

F25 C18:2( Asam Linoleat ) = F17 C18:2 = 347,8961 Kg/jam

F25C20 ( Asam Arachidic ) = F17 C20 = 28,9913 Kg/jam

Tabel LA6. Neraca massa Kolom Fraksinasi I ( C-210 )

Komponen

BM

(kg/kmol)

Masuk Keluar Alur 17 Alur 21 Alur 25

N (kmol/jm)

F (kg/jm)

N (kmol/jm)

F (kg/jm)

N (kmol/jm)

F (kg/jm)

Asam kaprilat 144,2100 3,7192 536,3398 3,7192 536,3398 - - Asam Kaproat 172,2600 2,9452 507,3485 2,9423 506,8411 0,0029 0,5073 Asam Laurat 200,3100 34,3016 6870,9476 0,0262 5,2421 34,2754 6865,7055

Asam Miristat 228,3600 10,0929 2304,8115 - - 10,0929 2304,8115 Asam Palmitat 256,2400 4,7519 1217,6363 - - 4,7519 1217,6363 Asam Stearat 284,4700 1,0701 304,4091 - - 1,0701 304,4091 Asam Oleat 282,5000 8,4152 2377,2899 - - 8,4152 2377,2899

Asam Linoleat 280,4000 1,2407 347,8961 - - 1,2407 347,8961 Asam Arachidic 312,5200 0,0928 28,9913 - - 0,0928 28,9913

66,6296 14.495,6700 6,6876 1048,4230 59,9419 13.447,2470 N total 66,6296 66,6296 F Total 14423,5522 14423,5522

A.6 Kondensor III ( E-211 )

C-210

Vd (18)(19)

Ld (20)

17

E-211

(21)

V-210

Menentukan kondisi umpan Untuk menghitung suhu umpan dapat dihitung dengan rumus :

Σpi.XiF = P, dimana

Pi = Vapor Pressure ( Kpa ) pada T tertentu ( oC)

XiF = Fraksi mol umpan

P = Tekanan Operasi ( Kpa )

Jadi, diperlukan Trial T untuk mendapatkan harga Pi yang sesuai.

C8 C10 C12 C14 C16 C18 C18:1 C18:2 C20

C8 C10 C12


P = 42,055 torr

Trial : T = 202 oC

Tabel LA.7 Titik Didih Umpan Masuk Fraksinasi Komponen XiF Pi,T

( 202oC)(Torr) XiF. Pi

Asam kaprilat 0,05582 249,6 13,93228 Asam Kaproat 0,04420 97,8 4,32309 Asam Laurat 0,51481 39,4 20,28352

Asam Miristat 0,15148 16,14 2,44485 Asam Palmitat 0,07132 6,96 0,49638 Asam Stearat 0,01606 2,84 0,04561 Asam Oleat 0,12630 3,56 0,44962

Asam Linoleat 0,01862 4,16 0,07746 Asam Arachidic 0,00139 1,134 0,00158

Total 1,0000 42,05439 Maka, dari perhitungan diatas suhu umpan (F) adalah 202 oC = 475,150 K. Menentukan kondisi operasi atas (kondensor total)

Untuk mengetahui suhu pada destilat, maka perlu perhitungan trial dew point sampai

syarat Σyid/Ki = 1 terpenuhi.

P = 20,06 torr

Trial : T = 146 oC= 419,150 K

Tabel LA.8 Dew Point Destilat

Komponen YiD Pi,T ( 146oC)(Torr)

YiD. Pi

Asam Kaprilat 0,55612 28,8 16,01640 Asam Kaproat 0,43996 9,166 4,03269 Asam Laurat 0,00391 2,64 0,01033 Total 1,0000 20,05942

Maka, suhu destilat (D) adalah 146 oC = 419,150 K. Menentukan kondisi operasi bottom (reboiler) Untuk mengetahui suhu pada Vb, maka perlu perhitungan trial bubble point sampai

syarat Σxi.Ki = 1 terpenuhi.

P = 55,3050 torr

Trial : T = 221 oC= 494,150 K

Tabel LA.9 Bubble Point Produk Bawah Komponen XiB Pi,T

( 221oC)(Torr) XiB. Pi

Asam Kaproat 0,00005 187 0,00919 Asam Laurat 0,57181 81,2 46,43098

Asam Miristat 0,16838 35,6 5,99425


Asam Palmitat 0,07928 16,36 1,29695 Asam Stearat 0,01785 6,98 0,12461 Asam Oleat 0,14039 8,77 1,23121


Total 1,0000 55,30345 Maka suhu vapor bottom (Vb) adalah 221 oC = 494,150 K. Refluks Minimum Destilat

1. Menghitung harga q

Tabel LA.10 data Kondisi menghitung Harga q

Komponen Xi F Latent Heat ( Kcal/kg )

LatentHeat ( Kcal/kmol)

XiF.L Cp Kcal/KGK

Cp (Kcal/kmolK

XiF CP.Δ T

Asam kaprilat 0,05582 98 14132,58 788,85860 0,76 109,5996 1104,241053 Asam Kaproat 0,04420 93 16020,18 708,14527 0,76 130,9176 1044,552347 Asam Laurat 0,51481 89 17827,59 9177,82378 0,76 152,2356 14146,22322 Asam Miristat 0,15148 86 19638,96 2974,86281 0,76 173,5536 4745,252092 Asam Palmitat 0,07132 82 21011,68 1498,52677 0,76 194,7424 2506,925634 Asam Stearat 0,01606 80 22757,6 365,49433 0,76 216,1972 626,7314084 Asam Oleat 0,12630 82 23165 2925,69512 0,76 214,7 4894,473856 Asam Linoleat 0,01862 83 23273,2 433,37185 0,76 213,104 716,2644667 Asam Arachidic 0,00139 78 24376,56 33,93876 0,76 237,5152 56,54719474 1,00000 18.906,71729 29841,2113

Maka q = 2,57834

2. Menghitung haraga relative volatility (α)

a. Pada kondensor atas (T = 146 oC )

α1= 3,47197

b. Pada reboiler bottom ( T = 221oC)

α1= 2,30296

c. Harga α rata-rata

= 2,82768


3. Mencari Harga Minimum stages pada Refluks Total

SM = 14

4. Minimum Refluks-Underwood Method

- Mencari pinch temperatur

- Lower pinch = Tb- (1/3)(Tb-Td)

Lower pinch = 221-(1/3)(221-146 ) =196oC

- Upper pinch = Tb-(2/3)(Tb-Td)

Upper pinch = 221 –( 2/3 0(221-146 ) = 171 oC

Tabel LA.11 Data untuk Menghitung Relative volatility rata-rata Komponen Pada T = 171 Pada T = 196 αavg

v.p α v.p α Asam Kaprilat

81,7 8,74264 187,2 6,07792 7,28952 Asam Kaproat

27,74 2,96843 78,52 2,54935 2,75092 Asam Laurat

9,345 1,00000 30,8 1,00000 1,00000 Asam Miristat

3,645 0,39005 12,56 0,40779 0,39882 Asam Palmitat

1,576 0,16865 5,248 0,17039 0,16952 Asam Stearat

0,5095 0,05452 2,12 0,06883 0,06126 Asam Oleat

0,65 0,06956 2,65 0,08604 0,07736 Asam Linoleat

0,787 0,08422 3,1 0,10065 0,09207 Asam Arachidic

0,14105 0,01509 0,848 0,02753 0,02039 Untuk menghitung harga ( L/D)min perlu dihitung harga θ.Harga θ dihitung dengan

menggunakan rumus :

Jadi, perlu adanya Trial harga θ hingga persamaan diatas sama dengan harga 1- q.

q = 2,5784 maka 1- q = - 1,57384


trial harga θ harus diantara 1-2,75092

Trial θ = 1,3131

Tabel LA.12 Perhitungan Harga θ Komponen Xi.F α1avg.xiF α1avg-θ α1avg.xiF/( α1avg-θ) α1avg.xiF/(

α1avg-θ)2

Asam kaprilat 0,05582 0,40689 5,97642 0,06808 0,01139

Asam Kaproat 0,04420 0,12160 1,43782 0,08457 0,05882

Asam Laurat 0,51481 0,51481 -0,31310 -1,64424 5,25147

Asam Miristat 0,15148 0,06041 -0,91428 -0,06608 0,07227

Asam Palmitat 0,07132 0,01209 -1,14358 -0,01057 0,00924

Asam Stearat 0,01606 0,00098 -1,25184 -0,00079 0,00063

Asam Oleat 0,12630 0,00977 -1,23574 -0,00791 0,00640

Asam Linoleat 0,01862 0,00171 -1,22103 -0,00140 0,00115

Asam Arachidic 0,00139 0,00003 -1,29271 -0,00002 0,00002

Total -1,57835 5,41139 Dari perhitungan diatas dapat diperoleh harga θ = (1,3131-(-1,57835 : 5,41139) = 1,60477

= 1,7626 (L/D ) min = 0,7626

5. Menentukan Operation Reflux dan Theoretical Trays-Gilliland Plot

Min trays = SM = 14 (L/D)min = 0,7626 Harga (S-SM)/(S+1) didapat dari grafik hubungan antara Theoretical plates dengan reflux ratio

Asumsi ( L/D)0 [L/D)0-(L/D)M]/(L/D)0+1 (S-Sm)/(S+1) Theo Stages

0,7626 0,0000 ∞ ∞

0,8000 0,0208 0,7000 49,0000

1,0000 0,5000 0,5800 34,7143

1,5000 0,6000 0,2000 17,7500

2,0000 0,6667 0,1800 17,2927


2,2500 0,6923 0,1600 16,8571

∞ - - 14 Dari data diatas di buat grafik (plot ) antara refluks ratio dan theoritical stages.

Kemudian diambil titik yang paling mendekati sumbu rfeluks minimim, dan dibetuk

segitiga sehingga dicari luas segitiga maksimumnya seperti gambar dibawah ini :

Dari gambar diatas dapat diperoleh :

Reflux ratio ( L/D) = 1

Theoritical stages = 31

Jika didapat harga : RD =Ld/D =1

LD = 1 x 6,65436 = 6,65436 kmol/jam

Vd = Ld + D

Vd = 6,65436 + 6,65436 = 13,3087 kmol/jam Komposisi :

X21C8 = XLd C8 = XVd C8 = 0,55612

X21C10 = XLd C12 = XVd C12 = 0,43996

X21 C12 = XLd C14 = XVd C14 = 0,00391

Alur 18( Vd )

Total : N18 = N20+ N 21 = 13,3753 kmol/jam

Asam kaprilat : N18C8 = XVd C8 x N18

= 7,4383 kmol/jam

Asam kaproat : N18C10 = XVd C10 x N18

= 5,8846 kmol/jam

Asam Laurat : N18C12 = XVd C12 x N18

= 0,0523 kmol/jam


Alur 20 ( Ld )

Total : N20 = 6,6876 kmol/jam

Asam kaprilat : N20C8 = XLd C8 x N20

= 3,7192 kmol/jam

Asam kaproat : N20C10 = XLd C10 x N20

= 2,9423 kmol/jam

Asam Laurat : N20C12 = XLd C12 x N20

= 0,0262 kmol/jam

Tabel LA.13 Neraca Massa Kondensor III ( E-211)

Komponen

BM

( KG/KMOL)

Alur masuk Alur keluar Alur 18( Vd ) Alur 20 (Ld) Alur 21 (D)

N (kmol/jam) F (kg/jam)



Asam Kaprilat

144,2100 7,4383 1072,6796 3,7192 536,3398 3,7192 536,3398 Asam Kaproat

172,2600 5,8846 1013,6822 2,9423 506,8411 2,9423 506,8411 Asam Laurat

200,3100 0,0523 10,4842 0,0262 5,2421 0,0262 5,2421

Total 13,3753 2096,8460 6,6876 1048,4230 6,6876 1048,4230 F Total ( kg/jam ) 2096,8460 2096,8460

N Total ( kmol/jam ) 13,3753 13,3753 A.7 Reboiler I ( E-213 )

C-210

Vb (24)

Lb (23)

17

25

E-213

Karena umpan merupakan sebagaian uap sebagian cair maka: Vd = Vb + (1-q)F (McCabe,1997)

13,3753 = Vb + ((1-2,578347) x 66,6296)

Vb = 118,5393 kmol/jam

C8 C10 C12 C14 C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20

C10 C12 C14 C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20


Lb = Vb + B

Lb = 118,5393 + 59,9419

Lb = 178,4812 kmol/jam

Komposisi :

X25 C10 = XLb C10 = XVb C10 = 0,00005

X25 C12 = XLb C12 = XVb C12 = 0,57181

X25 C14 = XLb C14 = XVb C14 = 0,16838

X25 C16 = XLb C16 = XVb C16 = 0,07928

X25 C18:0 = XLb C18:0 = XVb C18:0 = 0,01785

X25 C18:1 = XLb C18:1 = XVb C12:1 = 0,14039

X25 C18:2 = XLb C18:2 = XVb C18:2 = 0,02070

X25 C20 = XLb C20 = XVb C20 = 0,00155

Alur 23(Lb)


Asam Kaproat : N23C10 = XLb C10 x N23

= 0,0088 kmol/jam

Asam Laurat : N23C12 = XLb C12 x N23

= 102,0574 kmol/jam

Asam Miristat : N23C14 = XLb C14 x N23

= 30,0523 kmol/jam

Asam Palmitat : N23C16 = XLb C16 x N23

= 14,1492 kmol/jam

Asam Stearat : N23C18 = XLb C18 x N23

= 3,1863 kmol/jam

Asam Oleat : N23C18:1 = XLb C18:1 x N23

= 25,0568 kmol/jam

Asam Linoleat : N23C18:2 = XLb C18:2 x N23

= 3,6943 kmol/jam

Asam Arachidic : N23C20 = XLb C20 x N23

= 0,2762 kmol/jam

Alur 24 (Vb)


Asam Kaproat : N24C10 = XVb C10 x N24

= 0,0058 kmol/jam

Asam Laurat : N24C12 = XVb C12 x N24

= 67,7820 kmol/jam

Asam Miristat : N24C14 = XVb C14 x N24

= 19,9594 kmol/jam

Asam Palmitat : N24C16 = XVb C16 x N24

= 9,3973 kmol/jam

Asam Stearat : N24C18 = XVb C18 x N24

= 2,1162 kmol/jam

Asam Oleat : N24C18:1 = XVb C18:1 x N24

= 16,6416 kmol/jam

Asam Linoleat : N24C18:2 = XVb C18:2 x N24

= 2,4536 kmol/jam

Asam Arachidic : N24C20 = XVb C20 x N24

= 0,1835 kmol/jam


Tabel LA.14 Neraca Massa Reboiler I ( E-213 )

Komponen

BM ( KG/KMOL)

Alur masuk Alur keluar Alur 23( Lb ) Alur 24 (Vb) Alur 25 (B)

N (kmol/jam)

F (kg/jam)

N (kmol/jam)

F (kg/jam)

N (kmol/jam

) F

(kg/jam) Asam Kaproat

172,2600 0,0088 1,5107 0,0058 1,0033 0,0029 0,5073 Asam Laurat

200,3100 102,0574 20443,1121 67,7820 13577,4066 34,2754 6865,7055 Asam Miristat

228,3600 30,0523 6862,7355 19,9594 4557,9239 10,0929 2304,8115 Asam Palmitat

256,2400 14,1492 3625,5961 9,3973 2407,9598 4,7519 1217,6363 Asam Stearat

284,4700 3,1863 906,3990 2,1162 601,9900 1,0701 304,4091 Asam Oleat

282,5000 25,0568 7078,5448 16,6416 4701,2549 8,4152 2377,2899 Asam Linoleat

280,4000 3,6943 1035,8846 2,4536 687,9885 1,2407 347,8961 Asam

Arachidic 312,5200 0,2762 86,3237 0,1835 57,3324 0,0928 28,9913

Total 178,4812 40040,11 118,5393 26592,8594 59,9419 13447,2470

F Total ( Kg/jam ) 40040,1064 40040,1064 N Total ( kmol/jam ) 178,4812 178,4812

A.8 Kolom Fraksinasi II ( C-220 )

C-220

Vd 26)

27

Ld (28)

Vb 32)

Lb (3)

25

E-221

33

(29)

E-223

V-220

Alur 25 F25 =13.447,2470 Kg/jam

Neraca masing-masing komponen:

C10 C12 C14 C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20

C10 C12 C14 C16

C14

C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20


F25 C10 = 0,5073 kg/jam

F25 C12 = 6865,7055 kg/jam

F25 C14 = 2304,8115 kg/jam

F25 C16 = 1217,6363 kg/jam

F25C18:0 : = 304,4091 kg/jam

F25C18:1 = 2377,2899 kg/jam

F25 C18:2 = 347,8961 kg/jam

F25C20 = 28,9913 kg/jam

Alur 29( Destilat )

Top produk mengandung C12-C14 ( 99,9329 % )


F29C10 ( Asam Kaproat) = 0,5073 kg/jam

F29C12 ( Asam Laurat ) = 100 % x F25C12

= 6865,7055 kg/jam

F29C14( Asam Miristat ) = 99,6 % x F25C12

=0,9996 x 2304,8115 Kg/jam = 2303,8955 Kg/jam

Sehingga :

F29 = = = 9175,7591 Kg/jam

F29C16 ( Asam Palmitat ) = F29– F29C10- F29C12 - F29C14

= 9175,7591 -0,5073 – 6865,7055 – 2303,8955

= 5,6508 Kg/jam

Alur 33( Bottom )

F33 = F25 – F29

= 13.447,2470 – 9175,7591

= 4271,4879 Kg/jam


F33C14 ( Asam Miristat ) = F25C14- F29C14

= 2304,8115- 2303,8955 = 0,9161Kg/jam

F33C16 ( Asam Palmitat ) = F25 C16- F29C16

= 1217,6363 - 5,6508 = 1211,9855 Kg/jam


F33C18 ( Asam Stearat ) = F25 C18 = 304,4091 Kg/jam

F33C18:1 ( Asam Oleat ) = F25 C18:1 = 2377,2899 Kg/jam

F33 C18:2( Asam Linoleat ) = F25 C18:2 = 347,8961 Kg/jam


Tabel LA.15 Neraca massa Kolom Fraksinasi II ( C-220)

Komponen

BM

(kg/kmol)


N (kmol/jm)

F (kg/jm)

N (kmol/jm)

F (kg/jm)

N (kmol/jm)

F (kg/jm)

Asam Kaproat 172,2600 0,0029 0,5073 0,0029 0,5073 - - Asam Laurat 200,3100 34,2754 6865,7055 34,2754 6865,7055 - -

Asam Miristat 228,3600 10,0929 2304,8115 10,0889 2303,8955 0,0040 0,9161 Asam Palmitat 256,2400 4,7519 1217,6363 0,0221 5,6508 4,7299 1211,9855 Asam Stearat 284,4700 1,0701 304,4091 - - 1,0701 304,4091 Asam Oleat 282,5000 8,4152 2377,2899 - - 8,4152 2377,2899


59,9419 13.447,2470 44,3893 9175,7591 15,5527 4271,4879

N total ( kmol jam ) 59,9419 59,9419 F Total ( Kg/jam ) 13.447,2470 13.447,2470


A.9 Kondensor IV ( E-221 )

C-220

Vd (26)27

Ld (28)

25

E-221

(29)

V-220

Menentukan kondisi umpan

Untuk menghitung suhu umpan dapat dihitung dengan rumus :






P = 35,8 torr

Trial : T = 210 oC= 483,15 K

Tabel LA.16 Titik Didih Umpan Masuk Fraksinasi

Komponen XiF Pi,T ( Torr ), (210 oC)

XiF. Pi

Asam Kaproat 0,00005 129 0,00634 Asam Laurat 0,57181 53 30,30594

Asam Miristat 0,16838 22,3 3,75482 Asam Palmitat 0,07928 10 0,79276 Asam Stearat 0,01785 4,2 0,07498 Asam Oleat 0,14039 5,2 0,73002

Asam Linoleat 0,02070 6 0,12419 Asam Arachidic 0,00155 1,67 0,00258

C8 C10 C12 C14 C16 C18 C18:1 C18:2 C20

C8 C10 C12


Total 1,0000 129 35,79163 Maka, suhu umpan (F) adalah 210 oC = 483,150 K. Menentukan kondisi operasi atas (kondensor total)



P = 19,9250 torr

Trial : T =

190 oC =

463,15 K


Maka, suhu destilat (D) adalah 190 oC = 463,15 K.

Menentukan kondisi operasi bottom (reboiler)

Untuk mengetahui suhu pada Vb, maka perlu perhitungan trial bubble point sampai


P = 30,8660 torr

Trial : T = 246 oC = 519,15 K.

Tabel LA.18 Bubble Point Produk Bawah

Komponen XiB Pi,T ( Torr) (246 oC)

XiB. Pi

Asam Miristat 0,00026 89,0000 0,0230

Asam Palmitat 0,30412 43,9000 13,3509

Asam Stearat 0,06880 20,8800 1,4366

Asam Oleat 0,54108 25,2000 13,6351 Asam Linoleat

0,07978 29,6000 2,3613 Asam Arachidic

0,00596 9,8600 0,0588 Total 1,0000 30,86579

Maka suhu vapor bottom (Vb) adalah 246 oC = 519,15 K.

Komponen YiD Pi,T ( Torr), (190oC)

YiD. Pi

Asam Kaproat 0,0007 61,3000 0,00407

Asam Laurat 0,77216 23,0000 17,75957

Asam Miristat 0,22728 9,5000 2,15918

Asam Palmitat 0,0005 3,8200 0,00190

Total 1,0000 19,92471


Refluks Minimum Destilat 1. Menghitung harga q

Tabel LA.19 data Kondisi menghitung Harga q

Komponen Xi F Latent Heat

( Kcal/kg )

LatentHeat ( Kcal/kmol)

XiF.L Cp ( Kcal/KGK)

Cp (Kcal/kmol

K)

XiF CP.Δ T

Asam Kaproat 0,00005 95 16364,7 0,80408 0,74 127,4724 1,05037 Asam Laurat 0,57181 91 18228,21 10423,07509 0,74 148,2294 14214,09640

Asam Miristat 0,16838 87 19867,32 3345,21454 0,74 168,9864 4771,66016 Asam Palmitat 0,07928 84 21524,16 1706,34236 0,74 189,6176 2520,87707 Asam Stearat 0,01785 81 23042,07 411,35039 0,74 210,5078 630,21927 Asam Oleat 0,14039 83 23447,5 3291,77043 0,74 209,05 4921,71237

Asam Linoleat 0,02070 84 23553,6 487,52639 0,74 207,496 720,25059 Asam Arachidic 0,00155 79 24689,08 38,20891 0,74 231,2648 60,02088

1,00000 19.704,29219 27839,8871

Maka q = 2,41288


a. Pada Kondensor atas ( T = 190oC)

α1= 6,02094


α2= 2,02733


=3,49378



SM = 12



-Lower pinch = Tb- (1/3)(Tb-Td)

Lower pinch = 246-(1/3)(246-190 ) =208,6667oC

-Upper pinch = Tb-(2/3)(Tb-Td)

Upper pinch = 246 –( 2/3 0(246-190 ) = 227,3333 oC

Tabel LA.20 Data untuk Menghitung Relative volatility rata-rata

Komponen

Pada T = 208,6667 Pada T = 227,3333 αavg v.p Α v.p α

Asam Kaproat 123,8 17,09945 231,333 13,26983 15,06343 Asam Laurat 50,7333 7,00736 101,4667 5,82038 6,38635

Asam Miristat 23,485 3,24378 55,818 3,20186 3,22275 Asam Palmitat 7,24 1,00000 17,433 1,00000 1,00000 Asam Stearat 3,973 0,54876 9,3867 0,53844 0,54358 Asam Oleat 4,9267 0,68048 11,746 0,67378 0,67712 Asaminoleat 5,693 0,78633 13,586 0,77933 0,78282

Asam Arachidic 1,58 0,21823 4,004 0,22968 0,22388 Untuk menghitung harga ( L/D)min perlu dihitung harga θ.Harga θ dihitung dengan menggunakan rumus :

Jadi, perlu adanya Trial harga θ hingga persamaan diatas sama dengan harga 1- q. q = 2,41288 maka 1- q = - 1,41288 trial harga θ harus diantara 1-3,22275 Trial θ = 0,791815 Tabel A.21 Perhitungan Harga θ Komponen Xi.F α1avg.xiF α1avg-θ α1avg.xiF/( α1avg-θ) α1avg.xiF/( α1avg-θ)2

Asam Kaproat 0,00005 0,00074 14,27161 0,00005 0,00000 Asam Laurat 0,57181 3,65178 5,59454 0,65274 0,11667

Asam Miristat 0,16838 0,54264 2,43094 0,22322 0,09183 Asam Palmitat 0,07928 0,07928 0,20819 0,38079 1,82912 Asam Stearat 0,01785 0,00970 -0,24824 -0,03909 0,15747 Asam Oleat 0,14039 0,09506 -0,11469 -0,82884 7,22664

Asam Linoleat 0,02070 0,01620 -0,00900 -1,80105 200,19314 Asam Arachidic 0,00155 0,00035 -0,56793 -0,00061 0,00107

Total -1,41278 209,61594 Dari perhitungan diatas dapat diperoleh harga θ = (0,7191815)-( -1,41278/209,61594) = 0,79855


= 1,1871 (L/D ) min = 0,1871


Min trays = SM = 12 (L/D)min = 0,1871

Harga (S-SM)/(S+1) didapat dari grafik hubungan antara Theoretical plates

dengan reflux ratio


0,1871 0,0000 ∞ ∞

0,2000 0,1667 0,6500 36,1429

0,8000 0,4444 0,6000 31,5000

1,0000 0,5000 0,2750 31,5000

1,5000 0,6000 0,2000 16,9310





Reflux ratio ( L/D) = 1,1



Jika didapat harga : RD =Ld/D =1,1

LD = 1,1 x 44,3893 = 48,8280 kmol/jam

Vd = Ld + D

Vd = 48,8280 + 44,3893 = 93,2175 kmol/jam

Komposisi :

X29 C10 = XLd C10 = XVd C10 = 0,00007

X29 C12 = XLd C12 = XVd C12 = 0,77216

X29C14 = XLd C14 = XVd C14 = 0,22728

X29 C16 = XLd C16 = XVd C16 = 0,00050

Alur 26 ( Vd )


Asam Kaproat : N26C10 = XVd C10 x N26

= 0,00619 kmol/jam

Asam Laurat : N26C12 = XVd C12 x N26

= 71,97834 kmol/jam

Asam Miristat : N26C14 = XVd C14x N26

= 21,18664 kmol/jam

Asam Palmitat : N26C16 = XVd C16 x N26

= 0,04631 kmol/jam

Alur 28 ( Ld )


Asam Kaproat : N28C10 = XLd C10 x N28= 0,0032 kmol/jam

Asam Laurat : N28C12 = XLd C12 x N28

= 37,7029 kmol/jam

Asam Miristat : N28C14 = XLd C14x N28= 11,0978 kmol/jam

Asam Palmitat : N28C16 = XLd C16 x N28

= 0,0243 kmol/jam

Tabel A.22 Neraca Massa Kondensor IV ( E-221)

Komponen

BM

( KG/KMOL)


N (kmol/jam)

F (kg/jam)


N (kmol/jam)

F (kg/jam)

Asam Kaproat

172,2600 0,00619 1,0654 0,0032 0,5581 0,0029 0,5073 Asam Laurat

200,3100 71,97834 14417,9815 37,7029 7552,2760 34,2754 6865,7055 Asam Miristat

228,3600 21,18664 4838,1805 11,0978 2534,2850 10,0889 2303,8955


Asam Palmitat

256,2400 0,04631 11,8667 0,0243 6,2159 0,0221 5,6508

Total 93,21747 19268,0287 48,8282 10092,2696 44,3893 9175,7591 F Total( Kg/jam ) 19268,0287 19268,0287

N Total( Kmol/jam ) 93,2175 93,2175 A.10 Reboiler II ( E-223 )

C-220

Vb (32)

Lb (31)

25

33

E-223

Karena umpan merupakan sebagaian uap sebagian cair maka:

Vd = Vb + (1-q)F (McCabe,1997)

93,2175 = Vb + ((1-2,41288) x 59,9419)


Lb = Vb + B

Lb = 177,9085 + 15,5527


Komposisi :

X33 C14 = XLb C14 = XVb C14 = 0,00026

X33C16 = XLb C16 = XVb C16 = 0,30418

X33C18:0 = XLb C18:0 = XVb C18:0 = 0,06861

X33C18:1 = XLb C18:1 = XVb C12:1 = 0,54119

X33 C18:2 = XLb C18:2 = XVb C18:2 = 0,07979

X33C20 = XLb C20 = XVb C20 = 0,00597

C10 C12 C14 C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20

C14 C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20


Alur 31 (Lb)


Asam Miristat : N31C14 = XLb C14 x N31

= 0,0499 kmol/jam

Asam Palmitat : N31C16 = XLb C16 x N31

= 58,8355 kmol/jam


= 13,3110 kmol/jam


= 104,6774 kmol/jam


= 15,4334 kmol/jam


= 1,1539 kmol/jam

Alur 33(Vb)


Asam Miristat : N33C14 = XVb C14 x N33

= 0,0459 kmol/jam

Asam Palmitat : N33C16 = XVb C16 x N33

= 54,1057 kmol/jam


= 12,2409 kmol/jam


= 96,2622 kmol/jam

Asam Linoleat : N3318:2 = XVb C18:2 x N33

= 14,1927 kmol/jam


= 1,0612 kmol/jam

Tabel LA.23 Neraca Massa Reboiler II ( E-223 )

Komponen

BM

( Kg/Kmol)

Alur masuk Alur keluar Alur 31 ( Lb ) Alur 32 (Vb) Alur 33 (B)

N (kmol/jam)

F (kg/jam)

N (kmol/jam)

F (kg/jam)

N (kmol/jam)

F (kg/jam)

Asam Miristat

228,3600 0,0499 11,3949 0,0459 10,4788 0,0040 0,9161 Asam

Palmitat 256,2400 58,8355 15076,0190 54,1057 13864,0336 4,7299 1211,9855

Asam Stearat

284,4700 13,3110 3786,5776 12,2409 3482,1685 1,0701 304,4091 Asam Oleat

282,5000 104,6774 29571,3675 96,2622 27194,0777 8,4152 2377,2899 Asam

Linoleat 280,4000 15,4334 4327,5172 14,1927 3979,6211 1,2407 347,8961

Asam Arachidic

312,5200 1,1539 360,6264 1,0612 331,6351 0,0928 28,9913

Total 193,4611 53133,5027 177,9085 48862,0148 15,5527 4271,4879 F Total ( Kg/jam ) 53133,5027 53133,5027

N Total( Kmol/jam ) 193,4611 193,4611


A.11 Kolom Fraksinasi III ( C-230 )

C-230

Vd 34)

Ld 36)

Vb 40)

Lb (39)

33

E-231

41

(37)

E-233

V-230

35

Alur 33

F33 = 4271,4879 Kg/jam


F33C14 ( Asam Miristat ) = 0,9161 Kg/jam

F33C16 ( Asam Palmitat ) = 1211,9855 Kg/jam

F33C18 ( Asam Stearat ) = 304,4091 Kg/jam

F33C18:1 ( Asam Oleat ) = 2377,2899 Kg/jam

F33 C18:2( Asam Linoleat ) = 347,8961 Kg/jam

F33C20 ( Asam Arachidic ) = 28,9913 Kg/jam

Alur 37( Destilat )

Top produk mengandung C16-C18 ( 99,9238% )


F37C14( Asam Miristat ) = F33C14 = 0,9161Kg/jam

F37C16 ( Asam Palmitat ) = F33 C16 =1211,9855 kg/jam

F37C18 ( Asam Stearat ) = 99 % x F33C18 = 301,3650 kg/jam

Sehingga :

F37= = = 1514,5042 Kg/jam

F37C18:1 ( Asam Oleat ) = F37– F37C14- F37C16 - F37C18

= 1514,5042 - 0,9161 – 1211,9855 - 301,3650

= 0,2377 Kg/jam

C14 C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20

C14 C16 C18 C18:1

C18:0 C18:1 C18:2 C20


Alur 41 ( Bottom )

F41 = F33 – F37

= 4271,4879 – 1514,5042

= 2756,9837 Kg/jam


F41C18 ( Asam Stearat ) = F33 C18 - F37C18

= 304,4091- 301,3650 = 3,0441 Kg/jam

F41C18:1 ( Asam Oleat ) = F33 C18:1 - F37 C18:1 = 2377,0522 Kg/jam

F41 C18:2( Asam Linoleat ) = F33C18:2 = 347,8961 Kg/jam


Tabel LA.24 Neraca massa Kolom Fraksinasi III (C-230)

Komponen

BM

(kg/kmol)


N (kmol/jm)

F (kg/jm)

N (kmol/jm)

F (kg/jm)

N (kmol/jm)

F (kg/jm)

Asam Miristat 228,3600 0,00401 0,9161 0,0040 0,9161 - - Asam Palmitat 256,2400 4,72988 1211,9855 4,7299 1211,9855 - - Asam Stearat 284,4700 1,07009 304,4091 1,0594 301,3650 0,0107 3,0441 Asam Oleat 282,5000 8,41519 2377,2899 0,0008 0,2377 8,4143 2377,0522


15,5527 4271,4879 5,7653 1514,5042 9,7585 2756,9837

N total ( Kmol/jam) 15,5527 15,5527 F Total ( Kg/jam ) 4271,4879 4271,4879


A.12 Kondensor V ( E-231 )

C-230

Vd (34)(35)

Ld (36)

33

E-231

(37)

V-23O


Untuk mengetahui suhu pada destilat, maka perlu perhitungan suhu umpan masuk

sampai syarat Σ Ki,Xi = 1 terpenuhi.

P = 29,7660 torr

Trial : T = 245oC = 518,15 K


( Torr), ( 245oC) XiF. Pi

Asam Miristat 0,00026 86,25 0,02225 Asam Palmitat 0,30412 42,45 12,90992 Asam Stearat 0,06880 20,1 1,38297 Asam Oleat 0,54108 24,25 13,12112


Total 1,000 29,76592 Maka, suhu umpan (F) adalah 245 oC = 518,150 K. Menentukan kondisi operasi atas (kondensor total) Untuk mengetahui suhu pada destilat, maka perlu perhitungan trial dew point sampai


P = 8,948 torr

Trial : T = 210 o C = 483,15 K


Komponen YiD Pi,T ( Torr),(210oC)

YiD. Pi

Asam Miristat 0,00069 22,3 0,01544 Asam Palmitat 0,81632 10 8,16324

C14 C16 C18 C18:1 C18:2 C20

C14 C16 C18 C18:1


Asam Stearat 0,18284 4,2 0,76792 Asam Oleat 0,00015 5,2 0,00076

Total 1,0000 8,94735 Maka, suhu destilat (D) adalah 210 oC = 483,15 K. Menentukan kondisi operasi bottom (reboiler) Untuk mengetahui suhu pada Vb, maka perlu perhitungan trial bubble point sampai


P = 29,470 torr

Trial : T = 250 oC = 523,15 K.

Tabel LA.27 Bubble Point Produk Bawah Komponen XiB Pi,T

( Torr), (250oC) XiB. Pi

Asam Stearat 0,00110 24 0,02632 Asam Oleat 0,86225 29 25,00539




Tabel LA.28 Data Kondisi menghitung Harga q


( Kcal/kg )

Latent Heat

( Kcal/kmol)


Cp (Kcal/kmolK)

XiF CP.Δ T

Asam Miristat 0,00026 81,5 18611,34 4,80036 0,81 184,9716 2,59749 Asam Palmitat 0,30412 78,5 20114,84 6117,33962 0,81 207,5544 6753,91354 Asam Stearat 0,06880 76 21619,72 1487,53333 0,81 230,4207 1839,08094 Asam Oleat 0,54108 79,5 22458,75 12151,91705 0,81 228,825 14238,62040

Asam Linoleat 0,07978 80,5 22572,2 1800,69825 0,81 227,124 2174,41811 Asam Arachidic 0,00596 74,5 23282,74 138,87373 0,81 253,1412 125,23268

1,00000 21701,16234 25.133,86315

Maka q = 3,24912



α1= 4,28846



α2= 0,82759


=1,88390


SM = 13




Lower pinch = 250-(1/3)(250-210 ) =236,6667oC


Upper pinch = 246 –( 2/3)(250-210 ) = 223,3333 oC

Tabel LA.29 Data untuk Menghitung Relative volatility rata-rata Komponen Pada T = 223,3333 Pada T = 236,6667 αavg

v.p Α v.p α Asam Miristat 39,33328 3,98651 65,00000 3,75001 3,86645 Asam Palmitat 18,13333 1,83785 31,20000 1,80000 1,81883 Asam Stearat 7,86665 0,79730 14,26700 0,82310 0,81010 Asam Oleat 9,86660 1,00000 17,33330 1,00000 1,00000

Asam Linoleat 11,46664 1,16217 20,33336 1,17308 1,16761 Asam Arachidic 3,31990 0,33648 6,22000 0,35885 0,34748

Untuk menghitung harga ( L/D)min perlu dihitung harga θ.Harga θ dihitung dengan

menggunakan rumus :


q = 3,24912 maka 1- q = - 2,24912



Trial θ = 1,25887

Tabel LA.30 Perhitungan Harga θ Komponen Xi.F α1avg.xiF α1avg-θ α1avg.xiF/( α1avg-θ) α1avg.xiF/( α1avg-θ)2

Asam Miristat 0,00026 0,00100 2,60758 0,00038 0,00015 Asam Palmitat 0,30412 0,55314 0,55996 0,98783 2,34273 Asam Stearat 0,06880 0,05574 -0,44877 -0,12420 0,20391 Asam Oleat 0,54108 0,54108 -0,25887 -2,09015 4,88188

Asam Linoleat 0,07978 0,09315 -0,09126 -1,02068 3,40883 Asam Arachidic 0,00596 0,00207 -0,91139 -0,00227 0,00213

-2,24912

21,30214

Dari perhitungan diatas dapat diperoleh harga θ = ( 1,25887)-( -2,24910/0,00213)=1,3645

= 3,0015 (L/D ) min = 2,0015


Min trays = SM = 13

(L/D)min = 2,0015


dengan reflux ratio

Asumsi ( L/D)0 [L/D)0-(L/D)M]/(L/D)0+1 (S-Sm)/(S+1) Theo Stages 2,0015 0,0000 ~∞ ∞

2,1000 0,0318 0,6990 45,4886

2,2000 0,6875 0,1800 16,0647

2,6000 0,7222 0,1700 15,8591

2,8000 0,7368 0,1500 15,4624

3,0000 0,7500 0,1250 14,9921

∞ - - 13


Dari data diatas di buat grafik (plot ) antara refluks ratio dan theoritical stages.







LD = 2,14 x 5,7941= 12,39943 kmol/jam

Vd = Ld + D

Vd = 12,39943 + 5,7941= 18,1936 kmol/jam

Komposisi :

X37C14 = XLd C14 = XVd C14 = 0,00069

X37C16 = XLd C16 = XVd C16 = 0,81632

X37 C18 = XLd C18 = XVd C18 = 0,18284

X37 C18:1 = XLd C18:1 = XVd C18:1 = 0,00015

Alur 34 ( Vd )


Asam Miristat : N34C14 = XVd C14x N34

= 0,01260 kmol/jam

Asam Palmitat : N34C16 = XVd C16 x N34

= 14,85184 kmol/jam

Asam Stearat : N34C18 = XVd C18x N34

= 3,32649 kmol/jam

Asam Oleat : N34C18:1 = XVd C18:1 x N34

= 0,00264 kmol/jam


Alur 36 ( Ld )


Asam Miristat : N36C14 = XLd C14x N36

= 0,0086 kmol/jam

Asam Palmitat : N36C16 = XLd C16 x N36

= 10,1220 kmol/jam

Asam Stearat : N36C18 = XLd C18x N36

= 2,2671 kmol/jam

Asam Oleat : N36C18:1 = XLd C18:1 x N36

= 0,0018 kmol/jam

Tabel LA.31 Neraca Massa Kondensor V ( E-231)

Komponen

BM

( KG/KMOL)

Alur masuk Alur keluar Alur 34( Vd ) Alur 36 (Ld) Alur 37 (D) N

(kmol/jam) F

(kg/jam) N

(kmol/jam) F

(kg/jam) N

(kmol/jam) F

(kg/jam) Asam

Miristat 228,3600 0,01260 2,8764 0,0086 1,9604 0,0040 0,9161

Asam Palmitat

256,2400 14,85184 3805,6343 10,1220 2593,6489 4,7299 1211,9855 Asam Stearat

284,4700 3,32649 946,2860 2,2671 644,9211 1,0594 301,3650 Asam Oleat

282,5000 0,00264 0,7465 0,0018 0,5087 0,0008 0,2377


N Total ( Kmol/jam ) 18,1936 18,1936 A.13 Reboiler III ( E-233 )

C-230

Vb (40)

Lb (39)

33

41

E-233

Karena umpan merupakan sebagaian uap sebagian cair maka: Vd = Vb + (1-q)F (McCabe,1997)

18,1936 = Vb + ((1-3,24912) x 15,5527)


C14 C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20

C18:0 C18:1 C18:2 C20


Lb = Vb + B

Lb = 53,1734 +9,7585


Komposisi :

X41C18:0 = XLb C18:0 = XVb C18:0 = 0,0011

X41C18:1 = XLb C18:1 = XVb C12:1 = 0,86255

X41 C18:2 = XLb C18:2 = XVb C18:2 = 0,12715

X41C20 = XLb C20 = XVb C20 = 0,0095

Alur 39 (Lb)



= 0,0690 kmol/jam


= 54,2634 kmol/jam


= 8,0013 kmol/jam


= 0,5982kmol/jam

Alur 40 (Vb)



= 0,0583 kmol/jam


= 45,8491 kmol/jam


= 6,7605 kmol/jam


= 0,5055 kmol/jam

Tabel LA.32 Neraca Massa Reboiler III ( E-233)

Komponen

BM

( Kg/Kmol)


N (kmol/jam)

F (kg/jam)

N (kmol/jam)

F (kg/jam)

N (kmol/jam)

F (kg/jam)

Asam Stearat

284,4700 0,0690 19,6311 0,0583 16,5870 0,0107 3,0441 Asam Oleat

282,5000 54,2634 45988,244

2 45,8491 43611,192

1 8,4143 2377,0522 Asam Linoleat

280,4000 8,0013 6730,6600 6,7605 6382,7639 1,2407 347,8961 Asam Arachidic

312,5200 0,5982 560,8883 0,5055 531,8970 0,0928 28,9913


Total 62,9319

53299,4237 53,1734

50290,9849 50542,4400 9,7585

F Total( Kg/jam ) 53299,4237 53299,4237 N Total( Kmol/jam ) 62,9319 62,9319

A.11 Kolom Fraksinasi IV ( C-240 )

C-240

Vd (42)(43)

Ld 42)

Vb 48)

Lb (47)

41

E-241

49

(45)

E-243

V-240

Alur 41

F41 = 2756,9837 Kg/jam

Alur 45( Destilat )

Top produk mengandung C18:1 ( 80,5336 % )


F45C18 ( Asam Stearat ) = 23,43 % x F41C18 = 0,7132 Kg/jam

F45C18:1 ( Asam Oleat ) = 64,5 % x F41C18:1 = 1533,1986 Kg/jam

F45C18:2( Asam Linoleat ) = 99,7% x F41C18:2 = 346,8524 Kg/jam F45C20 ( Asam Arachidic ) = 79,46 * F41 C20 = 23,0360 Kg/jam

Sehingga :

F45 = 1903,8002 Kg/jam

Alur 49 (Bottom )

F49 = F41 – F45

= 2756,9837 – 1903,8002

= 853,1834 Kg/jam


F49C18 ( Asam Stearat ) = F41 C18 - F45C18

= 3,0441- 0,7132= 2,3309 Kg/jam

C18:0 C18:1 C18:2 C20

C18:0 C18:1 C18:2 C20

C18:0 C18:1 C18:2 C20


F49C18:1 ( Asam Oleat ) = F41 C18:1 - F45 C18:1 = 843,8535 Kg/jam

F49C18:2( Asam Linoleat ) = F41 C18:2 - F45 C18:2= 1,0437 Kg/jam

F49C20 ( Asam Arachidic ) = F41 C20 - F45 C20 = 5,9554 Kg/jam

Tabel LA.24 Neraca massa Kolom Fraksinasi IV (C-240)

Komponen

BM (kg/kmol)


N (kmol/jm)

F (kg/jm)

N (kmol/jm)

F (kg/jm)

N (kmol/jm)

F (kg/jm)

Asam Stearat 284,4700 0,01070 3,0441 0,00251 0,7132 0,0082 2,3309 Asam Oleat 282,5000 8,41434 2377,0522 5,42725 1533,1986 2,9871 843,8535


9,7585 2756,9837 6,7405 1903,8002 3,0181 853,1834

N total ( Kmol/jam) 9,7585 9,7585 F Total( Kg/jam ) 2756,9837 2756,9837

A.12 Kondensor VI ( E-241 )

C-240

Vd (42)(43)

Ld (44)

41

E-241

(45)

V-240


Untuk mengetahui suhu pada destilat, maka perlu perhitungan suhu umpan masuk

sampai syarat Σ Ki,Xi = 1 terpenuhi.

P = 24,65 torr

Trial : T = 245oC = 518,15 K


( Torr), ( 245oC) XiF. Pi



C18 C18:1 C18:2 C20

C18 C18:1 C18:2 C20


Total 1,000 24,6446 Maka, suhu umpan (F) adalah 250 oC = 523,15 K. Menentukan kondisi operasi atas (kondensor total)



P = 8,496 torr

Trial : T = 220 o C = 493,15 K


Komponen YiD Pi,T (Torr),(220oC)

YiD. Pi



Total 1,0000 8,49560 Maka, suhu destilat (D) adalah 220 oC = 493,15 K. Menentukan kondisi operasi bottom (reboiler)

Untuk mengetahui suhu pada Vb, maka perlu perhitungan trial bubble point sampai


P = 28,890 torr

Trial : T = 250 oC = 523,15 K.

Tabel LA.36 Bubble Point Produk Bawah

Komponen XiB Pi,T ( Torr), (250oC)

XiB. Pi

Asam Stearat 0,00271 24 0,06516 Asam Oleat 0,98974 29 28,70240




Tabel LA.37 Data Kondisi menghitung Harga q


( Kcal/kg )

Latent Heat

( Kcal/kmol)


Cp (Kcal/kmolK)

XiF CP.Δ T


Asam Stearat 0,00110 76 21619,72 23,70756849 0,81 230,4207 5,672503675 Asam Oleat 0,86226 79,5 22458,75 19365,18597 0,81 228,825 4429,512255


1,00000 22480,08715 5137,494737

Maka q = 1,22854 2. Menghitung haraga relative volatility (α)


α1= 0,68041


α2= 0,70588


=0,69303


SM = 19




Lower pinch = 250-(1/3)(250-220 ) =230oC


Upper pinch = 246 –( 2/3)(250-220 ) = 240 oC


Tabel LA.38 Data untuk Menghitung Relative volatility rata-rata Komponen Pada T = 230 Pada T = 240 αavg

v.p Α v.p α Asam Stearat 9,766 0,6081 14,2667 0,5286 0,5670 Asam Oleat 12,216 0,7606 17,3333 0,6422 0,6989

Asam Linoleat 16,06 1,0000 26,99 1,0000 1,0000 Asam Arachidic 3,203 0,1994 5,051 0,1871 0,1932

Untuk menghitung harga ( L/D)min perlu dihitung harga θ.Harga θ dihitung dengan

menggunakan rumus :


q = 1,22854 maka 1- q = - 0,22854


Trial θ = 0,94329

Tabel LA.39 Perhitungan Harga θ Komponen Xi.F α1avg.xiF α1avg-θ α1avg.xiF/( α1avg-θ) α1avg.xiF/( α1avg-θ)2

Asam Stearat 0,00110 0,00062 -0,37634 -0,00165 0,00439 Asam Oleat 0,86226 0,60265 -0,24436 -2,46620 10,09232

Asam Linoleat 0,12714 0,12714 0,05671 2,24196 39,53375 Asam Arachidic 0,00951 0,00184 -0,75010 -0,00245 0,00326

-0,22854 49,63373 Dari perhitungan diatas dapat diperoleh harga

θ = ( 0,94329)-( -2,21723/49,63373)=0,94559

= 1,0880 (L/D ) min = 0,880


Min trays = SM = 19

(L/D)min = 0,880


dengan reflux ratio



0,880 0,0000 ∞ ∞

0,1000 0,0109 0,7400 79,7692

0,5000 0,3333 0,3500 31,3077

1,0000 0,5000 0,2700 27,7671

1,5000 0,6000 0,2000 25,2500

2,0000 0,6667 0,1800 24,6098








LD = 0,36 x 6,7405= 2,42657 kmol/jam

Vd = Ld + D

Vd = 2,42657+ 6,7405 = 9,1670 kmol/jam Komposisi :

X45 C18 = XLd C14 = XVd C14 = 0,00069


X45C18:1 = XLd C16 = XVd C16 = 0,81632

X45C18:2 = XLd C18 = XVd C18 = 0,18284

X45 C20 = XLd C18:1 = XVd C18:1 = 0,00015

Alur 42( Vd )


Asam Stearat : N42C18 = XVd C14x N42

= 0,00341 kmol/jam

Asam Oleat : N42C18:1 = XVd C16 x N42= 7,38106 kmol/jam

Asam Linoleat : N42C18:2 = XVd C18x N42

= 1,68571 kmol/jam

Asam Arachidic : N42C20 = XVd C18:1 x N40

= 0,10025 kmol/jam

Alur 44 ( Ld )


Asam Stearat : N44C18 = XLd C18x N44

= 0,0009 kmol/jam

Asam Oleat : N44C18:1 = XLd C18:1 x N44= 1,9538 kmol/jam

Asam Linoleat : N44C18:2 = XLd C18:2x N44

= 0,4487 kmol/jam

Asam Arachidic : N44C20 = XLd 20 x N44= 0,0265 kmol/jam

Tabel LA.31 Neraca Massa Kondensor VI ( E-241)

Komponen

BM

( KG/KMOL)


N (kmol/jam)

F (kg/jam)

N (kmol/jam)

F (kg/jam)

N (kmol/jam)

F (kg/jam)

Asam Stearat

284,4700 0,00341 0,9700 0,0009 0,2568 0,0025 0,7132 Asam Oleat

282,5000 7,38106 2085,1501 1,9538 551,9515 5,4273 1533,1986 Asam

Linoleat 280,4000 1,68571 472,6726 0,4487 125,8202 1,2370 346,8524

Asam Arachidic

312,5200 0,10025 31,3289 0,0265 8,2930 0,0737 23,0360


N Total( Kmol/jam ) 9,1670 9,1670


A.13 Reboiler IV( E-242 )

C-240

Vb (48)

Lb (47)

41

49

E-243

Karena umpan merupakan sebagaian uap sebagian cair maka:

Vd = Vb + (1-q)F (McCabe,1997)

9,1670 = Vb + ((1-1,22854) x 9,7585)


Lb = Vb + B

Lb = 11,3972 +3,0181


Komposisi :

X49C18:0 = XLb C18:0 = XVb C18:0 = 0,00271

X49C18:1 = XLb C18:1 = XVb C12:1 = 0,98974

X49 C18:2 = XLb C18:2 = XVb C18:2 = 0,00123

X49C20 = XLb C20 = XVb C20 = 0,00631

Alur 47 (Lb)



= 0,0391 kmol/jam


= 14,2673 kmol/jam

Asam Linoleat : N47C18:2 = XLb C18:2 x N47= 0,0178 kmol/jam


= 0,0910 kmol/jam

C18:0 C18:1 C18:2 C20

C18:0 C18:1 C18:2 C20


Alur 49 (Vb)



= 0,0309kmol/jam


= 11,2802 kmol/jam


= 0,0141 kmol/jam


= 0,0720 kmol/jam

Tabel LA.32 Neraca Massa Reboiler IV ( E-243)

Komponen

BM

( Kg/Kmol)


N (kmol/jam)

F (kg/jam)

N (kmol/jam)

F (kg/jam)

N (kmol/jam)

F (kg/jam)

Asam Stearat

284,4700 0,0391 11,1329 0,0309 8,8021 0,0082 2,3309 Asam Oleat

282,5000 14,2673 4030,5200 11,2802 3186,6665 2,9871 843,8535 Asam

Linoleat 280,4000 0,0178 4,9850 0,0141 3,9413 0,0037 1,0437

Asam Arachidic

312,5200 0,0910 28,4447 0,0720 22,4894 0,0191 5,9554


N Total( Kmol/jam ) 14,4153 14,4153


LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Basis Perhitungan : 1 jam operasi

Satuan Operasi : KJ/jam

Temperatur Referensi : 25 0 C = 298,15 K

Kapasitas : 89.080 Ton/tahun

Perhitungan neraca panas menggunakan rumus sebagai berikut:

Perhitungan beban panas pada masing-masing alur masuk dan keluar.

Q = H = ∫T

Tref

dTxCpxn (Smith,Van Ness, 1996)

Perhitungan neraca panas melibatkan reaksi menggunakan rumus adalah sebagai

berikut:

B.1 Data-data kapasitas Panas, Perubahan Fasa dan Panas Reaksi

Komponen B.1.1 Kapasitas panas Komponen Cair

Perhitungan estimasi Cp ( l ) dalam J/mol K dengan Metode Chueh dan

Swanson

Tabel LB.1 Konstribusi Gugus untuk Metode Chueh dan Swanson

Gugus Cp ( J/mol K )

-CH= 21,34

-CH 20,92

-CH2 - 30,38

-CH3 36,82

-OH- 44,77

-COO- 52,97

-COOH- 79,91

-O- 35,15

( Sumber : Reid, dkk ; 1987 )



Contoh perhitungan kapasitas panas untuk Trikaprilin :

Cp (l) Trikaprilin = 3(-CH3) + 20(-CH2 -) + 3 (-COO-) + 3( -O-)

= (3x 36,82 ) + ( 20 x 30,38 ) + ( 3 x 52,97 ) + ( 3 x35,15 )

= 1003,34 J/mol K = 1,0034 KJ/mol K

Maka dapat diperoleh nilai kapasitas panas lain untuk Trigliserida yaitu :

Cp (l) Trikaprin = 1185,62 j/molK = 1,185 KJ/molK

Cp (l) Trikalaurin = 1367,9 J/mol K = 1,3679 KJ/molK

Cp (l) Trimiristin = 1550,18 J/mol K = 1,55018 Kj/molK

Cp (l) Tripalmitin = 1732,46 J/mol K = 1,73246 Kj/molK

Cp (l) Tristearin = 1914,74 J/mol K = 1,91474 Kj/molK

Cp (l) Triolein = 1875,74 J/mol K = 1,87574 KJ/molK

Cp (l) Trilinolein = 1857,66 J/molK = 1,857,66 KJ/molK

Cp (l) Triarachidin = 2097,02 J/mol K = 2,09702 Kj/molK

Tabel LB.2 Hasil Perhitungan Nilai Kapasitas Panas ( Cp(l)) untuk Trigliserida Komponen Cp(l) ( Kj/molK)

Trikaprilin 1,0034

Trikaprin 1,185

Trilaurin 1,3679

Trimiristin 1,55018

Tripalmitin 1,73246

Tristearin 1,91474

Triolein 1,87574

Trilinolein 1,85766

Triarachidin 2,09702

Untuk Asam Lemak :

Contoh perhitungan kapasitas panas untuk asam kaprilat :

Cp (l) asam kaprilat = 1(-CH3) + 6(-CH2 -) + 1 (-COOH-)

= (1x 36,82 ) + ( 6 x 30,38 ) + ( 1 x 79,91 )

= 299,01 J/mol K = 0,29901 KJ/mol K

Maka dapat diperoleh nilai kapasitas panas lain untuk asam lemak yaitu :

Cp (l) Asam kaproat = 359,77 J/molK = 0,35977 KJ/molK

Cp (l) Asam laurat = 420,53 J/mol K = 0,42053 KJ/molK


Cp (l) Asam miristat = 481,29 J/mol K = 0,48129 Kj/molK

Cp (l) Asam palmitat = 542,05 J/mol K = 0,54205 Kj/molK

Cp (l) Asam stearat = 602,81 J/mol K = 0,60281 Kj/molK

Cp (l) Asam oleat = 542,05 J/mol K = 0,54205 KJ/molK

Cp (l) Asam linoleat = 481,29 J/molK = 0,48129 KJ/molK

Cp (l) Asam arachidic = 663,57 J/mol K = 0,66357 Kj/molK

Data-data kapasitas panas komponen lain, diantaranya :

Cp (l) Gliserol = 215,99 J/mol K = 0,21599 Kj/molK

Tabel LB.3 Hasil Perhitungan Nilai Kapasitas Panas ( Cp(l)) untuk Asam lemak Komponen Cp(l) ( Kj/molK)

Asam Kaprilat 0,29901

Asam Kaproat 0,35977

Asam laurat 0,42053

Asam Miristat 0,48129

Asam Palmitat 0,54205

Asam Stearat 0,60281

Asam Oleat 0,54205

Asam Linoleat 0,48129

Asam Arachidic 0,66357

Tabel LB.4 Kapasitas Panas Cairan Cpl T°K = a + bT + cT2 + dT3 + eT4 [J/mol K] Komponen A b c D

Air 1,82964E+01 4,72118E–01 –1,33878E–03 1,31424E–06

B.1.2 Panas Pembentukan Standar ∆Hfo298

Perhitungan estimasi ∆Hfo298 ( KJ/mol ) dengan Menggunakan metode

Joback

Tabel LB.5 Nilai Gugus pada Perhitungan ∆Hfo298 dengan metode Joback

Gugus ∆Hfo

298 (K J/mol)

-CH= 37,97

-CH 29,89

-CH2 - -20,64


-CH3 -76,45

-OH- -208,04

-COO- -337,92

-COOH- -426,72

-O- -132,22

(Sumber : Reid,dkk, 1987)

∆Hfo298 = 68,29 + ∑

=

∆n

iiHiN

1


Contoh perhitungan panas pembentukan standar untuk Trikaprilin :

∆Hfo298 Trikaprilin = 3(-CH3) + 20(-CH2 -) + 3 (-COO-) + 3( -O-)

= (3x 29,89 ) + ( 20 x -20,64 ) + ( 3 x-337,92 ) + ( 3 x-132,22 )

+ 68,29

= -1954,39 KJ/mol

Maka dapat diperoleh nilai ∆Hfo298 lain untuk Trigliserida pada tabel berikut ini:

Tabel LB.6.A Hasil Perhitungan ∆Hfo298 dengan metode Joback

Komponen ∆Hfo

298 ( Kj/molK)

Trikaprilin -2078,23

Trikaprin -2202,07

Trilaurin -2325,91

Trimiristin -2449,75

Tripalmitin -2603,48

Tristearin -2486,26

Triolein -2369,04

Trilinolein -2697,43

Triarachidin -2078,23

Untuk Asam Lemak :

Contoh perhitungan panas pembentukan standar untuk asam kaprilat :

Cp (l) asam kaprilat = 1(-CH3) + 6(-CH2 -) + 1 (-COOH-) + 68,29

= (1x 29,89 ) + ( 6 x -20,64 ) + ( 1 x -426,72 )

= -558,72 KJ/mol K

Maka dapat diperoleh nilai ∆Hfo298 lain untuk asam lemak pada tabel berikut ini:

Tabel LB.6.B Hasil Perhitungan ∆Hfo298 dengan metode Joback

Komponen ∆Hfo298 ( Kj/mol)


Asam Kaprilat -558,72

Asam Kaproat -600

Asam laurat -641,28

Asam Miristat -682,56

Asam Palmitat -723,84

Asam Stearat -765,12

Asam Oleat -723,84

Asam Linoleat -682,56

Asam Arachidic -806,4

Data-data ∆Hfo298 komponen lain, yaitu :

∆Hfo298 Gliserol = -567,22 Kj/mol

∆Hfo298 H2O = -240,8333 Kj/mol

B.1.3 Oil Thermal Heater (OTH)

Tabel 7. Harga Kapasitas Panas untuk Oil Thermal Heater (OTH)

Suhu (°C) Cp (kJ/kg.K)

250 2,41

255 2,42

260 2,44

265 2,46

270 2,48

275 2,5

290 2,56

(Sumber: Feld and Hahn GMBH, 1998)


B.2 Perhitungan Neraca panas pada Peralatan Proses

B.2.1 Heater I (E-101) Pada Heater I (E-101) pure water ( H2O) yang berasal dari tangki

penyimpanan (F-120 ) akan dipanaskan terlebih dahulu sebelum diumpankan

kedalam splitting (C-101) sebagai reaktan dari 27 0C berubah hingga menjadi 90 0C.

Heater(E-101)

Air

Steam 180oC: 1 atm

Kondensat 90oC ; 1 atm

1 atm; 270C

1 atm; 900C

Air1 2

Persamaan neraca panas :

Panas masuk = Panas keluar + Akumulasi

Asumsi : keadaan steady state sehingga akumulasi = 0

Maka :

Panas masuk = Panas keluar

Pnas reaktan + Panas Steam = Panas Produk

Kondisi Masuk :

- Alur masuk : Alur 1

- Komponen masuk : H2O( Air )

- Suhu referensi : 27oC

- Suhu alur 1 : 25oC

Tabel LB.8 Kalor masuk pada Heater ( E-101) Alur Senyawa F

(Kg/jam)

BM

(Kg/Kmol)

N

(mol/jam) ∫27

25dT Cp

Qin

( Kj/jam)

1 H2O( Air ) 611,9041 18 33.994,677204 0,298692 10153,937

Total 10153,937


Kondisi keluar :

- Alur keluar : Alur 2

- Komponen keluar : H2O( Air )



Tabel LB.9 Kalor keluar pada Heater ( E-101) Alur Senyawa F

(Kg/jam)

BM

(Kg/Kmol)

N

(mol/jam) ∫90

25dT Cp

Qout

( Kj/jam)

2 H2O( Air ) 611,9041 18 33994,67204 4,889 166.193,153

Total 166.193,153

Air ( H2O )

∫15,363

15,298

dT Cpl = [ ]∫ −+−+363,15

298,15

36 23-1- dTT1,31.10T1,34.10 T4,72.1018,3

=

−+−×−

−×+−×

−−

−

)15,29815,363(410.31,1)15,29815,363(

310.34,1

)15,29815,363(210.72,4)15,29815,363(3,18

446

333

221

= 4,889 Kj/mol

Neraca Energi Total sistem :

dq/ dt = Qout-Q in

= 166.193,153- 10153,937

= 156.039,216 kj/jam

Media pemanas yang dipakai steam adalah uap panas pada 180oC , kemudian keluar

sebagai kondensat pada 100oC.

Superheated steam pada 1 atm, 180 0C,H(1800C)= 2013,1 KJ/Kg (Geankoplis, 2003)

Saturated steam pada 1 atm, 1000C, HV(1000C) = 2676 KJ/Kg (Geankoplis, 2003)

HL(1000C) = 419,1 KJ/Kg (Geankoplis,

2003)

q = [H(180oC) – Hv(100oC)]+ [Hv(100oC) – HL(100oC)]


q = [2013,1 – 2676] + [2676 – 419,1]

q= 1594 KJ/kg

Massa steam yang diperlukan:

kJ/kg 1594kJ/jam 6156.039,21

qQm ==

= 97,892 Kg/Jam

Tabel LB.10 Neraca Panas Heater (E-101) Komponen Q Masuk

(kJ/jam)

Q Keluar

(kJ/jam)

Umpan (H2O) 10153,937 -

Produk (H2O) - 166193,153

Panas yang dibutuhkan 156039,216 -

Total 166193,153 166193,153

B.2.2 Heater II (E-102) Pada Heater II (E-102) Palm Kernel Oil( PKO ) yang berasal dari tangki

penyimpanan (F-102 ) akan dipanaskan terlebih dahulu sebelum diumpankan

kedalam splitting (C-110) sebagai reaktan dari 27 0C berubah hingga menjadi 90 0C.

Heater(E-102)

PKO, H2O

Steam 180oC : 1 atm

Kondensat 100oC : 1 atm

1 atm; 270C

1 atm; 900C

PKO,H2O3 4





Maka :



Kondisi Masuk :


- Komponen masuk : PKO ( Palm Kerenel Oil )



Air ( H2O)

∫15,310

15,298

dT Cpl = [ ]∫ −+−+310,15

298,15

36 23-1- dTT1,31.10T1,34.10 T4,72.1018,3

=

−+−×−

−×+−×

−−

−

)15,29815,310(410.31,1)15,29815,310(

310.34,1

)15,29815,310(210.72,4)15,29815,310(3,18

446

333

221

= 0,149 Kj/mol

Tabel LB.11 Kalor masuk pada Heater ( E-102)

ALUR SENYAWA

F

(Kg/jam)

N

(mol/jam ) ∫27

25dT Cp

Q IN

( Kj/jam )

Alur 3

Trikaprilin 547,2855 1265,02 2,007 2538,490

Trikaprin 517,7025 1001,79 2,371 2375,473

Trilaurin 7011,1710 11667,20 2,736 31919,128

Trimiristin 2351,8485 3432,95 3,100 10643,395

Tripalmitin 1242,4860 1616,31 3,465 5600,368

Tristearin 310,6215 363,98 3,788 1378,613

Triolein 2425,8060 2862,31 3,751 10737,891

Trilinolein 354,9960 422,01 3,715 1567,907

Triarachidin 29,5830 31,55 4,194 132,335

H2O 208,500 11583,33 0,149 1729,426

Total 68.623,027


Kondisi keluar :


- Komponen keluar : PKO dan H2O( Air )



TabeL B.12 Kalor keluar pada Heater ( E-102)

ALUR SENYAWA

F

(Kg/jam)

N

(mol/jam ) ∫90

27dT Cp

Q out

( Kj/jam )

Alur 4

Trikaprilin 547,2855 1265,02 63,210 79962,431

Trikaprin 517,7025 1001,79 74,694 74827,396

Trilaurin 7011,1710 11667,20 86,178 1005452,534

Trimiristin 2351,8485 3432,95 97,661 335266,941

Tripalmitin 1242,4860 1616,31 109,145 176411,580

Tristearin 310,6215 363,98 119,311 43426,320

Triolein 2425,8060 2862,31 118,172 338243,569

Trilinolein 354,9960 422,01 117,033 49389,084

Triarachidin 29,5830 31,55 132,112 4168,562

H2O 208,500 11583,33 4,889 56628,600

Total 2163777,017


dq/ dt = Qout-Q in

= 2163777,017- 68623,027

= 2095153,990 Kj/jam






2003)



q = [2013,1 – 2676] + [2676 – 419,1]

q= 1594 KJ/kg


kJ/kg 1594kJ/jam 02095153,99

qQm ==

= 1314,4002 Kg/Jam

Tabel LB.13 Neraca Panas Heater (E-102)

SENYAWA

Q masuk

( Kj/jam )

Q out

( Kj/jam )

Trikaprilin 2538,490 79962,431

Trikaprin 2375,473 74827,396

Trilaurin 31919,128 1005452,534

Trimiristin 10643,395 335266,941

Tripalmitin 5600,368 176411,580

Tristearin 1378,613 43426,320

Triolein 10737,891 338243,569

Trilinolein 1567,907 49389,084

Triarachidin 132,335 4168,562

H2O 1729,426 56628,600

Steam 2095153,990 -

Total 2163777,017 2163777,017

B.2.3 Splitting ( C-110 )

SPLITTING 255 oC ; 54 bar

2

5

4

6 H2O

PKO, H2O

PKO-FA, H2O

PKO-TG, Gliserol,H2O

Steam 300oC: 1 atm

Kondensat 265oC: 1 atm


Reaksi hidrolisis yang terjadi pada kolom splitting :

Trigilserida Air Asam Lemak Gliserol

Laju pembentukan pada 2550C, 54 atm (r) = 438,42 mol/jam

• Panas reaksi pembentukan pada suhu 250C (ΔH

R 25

0C)

ΔHR

250C = ΣHf

produk - ΣHf

reaktan

Tabel LB.14 Hasil perhitungan panas reaksi pembentukan produk pada suhu 25oC Komponen produk τ produk ΔHf ΣHf produk

Asam Kaprilat 1 -558,72 -558,720

Asam Kaproat 1 -600 -600,000

Asam Laurat 1 -641,28 -641,280

Asam Miristat 1 -682,56 -682,560

Asam Palmitat 1 -723,84 -723,840

Asam Stearat 1 -765,12 -765,120

Asam Oleat 1 -723,84 -723,840

Asam Linoleat 1 -682,56 -682,560

Asam Arachidic 1 -806,4 -806,400

Gliserol 1 -567,220 -567,220

Total -6751,540

Tabel LB.15 Hasil perhitungan panas reaksi pembentukan reaktan pada suhu 250 C Komponen Reaktan τ reaktan ΔHf ΣHf reaktan

Trikaprilin 1 -1954,390 1954,390

Trikaprin 1 -2078,230 2078,230

Trilaurin 1 -2202,070 2202,070

Trimiristin 1 -2325,910 2325,910

Tripalmitin 1 -2449,750 2449,750

Tristearin 1 -2603,480 2603,480

Triolein 1 -2486,260 2486,260

CH2 - O - C - R1

O

CH - O - C - R2

O

CH2 - O - C - R3

O+ 3H2O

R1COOH

R2COOH

R3COOH

+

CH2OH

CHOH

CH2OH

3


Trilinolein 1 -2369,040 2369,040

Triarachidin 1 -2697,430 2697,430

H2O 3 -240,833 -722,500

Total -21889,060

Maka : ΔHR

250C = -6751,540 + 21889,060 = 15137,5199 kj /mol

• Panas Produk yang akan dibawa keluar pada suhu 255C

Tabel LB.16 Hasil Perhitungan panas produk pembentukan pada suhu 255oC

Komponen

Produk

N

(mol/jam) ∫255

25dT Cp

Q

( KJ/JAM)

TG 451,01 338,1000 152485,5491

GLISEROL 1770,02 49,6777 87930,6861

H2O 59975,66 58,6448 3517263,2848

Asam Kaprilat 3719,16 68,7723 255775,0568

Asam Kaproat 2945,25 82,7471 243710,7450

Asam Laurat 34301,57 96,7219 3317713,0684

Asam Miristat 10092,89 110,6967 1117249,2139

Asam Palmitat 4751,94 124,6715 592431,0860

Asam Stearat 1070,09 138,6463 148364,2959

Asam Oleat 8415,19 124,6715 1049133,7886

Asam Linoleat 1240,71 110,6967 137342,8959

Asam Arachidic 92,77 152,6211 14158,1025

TOTAL 10633557,7731

Air ( H2O)

∫15,373

15,298

dT Cpl = [ ]∫ −+−+373,15

298,15

36 23-1- dTT1,31.10T1,34.10 T4,72.1018,3


=

−+−×−

−×+−×

−−

−

)15,29815,373(410.31,1)15,29815,373(

310.34,1

)15,29815,373(210.72,4)15,29815,373(3,18

446

333

221

= 5,646641 Kj/mol

∫15,528

15,373

dT Cpv = [ ]∫ −+−+,15528,

298,15

36 23-1- dTT1,31.10T1,34.10 T4,72.1018,3

=

−+−×−

−×+−×

−−

−

)15,29815,528(410.31,1)15,29815,528(

310.34,1

)15,29815,528(210.72,4)15,29815,528(3,18

446

333

221

= 12,3442 Kj/mol

ΔHVL = 40,656 Kj/molK

∫15,528

15,298

dT Cpl = ∫15,373

15,298

dT Cpl + ∫15,528

15,373

dT Cpv + ΔHVL = 58,6448 Kj/mol

• Panas reaktan yang bereaksi pada suhu 900C

Tabel LB.17 Hasil Perhitungan Panas reaktan pembentukan pada suhu 250C

KOMPONEN

Reaktan

N

(mol/jam) ∫90

25dT Cp

Q

( KJ/JAM)

TG 22663,1147 95,5500 2165460,6089

H2O 45578,0054 4,8888 222821,7527

Total 2388282,3615

ΔHR 255

0C = ΔH oProduk + ΔH

R 25

0C - ΔH oReaktan

ΔHR 2550C = 1456,6676 + 15137,5199 -100,4388

= 16493,749 kj/mol

Qr = ΔHR

2550C x r = 16493,749 x 440,61 = 7.267.299,057 Kj/jam

Maka panas yang dibutuhkan pada alur 7 (steam yang dibutuhkan)

Q9 (steam) = (Qout + Qr) – (Q

2 + Q

4)

= (10633557,7731 + 7267299,057) – (166193,153 + 2095153,990)

= 15570886,661 kj/jam


Steam yang digunakan pada kondisi :


sebagai kondensat pada 260oC .


Saturated steam pada 39,25 atm, 2500C, HV(2500C) =2800,4 KJ/Kg (Geankoplis,

2003)


2003)


q = [3074,3 – 2800,4] + [2800,4 – 1085,8]

q = 1988,5 KJ/kg


kJ/kg 1988,5kJ/jam 6115570886,6

qQm ==

= 7830,4685 Kg/Jam

Tabel LB.18 Perhitungan neraca panas Splitting ( C-210 )

Komponen

Q masuk

Kj/jam)

Q keluar

(kj/jam )

Umpan 2329970,1695 -

Produk - 10633557,7731

Qr - 7267299,0572

Steam 15570886,661 -

Total 17900856,8303 17900856,8303

B.2.4 Flash Tank I ( FT-110)

Flash Tank I 120oC; 0,5 atm

7

5 85

PKO-TG, Gliserol,H2O PKO-TG, Gliserol,H2O

120oC

H2O 120oC

255oC


Panas masuk = Panas Keluar

Q5= Q

7+ Q

8

Tabel LB.19 Hasil Perhitungan neraca Panas masuk pada alur 5

Komponen

N

(mol/jam) ∫255

25dT Cp

Q5

(kj/jam ) Trikaprilin 25,3004 230,7682 5838,526673

Trikaprin 20,0357 272,6926 5463,587629

Trilaurin 233,3440 314,617 73413,99453

Trimiristin 68,6591 356,5414 24479,8084

Tripalmitin 32,3261 398,4658 12880,84551

Tristearin 7,2795 435,5786 3170,810703

Triolein 57,2462 431,4202 24697,14949

Trilinolein 8,4402 427,2618 3606,187113

Triarachidin 0,6311 482,3146 304,3711936

Gliserol 1770,0233 372,6277 659559,7086

H2O 51841,1691 58,644841 3040217,122

Total 3853632,112

Tabel LB.20 Hasil Perhitungan neraca panas yang keluar pada alur 7

Komponen

N

(mol/jam) ∫120

25dT Cp

Q7

(kj/jam )

H2O 2169,902519 47,825041 103775,677

Total 2169,902519

103775,677


Komponen

N

(mol/jam) ∫120

25dT Cp

Q8

(kj/jam )

Trikaprilin 25,3004 95,3173 2411,565365

Trikaprin 20,0357 112,6339 2256,699238

Trilaurin 233,3440 129,9505 30323,17165

Trimiristin 68,6591 147,2671 10111,22521

Tripalmitin 32,3261 164,5837 5320,349232

Tristearin 7,2795 179,9129 1309,682682

Triolein 57,2462 178,1953 10200,99653

Trilinolein 8,4402 176,4777 1489,512068

Triarachidin 0,6311 199,2169 125,7185365

Gliserol 1770,0233 20,51905 36319,19645


H2O 49671,26663 47,825041 2375530,363

Total 2475398,48

Tabel LB.22 Hasil Perhitungan neraca Panas Flash Tank I

Komponen

Q in

( kj/jam )

Q out

( kj/jam )

Trikaprilin 5838,526673 5838,526673

Trikaprin 5463,587629 5463,587629

Trilaurin 73413,99453 73413,99453

Trimiristin 24479,8084 24479,8084

Tripalmitin 12880,84551 12880,84551

Tristearin 3170,810703 3170,810703

Triolein 24697,14949 24697,14949

Trilinolein 3606,187113 3606,187113

Triarachidin 304,3711936 304,3711936

Gliserol 659559,7086 659559,7086

H2O 3040217,122 3040217,122

Total 3853632,112 3853632,112

\

B.2.5 Flash Tank II ( FT-120)

Panas masuk = Panas Keluar

Q6= Q

10+ Q

12

Tabel LB.23 Hasil Perhitungan neraca Panas masuk pada alur 6

Flash Tank I I 120oC; 0,5 atm

10 H2O

6 8 12

PKO-FA,H2O PKO-FA,H2O


Komponen

N

(mol/jam) ∫255

25dT Cp

Q6

(kj/jam )

Asam Kaprilat 3719,158103 68,7723 255775,0568

Asam Kaproat 2945,248171 82,7471 243710,745

Asam Laurat 34301,57047 96,7219 3317713,068

Asam Miristat 10092,88636 110,6967 1117249,214

Asam Palmitat 4751,936778 124,6715 592431,086

Asam Stearat 1070,091996 138,6463 148364,2959

Asam Oleat 8415,185416 124,6715 1049133,789

Asam Linoleat 1240,713552 110,6967 137342,8959

Asam Arachidic 92,76635095 152,6211 14158,10253

H2O 8134,494949 58,6448 477046,1629

Total 7352924,416


Komponen

N

(mol/jam) ∫120

25dT Cp

Q12

(kj/jam )

H2O 340,4835 47,825041 16283,63584

Total 340,4835

16283,63584


Komponen

N

(mol/jam) ∫255

25dT Cp

Q12

(kj/jam )

Asam Kaprilat 3719,1581 0,299 28,40595

Asam Kaproat 2945,2482 0,360 34,17815

Asam Laurat 34301,5705 0,421 39,95035

Asam Miristat 10092,8864 0,481 45,72255

Asam Palmitat 4751,9368 0,542 51,49475

Asam Stearat 1070,0920 0,603 57,26695

Asam Oleat 8415,1854 0,542 51,49475

Asam Linoleat 1240,7136 0,481 45,72255


Asam Arachidic 92,7664 0,664 63,03915

H2O 7794,011481 0,000 47,825041

Total 3212785,588

Tabel LB.26 Hasil Perhitungan neraca Panas Flash Tank II

Komponen

Q in

( kj/jam )

Q out

( kj/jam )

Asam Kaprilat 255775,0568 255775,0568

Asam Kaproat 243710,745 243710,745

Asam Laurat 3317713,068 3317713,068

Asam Miristat 1117249,214 1117249,214

Asam Palmitat 592431,086 592431,086

Asam Stearat 148364,2959 148364,2959

Asam Oleat 1049133,789 1049133,789

Asam Linoleat 137342,8959 137342,8959

Asam Arachidic 14158,10253 14158,10253

H2O 477046,1629 477046,1629

Total 7352924,416 7352924,416

B.2.6 Kondensor I ( E-103 )

Kondensor (E-103)

7 9

120o

90

Air pendingin (29oC)

H2O

H2O

H2O

H2O

Air pendingin bekas ( 40oC)


Panas masuk = Panas Keluar + Pendingin

Q masuk = Q keluar + Q pendingin

Panas yang masuk pada kondensor (Q7) = 103.972,0758 kj /jam

Tabel LB.27 Hasil perhitungan neraca panas yang keluar pada alur 9

Komponen

N

(mol/jam) ∫90

25dT Cp

Q9

(kj/jam )

H2O 2174,009131 4,8888 103.972,0758

Total 103.972,0758

Beban pendingin = Panas keluar – Panas Masuk

=10628,29584 – 103.972,0758

= - 93.343,77998 kj /jam

Pendingin yang digunakan adalah air pada kondisi

Pmasuk = 1 atm

Tmasuk = 29 0C

Tkeluar = 40 0C

46- 9893.343,779 -

167,5-121,5

9893.343,779 -dt H(40)-H(29)

Qm ===

m = 2029,2126 kg/jam

Tabel LB.28 Hasil perhitungan neraca panas pada condensor I

Komponen

Qin

( kj/jam )

Qout

( kj/jam )

H2O 103972,0758 10628,29584

Pendingin - 93343,77998

Total 103972,0758 103972,0758

B.2.7 Kondensor II ( E-105)

H2O

Air pendingin (29oC)


Panas masuk = Panas Keluar + Pendingin

Q masuk = Q keluar + Q pendingin

Panas yang masuk pada kondensor (Q11

) = 16.283,63584 kj /jam

Tabel LB.29 Hasil perhitungan neraca panas yang keluar pada alur 11

Komponen

N

(mol/jam) ∫90

25dT Cp

Q11

(kj/jam )

H2O 340,4835 4,8888 1664,5556

Total 1664,5556

Beban pendingin = Panas keluar – Panas Masuk

= 1664,5556– 16.283,63584

= - 14.619,08026 kj /jam

Pendingin yang digunakan adalah air pada kondisi

Pmasuk = 1 atm

Tmasuk = 290C

Tkeluar = 400C

46- 2614.619,080-

167,5-121,5

2614.619,080 -dt H(40)-H(29)

Qm ===

m = 317,8061 kg/jam

Tabel LB.30 Hasil perhitungan neraca panas pada Kondensor II

Komponen

Qin

( kj/jam )

Qout

( kj/jam )

H2O 16283,63584 1664,5556

Kondensor 11

13

120o

25

H2O

H2O

H2O

Air pendingin bekas (40oC)


Pendingin - 14619,08026

Total 16283,63584 16283,63584

B.2.8 Cooler I ( E-104 )

Pada Cooler ( E-104) PKO-TG dan Gliserol yang berasal dari tangki intermediate

(T-101 ) ) akan diturunkan suhunya dari 90oC menjadi 30 oC.

Cooler I ( E-104) PKO-TG,H2O GLISEROL

Air pendingin29oC

Air pendingin bekas 40oC

1 atm; 1200C

1 atm; 300C

PKO-TG,H2O,GLISEROL

8 13




Maka :



Kondisi Masuk :


- Komponen masuk : PKO ( Palm Kerenel Oil ),Gliserol dan H2O



Tabel LB.31 Kalor masuk pada Cooler I( E-104)

ALUR SENYAWA

F

(Kg/jam)

N

(mol/jam ) ∫120

25dT Cp

Q IN

( Kj/jam )

Alur 8

Trikaprilin 10,9457 25,3004 95,317 2411,565

Trikaprin 10,3541 20,0357 112,634 2256,699

Trilaurin 140,2234 233,3440 129,951 30323,172

Trimiristin 47,0370 68,6591 147,267 10111,225

Tripalmitin 24,8497 32,3261 164,584 5320,349

Tristearin 6,2124 7,2795 179,913 1309,683

Triolein 48,5161 57,2462 178,195 10200,997


Trilinolein 7,0999 8,4402 176,478 1489,512

Triarachidin 0,5917 0,6311 199,217 125,719

Gliserol 163,0761 1772,5668 20,519 36371,386

H2O 895,7749 49765,2711 4,889 243292,457

Total 343.212,764

Kondisi keluar :


- Komponen keluar : PKO-TG,Gliserol dan H2O


- Suhu alur 13 : 30 oC

Tabel LB.32 Kalor keluar pada Cooler I ( E-104)

ALUR SENYAWA

F

(Kg/jam)

N

(mol/jam ) ∫30

25dT Cp

Q Out

( Kj/jam )

Alur 13

Trikaprilin 10,9457 25,3004 5,017 126,924

Trikaprin 10,3541 20,0357 5,928 118,774

Trilaurin 140,2234 233,3440 6,840 1595,956

Trimiristin 47,0370 68,6591 7,751 532,170

Tripalmitin 24,8497 32,3261 8,662 280,018

Tristearin 6,2124 7,2795 9,469 68,931

Triolein 48,5161 57,2462 9,379 536,895

Trilinolein 7,0999 8,4402 9,288 78,395

Triarachidin 0,5917 0,6311 10,485 6,617

Gliserol 163,0761 1772,5668 1,080 1914,283

H2O 895,7749 49765,2711 0,373 18583,298

Total 23842,261


dq/ dt = Qout-Q in

= 23842,261- 343.212,764

= -319370,503 Kj/jam

Media air pendingin yang dipakai adalah air dingin pada 29 oC , kemudian keluar



Air pendingin pada 1 atm, 29 0C, H(290C) = 121,5 KJ/Kg (Geankoplis, 2003)

Air pendingin pada 1 atm, 40 0C, H(400C) = 167,5 KJ/Kg (Geankoplis, 2003λ

Massa air pendingin yang diperlukan:

kJ/kg C)H(40 - C)H(29kJ/jam 319370,503-

λQm 00==

kJ/kg 167,5-121,5kJ/jam 319370,503-

λQm ==

= 6942,8370 Kg/Jam

Tabel LB.33 Neraca Panas Cooler I (E-104)

SENYAWA

Q masuk

( Kj/jam )

Q out

( Kj/jam )

Trikaprilin 2411,565 126,924

Trikaprin 2256,699 118,774

Trilaurin 30323,172 1595,956

Trimiristin 10111,225 532,170

Tripalmitin 5320,349 280,018

Tristearin 1309,683 68,931

Triolein 10200,997 536,895

Trilinolein 1489,512 78,395

Triarachidin 125,719 6,617

Gliserol 36371,386 1914,283

H2O 243292,457 18583,298

Air pendingin - 319370,5029

Total 343212,764 343212,764


B.2.9 Dryer ( D-210 )

Panas masuk dryer ( Q14) = 3.212.785,588 kj/jam

Air yang akan dihilangkan akan dikeluarkan dari alur 14 adalah 100 % sehingga alur

15 akan terbebas dari air.

Kondisi keluar :

- Alur keluar : Alur 15 dan alur 16

- Komponen keluar : PKO ( Palm Kerenel Oil ),Gliserol dan H2O


- Suhu alur 15 dan 16: 150 oC

Tabel LB.34 Kalor keluar pada Dryer ( D-210 ) pada Alur 16

Komponen

N

(mol/jam) ∫120

25dT Cp

Q16

(kj/jam )

Asam Kaprilat 3719,1581 37,37625 139008,183

Asam Kaproat 2945,2482 44,97125 132451,4918

Asam Laurat 34301,5705 52,56625 1803104,928

Asam Miristat 10092,8864 60,16125 607200,6597

Asam Palmitat 4751,9368 67,75625 321973,4163

Asam Stearat 1070,0920 75,35125 80632,76949

Asam Oleat 8415,1854 67,75625 570181,4068

Asam Linoleat 1240,7136 60,16125 74642,87818

Asam Arachidic 92,7664 82,94625 7694,620938

Total 3736890,355

1614 PKO-FA

H2O

PKO-FAH2O

15

150OC120Oc


Tabel LB.35 Kalor keluar pada Dryer ( D-210 ) pada Alur 15

Komponen

N

(mol/jam) ∫120

25dT Cp

Q15

(kj/jam )

H2O 7794 50,129361 390708,8152

Total 390708,8152

dq/dt = Q15+Q16-Q14

= 3736890,355 + 390708,8152 -3.212.785,588 = 914813,5817 kj/ja







2003)


q = [2013,1 – 2676] + [2676 – 419,1]

q= 1594 KJ/kg


kJ/kg 1594kJ/jam 7914813,581

qQm ==

=573,9107 kg/Jam


Tabel

LB.36

Nerac

a

Panas

Dryer

(D-

210)

B.2.10 Heater III ( E-201)

Pada Heater (E-201) PKO-FA yang berasal dari dryer akan dipanaskan terlebih

dahulu sebelum diumpankan kedalam Fraksinasi I ( C-210 ) dari 150 0C berubah

hingga menjadi 2020C.

Heater III(E-201)

PKO-FA

Steam 180oC: 1 atm

Kondensat210oC : 18,28 atm

1 atm; 1500C

1 atm; 2020C

PKO-FA16 17




Maka :


Komponen

Q in

( kj/jam )

Q out

( kj/jam )

Asam Kaprilat 105646,2191 139008,18304

Asam Kaproat 100663,1338 132451,49183

Asam Laurat 1370359,746 1803104,92850

Asam Miristat 461472,5014 607200,65974

Asam Palmitat 244699,7964 321973,41632

Asam Stearat 61280,90481 80632,76949

Asam Oleat 433337,8692 570181,40684

Asam Linoleat 56728,58742 74642,87818

Asam Arachidic 5847,911913 7694,62094

H2O 914813,5817 -

Steam 372748,9186 390708,81517

Total 4127599,17004 4127599,17004



Panas masuk ke Heater adalah Q16 = 3736890,355 kj/jam

Kondisi keluar :


- Komponen keluar : PKO –FA



Tabel LB.37 Kalor keluar pada Heater III ( E-201)

ALUR SENYAWA

N

(mol/jam ) ∫

202

25dT Cp

Q out

( Kj/jam )

Alur

16

Asam Kaprilat 3719,1581 52,925 196835,587

Asam Kaproat 2945,2482 63,679 187551,312

Asam Laurat 34301,5705 74,434 2553196,579

Asam Miristat 10092,8864 85,188 859796,134

Asam Palmitat 4751,9368 95,943 455914,358

Asam Stearat 1070,0920 106,697 114176,002

Asam Oleat 8415,1854 95,943 807376,872

Asam Linoleat 1240,7136 85,188 105694,316

Asam

Arachidic 92,7664 117,452 10895,583

Total 5291436,742


dq/ dt = Qout-Q in

= 5291436,742 – 3736890,355

= 1554546,388 Kj/jam





Saturated steam pada 18,28 atm, 2100C, HV(2100C) =2796,2 KJ/Kg (Geankoplis,

2003)



2003)

λ = [H(300oC) – Hv(210oC)]+ [Hv(300oC) – HL(210oC)]

λ = [3074,3 – 2796,2] + [2796,2 – 897,7]

λ = 2176,6 KJ/kg


kJ/kg 2176,6kJ/jam 81554546,38

λQm ==

= 714,2086 Kg/Jam

Tabel LB.38 Neraca Panas Heater III (E-201)

SENYAWA

Q masuk

( Kj/jam )

Q out

( Kj/jam )

Asam Kaprilat 139008,183 196835,587

Asam Kaproat 132451,492 187551,312

Asam Laurat 1803104,928 2553196,579

Asam Miristat 607200,660 859796,134

Asam Palmitat 321973,416 455914,358

Asam Stearat 80632,769 114176,002

Asam Oleat 570181,407 807376,872

Asam Linoleat 74642,878 105694,316

Asam Arachidic 7694,621 10895,583

Steam 1554546,388 -

Total 5291436,742 5291436,742


B.2.11 Fraksinasi I ( C-210 )

C-210

Vd (1)(19)

Ld (20)

Vb (24)

Lb (23)

17

E-211

25

(21)

E-213

V-210

B.2.11.1 Kondensor III ( E-211)

C-210

Vd (18)(19)

Ld (20)

17

E-211

(21)

V-210







C8 C10 C12 C14 C16 C18 C18:1 C18:2 C20

C8 C10 C12

C8

C10 C12 C14 C16 C18 C18:1 C18:2 C20

C8 C10 C12 C14 C16 C18 C18:1 C18:2 C20

C8 C10 C12



P = 42,055 torr

Trial : T = 202 oC

Tabel LB.39 Titik Didih Umpan Masuk Fraksinasi

Komponen XiF Pi,T

(Torr), ( 202oC)

XiF. Pi

Asam kaprilat 0,05582 249,6 13,93228

Asam Kaproat 0,04420 97,8 4,32309

Asam Laurat 0,51481 39,4 20,28352

Asam Miristat 0,15148 16,14 2,44485

Asam Palmitat 0,07132 6,96 0,49638

Asam Stearat 0,01606 2,84 0,04561

Asam Oleat 0,12630 3,56 0,44962

Asam Linoleat 0,01862 4,16 0,07746

Asam Arachidic 0,00139 1,134 0,00158

Total 1,0000 42,05439

Maka, dari perhitungan diatas suhu umpan (F) adalah 202 oC = 475,150 K.

Menentukan kondisi operasi atas (kondensor total)



P = 20,06 torr

Trial : T = 146 oC= 419,150 K

Tabel LB.40 Dew Point Destilat

Komponen YiD Pi,T

(Torr), ( 146oC)

YiD. Pi

Asam Kaprilat 0,55612 28,8 16,01640

Asam Kaproat 0,43996 9,166 4,03269

Asam Laurat 0,00391 2,64 0,01033

Total 1,0000 20,05942


Persamaan Neraca Panas :

Panas Masuk = Panas Keluar + Akumulasi


Asumsi : Keadaan steady state, akumulasi = 0

Maka :

Panas Masuk = Panas Keluar

Panas Reaktan = Panas Produk + Panas yang dibawa air pendingin

• Kondisi Masuk:

- Alur masuk = Alur 16

- Temperatur referensi = 25oC = 298,15 K

- Temperatur alur 16 = 202oC = 475,15 K

Tabel LB.41 Panas Masuk Kondensor III (E-211) Alur 18 Komponen N

( kmol/jam )

CP ∫

BP

25dT Cp

HVL ∫

202

BPdT Cp

Qin

(Kj/jam )

Asam

Kaprilat 7,4383 299,01 41139,59 66187,1984 11785,18 885992,5

Asam

Kaproat 5,8846 359,77 63679,29 - - 374727,5

Asam Laurat 0,0523 420,53 74433,81 - - 3895,867

Total 1264616

Kondisi Keluar:

- Alur keluar = Alur 19 dan Alur 20

- Temperatur referensi =25oC = 298,15 K

- Temperatur alur 19 = 146 oC = 419,15 K


Tabel LB.42 Panas Keluar Kondensor III (E-211) Alur 20 Komponen N

( kmol/jam )

CP ∫

BP

25dT Cp

HVL ∫

146

BPdT Cp

Qout

(Kj/jam )

Asam

Kaprilat 3,71916 299,01 36180,21 72817,97424 12544,1 452034,9

Asam

Kaproat 2,94230 359,77 43532,17 - - 128084,8

Asam Laurat 0,02617 420,53 50884,13 - - 1331,638

Total 581451,3

Tabel LB.43 Panas Keluar Kondensor III (E-211) Alur 21


Komponen N

( kmol/jam )

CP ∫

BP

25dT Cp

HVL ∫

146

BPdT Cp

Qout

(Kj/jam )

Asam

Kaprilat 3,71916 299,01 36180,21 72817,9742 12544,1 452034,9

Asam

Kaproat 2,94230 359,77 43532,17 - - 128084,8

Asam Laurat 0,02617 420,53 50884,13 - - 1331,638

Total 581451,3

Neraca Energi Total Sistem :

QinQout −=dtdQ

= [ (581451,3+581451,3)-( 1264616)]

= -101713,235Kj/jam


sebagai kondensat pada 40oC ( 1 atm ).




kJ/kg C)H(40 - C)H(29kJ/jam 101713,235-

λQm 00==

kJ/kg 167,5-121,6kJ/jam 101713,235-

λQm ==

= 2211,1573 Kg/Jam


B.2.11.2 Reboiler I ( E-213)

C-210

Vb (24)

Lb (23)

17

25

E-213

Tabel LB.44 Bubble Point Produk Bawah

Komponen XiB Pi,T

(Torr), ( 221oC)

XiB. Pi

Asam Kaproat 0,00005 187 0,00919

Asam Laurat 0,57181 81,2 46,43098

Asam Miristat 0,16838 35,6 5,99425

Asam Palmitat 0,07928 16,36 1,29695

Asam Stearat 0,01785 6,98 0,12461

Asam Oleat 0,14039 8,77 1,23121

Asam Linoleat 0,02070 10,23 0,21175

Asam Arachidic 0,00155 2,921 0,00452

Total 1,0000 55,30345


Persamaan Neraca Panas

C8

:



Maka :


Panas alur masuk + Panas Steam= Panas alur keluar

• Kondisi Masuk:




C10 C12 C14 C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20

C10 C12 C14 C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20


Tabel LB.45 Panas Masuk Reboiler I (E-213) Alur 23 Komponen N

( kmol/jam )

CP ∫

BP

25dT Cp

HVL ∫

202

BPdT Cp

Qin

(Kj/jam )

Asam Kaproat 0,0088 359,77 70108,38 - - 614,828

Asam Laurat 102,0574 420,53 74433,81 - - 7596519

Asam Miristat 30,0523 481,29 85188,33 - - 2560102

Asam Palmitat 14,1492 542,05 95942,85 - - 1357516

Asam Stearat 3,1863 602,81 106697,4 - - 339966,9

Asam Oleat 25,0568 542,05 95942,85 - - 2404020

Asam Linoleat 3,6943 481,29 85188,33 - - 314712,1

Asam

Arachidic 0,2762 663,57 117451,9 - - 32442,35

Total 14605894

Kondisi Keluar:




- Temperatur alur 25= 221 oC = 494,15 K

Tabel LB.46 Panas Keluar Reboiler I (E-213) Alur 24 Komponen N

( kmol/jam )

CP ∫

BP

25dT Cp

HVL ∫

221

BPdT Cp

Qout

(Kj/jam )

Asam Kaproat 0,0058 359,77 70108,38 66964,324 406,5401 800,7385

Asam Laurat 67,7820 420,53 82423,88 - - 5586853

Asam Miristat 19,9594 481,29 94332,84 - - 1882825

Asam Palmitat 9,3973 542,05 106241,8 - - 998384,3

Asam Stearat 2,1162 602,81 118150,8 - - 250028,4

Asam Oleat 16,6416 542,05 106241,8 - - 1768035

Asam Linoleat 2,4536 481,29 94332,84 - - 231454,7

Asam

Arachidic 0,1835 663,57 130059,7 - - 23859,7

Total 10742240

Tabel LB.47 Panas Keluar Reboiler I (E-213) Alur 25 Komponen N

( kmol/jam )

CP ∫

BP

25dT Cp

HVL ∫

221

BPdT Cp

Qout

(Kj/jam )


Asam Kaproat 0,0029 359,77 70108,38 66964,32 406,5401 404,9105

Asam Laurat 34,2754 420,53 82423,88 - - 2825111

Asam Miristat 10,0929 481,29 94332,84 - - 952090,6

Asam Palmitat 4,7519 542,05 106241,8 - - 504854,3

Asam Stearat 1,0701 602,81 118150,8 - - 126432,2

Asam Oleat 8,4152 542,05 106241,8 - - 894044,4

Asam Linoleat 1,2407 481,29 94332,84 - - 117040

Asam

Arachidic 0,0928 663,57 130059,7 - - 12065,17

Total 5432043

QinQout −=dtdQ

= [ (5432043 +10742240 )-( 14605894)]

= 1568389,2 Kj/jam

Media pemanas yang dipakai Oil Thermal Heater (OTH) pada 275 0C, kemudian

keluar sebagai Oil Thermal Heater bekas (OTH) pada 2500C(1atm).

dtdQ = m. Cp. ∆T

OTH yang diperlukan adalah :

kg/jam 225.094,227K) (25kJ/kg.K 2,5

kJ/jam 11568389,2C)250-C(275

dQ/dTm 0o

=

=

=Cp

B.2.12 Cooler II ( E-212 )

Pada Cooler ( E-212) produk Blanded C8-C10 ( 99,5 % ) yang berasal dari tangki

accumulator (V-210 ) ) akan diturunkan suhunya dari 146oC menjadi 30oC


Cooler II(E-212)

Blanded C8-C10

Air pendingin29oC

Air pendingin bekas40oC

1 atm; 1460C

1 atm; 300C

Blanded C8-C10

21 22




Maka :



Panas masuk ( Q21) = 581451,3198 kj/jam

Kondisi Keluar :


- Komponen keluar : Blanded C8-C10 ( 99,5 % )



Tabel LB.48 Panas Keluar Cooler II (E-212) Alur 24

Komponen N

( kmol/jam ) ∫30

25dT Cp

Qout

(Kj/jam )

Asam Kaprilat 3,7192 1495,05 5560,3273

Asam Kaproat 2,9423 1798,85 5292,7616

Asam Laurat 0,0262 2102,65 55,0264

Total 10908,1153


QinQout −=dtdQ

= [ ( 10908,1153-581451,3198)]


= -570543,204 Kj/jam






kJ/kg C)H(40 - C)H(29kJ/jam 570543,204-

λQm 00==

kJ/kg 167,5-121,6kJ/jam 570543,204-

λQm ==

= 12.403,1131 Kg/Jam

B.2.13 Fraksinasi II ( C-220 )

C-220

Vd 26)

27

Ld (28)

Vb 32)

Lb (3)

25

E-221

33

(29)

E-223

V-220

C10 C12 C14 C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20

C10 C12 C14 C16

C14

C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20


B.2.13.1 Kondensor IV( E-221)

C-220

Vd (26)27

Ld (28)

25

E-221

(29)

V-220








P = 35,8 torr

Trial : T = 210 oC= 483,15 K


Komponen XiF Pi,T

( Torr ), (210 oC)

XiF. Pi

Asam Kaproat 0,00005 129 0,00634

Asam Laurat 0,57181 53 30,30594

Asam Miristat 0,16838 22,3 3,75482

Asam Palmitat 0,07928 10 0,79276

Asam Stearat 0,01785 4,2 0,07498

Asam Oleat 0,14039 5,2 0,73002

Asam Linoleat 0,02070 6 0,12419

Asam Arachidic 0,00155 1,67 0,00258

Total 1,0000 129 35,79163

C8 C10 C12 C14 C16 C18 C18:1 C18:2 C20

C8 C10 C12


Maka, dari perhitungan diatas suhu umpan (F) adalah 210 oC = 483,150 K.




P = 19,925 torr

Trial : T = 190 oC= 463,150 K


Komponen YiD Pi,T

( Torr), (190oC)

YiD. Pi

Asam Kaproat 0,0007 61,3000 0,00407

Asam Laurat 0,77216 23,0000 17,75957

Asam Miristat 0,22728 9,5000 2,15918

Asam Palmitat 0,0005 3,8200 0,00190

Total 1,0000 19,92471


Komponen




Maka :



• Kondisi Masuk:




Tabel LB.51Panas Masuk Kondensor IV (E-221) Alur 26 N

( kmol/jam )

CP ∫

BP

25dT Cp

HVL ∫

210

BPdT Cp

Qin

(Kj/jam )

Asam Kaproat 0,0062 359,77 65362,29 69484,5162 1195,156 841,4224

Asam Laurat 71,9783 420,53 77798,05 - 5599775

Asam Miristat 21,1866 481,29 89038,65 - - 1886430

Asam Palmitat 0,0463 542,05 100279,3 - - 4644,029

Total 7491690


Kondisi Keluar:

- Alur keluar = Alur 28dan Alur 29


- Temperatur alur 28= 190oC = 463,15 K


Tabel LB.52 Panas Keluar Kondensor IV (E-221) Alur 28 Komponen N

( kmol/jam )

CP ∫

BP

25dT Cp

HVL ∫

190

BPdT Cp

Qout

(Kj/jam )

Asam Kaproat 0,0032 359,77 52039,29 74164,8204 7322,759 432,5967

Asam Laurat 37,7029 420,53 68966,92 - - 2600256

Asam Miristat 11,0978 481,29 79412,85 - - 881304,9

Asam Palmitat 0,0243 542,05 89438,25 - - 2169,604

Total 3484163

Tabel LB.53 Panas Keluar Kondensor IV (E-221) Alur 29 Komponen N

( kmol/jam )

CP ∫

BP

25dT Cp

HVL ∫

190

BPdT Cp

Qout

(Kj/jam )

Asam Kaproat 0,0029 359,77 52039,29 74164,82 7322,759 393,2698

Asam Laurat 34,2754 420,53 68966,92 - - 2600256

Asam Miristat 10,0889 481,29 79412,85 801186,3

Asam Palmitat 5,622707 542,05 89438,25 - - 505399,5

Total 3907235


QinQout −=dtdQ

= [ (3484163+3907235)-( 7491690)]

= -100292,028 Kj/jam



Air TCW pada 1 atm, 55 0C, H(550C) = 230,2 KJ/Kg (Geankoplis, 2003)

Air TCW pada 1 atm, 70 0C, H(700C) = 293 KJ/Kg (Geankoplis, 2003λ



kJ/kg C)H(70 - C)H(29kJ/jam 100292,028-

λQm 00==

kJ/kg 293-230,2kJ/jam 100292,028-

λQm ==

= 1597,00682 Kg/Jam

B.2.13.2 Reboiler II ( E-223)

C-220

Vb (32)

Lb (31)

25

33

E-223


Komponen XiB Pi,T

( Torr) (246 oC)

XiB. Pi

Asam Miristat 0,00026 89,0000 0,0230

Asam Palmitat 0,30412 43,9000 13,3509

Asam Stearat 0,06880 20,8800 1,4366

Asam Oleat 0,54108 25,2000 13,6351

Asam Linoleat 0,07978 29,6000 2,3613

Asam Arachidic 0,00596 9,8600 0,0588

Total 1,0000 30,86579




:


C10 C12 C14 C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20

C14 C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20


Maka :



• Kondisi Masuk:




Tabel LB.55 Panas Masuk Reboiler II (E-223) Alur 31 Komponen N

( kmol/jam )

CP ∫

BP

25dT Cp

HVL ∫

210

BPdT Cp

Qin

(Kj/jam )

Asam Miristat 0,0499 481,29 89038,65 - - 4442,923

Asam Palmitat 58,8355 542,05 100279,3 - - 5899984

Asam Stearat 13,3110 602,81 111519,9 - - 1484440

Asam Oleat 104,6774 542,05 100279,3 - - 10496972

Asam Linoleat 15,4334 481,29 89038,65 - - 1374167

Asam

Arachidic 1,1539 663,57 122760,5 - - 141657,1

Total 19401662

Kondisi Keluar:





Tabel LB.56 Panas Keluar Reboiler 1I (E-223) Alur 32 Komponen N

( kmol/jam )

CP ∫

BP

25dT Cp

HVL ∫

246

BPdT Cp

Qout

(Kj/jam )

Asam Miristat 0,0459 481,29 98279,42 80188,8 8085,672 8560,467

Asam Palmitat 54,1057 542,05 119793,1 - - 6481482

Asam Stearat 12,2409 602,81 133221 - - 1630745

Asam Oleat 96,2622 542,05 119793,1 - - 11531545

Asam Linoleat 14,1927 481,29 106365,1 - - 1509603

Asam

Arachidic 1,0612 663,57 146649 - - 155618,7

Total 21317554


Tabel LB.57 Panas Keluar Reboiler II (E-223) Alur 33 Komponen N

( kmol/jam )

CP ∫

BP

25dT Cp

HVL ∫

246

BPdT Cp

Qout

(Kj/jam )

Asam Miristat 0,0040 481,29 98279,42 80188,8 8085,672 748,3509

Asam Palmitat 4,7299 542,05 119793,1 - - 566607,2

Asam Stearat 1,0701 602,81 133221 - - 142558,7

Asam Oleat 8,4152 542,05 119793,1 - - 1008081

Asam Linoleat 1,2407 481,29 106365,1 - - 131968,6

Asam

Arachidic 0,0928 663,57 146649 - - 13604,09

Total 1863568

QinQout −=dtdQ

= [ (1863568+21317554 )-( 19401662)]

= 3779459,88 Kj/jam



dtdQ = m. Cp. ∆T


kg/jam 81660.471,35K) (25kJ/kg.K 2,5

kJ/jam 3779459,88C)250-C(275

dQ/dTm 0o

=

=

=Cp

B.2.14 Cooler III ( E-222 )


accumulator (V-220 ) ) akan diturunkan suhunya dari 190oC menjadi 55,5oC


Cooler III(E-222)

Blanded C8-C10

Air pendingin55oC


1 atm; 1900C

1 atm; 55,50C

Blanded C8-C10

29 30




Maka :



Panas masuk ( Q29) = 3907234,75 kj/jam

Kondisi Keluar :





Tabel LB.58 Panas Keluar Cooler III (E-222) Alur 32

Komponen N

( kmol/jam ) ∫55

25dT Cp

Qout

(Kj/jam )

Asam Kaproat 0,002930595 10972,99 32,31816401

Asam Laurat 34,104876 12826,17 439621,9417

Asam Miristat 10,03868149 14679,35 148098,0756

Asam Palmitat 5,622706901 16532,53 93422,33034

Total 681174,666


QinQout −=dtdQ


= [ ( 681174,666 – 3.907.234,75)]

= -3226060,09 Kj/jam






kJ/kg C)H(70 - C)H(29kJ/jam 3226060,09-

λQm 00==

kJ/kg 293-230,2kJ/jam 3226060,09-

λQm ==

= 51370,3836 Kg/Jam

B.2.15 Fraksinasi III ( C-230 )

C-230

Vd 34)

Ld 36)

Vb 40)

Lb (39)

33

E-231

41

(37)

E-233

V-230

35

B.2.15.1 Kondensor V ( E-231)

C14 C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20

C14 C16 C18 C18:1

C18:0

C18:1 C18:2 C20


C-230

Vd (34)(35)

Ld (36)

33

E-231

(37)

V-23O








P = 29,7660 torr

Trial : T = 245 oC= 518,15 K


Komponen XiF Pi,T

( Torr), ( 245oC)

XiF. Pi

Asam Miristat 0,00026 86,25 0,02225

Asam Palmitat 0,30412 42,45 12,90992

Asam Stearat 0,06880 20,1 1,38297

Asam Oleat 0,54108 24,25 13,12112

Asam Linoleat 0,07978 28,5 2,27359

Asam

Arachidic 0,00596 9,4 0,05607

Total 1,000 29,76592

Maka, dari perhitungan diatas suhu umpan (F) adalah 245 oC= 518,15 K


C14 C16 C18 C18:1 C18:2 C20

C14 C16 C18 C18:1




P = 8,9480 torr

Trial : T = 210 oC= 483,150 K


Komponen YiD Pi,T

( Torr),(210oC)

YiD. Pi

Asam Miristat 0,00069 22,3 0,01544

Asam Palmitat 0,81632 10 8,16324

Asam Stearat 0,18284 4,2 0,76792

Asam Oleat 0,00015 5,2 0,00076

Total 1,0000 8,94735


Komponen




Maka :



• Kondisi Masuk:



- Temperatur alur 34 = 245oC = 518,15,15 K

Tabel LB.61Panas Masuk Kondensor V (E-231) Alur 34 N

( kmol/jam )

CP ∫

BP

25dT Cp

HVL ∫

245

BPdT Cp

Qin

(Kj/jam )

Asam Miristat 0,01260 481,29 99661,2 77324,9 6222,598 2307,686017

Asam Palmitat 14,85184 542,05 117673,6 85750,2 1577,366 3044644,111

Asam Stearat 3,32649 602,81 132618,2 - - 441152,85

Asam Oleat 0,00264 542,05 119251 - - 315,10505

Total 3488419,8

Kondisi Keluar:






Tabel LB.62 Panas Keluar Kondensor V (E-231) Alur 36 Komponen N

( kmol/jam )

CP ∫

BP

25dT Cp

HVL ∫

210

BPdT Cp

Qout

(Kj/jam )

Asam Miristat 0,0086 481,29 89038,65 83243,6 413,9094 1482,509313

Asam Palmitat 10,1220 542,05 100279,3 - - 1015021,717

Asam Stearat 2,2671 602,81 111519,9 - - 1015202,305

Asam Oleat 0,0018 542,05 100279,3 - - 180,5878552

Total 2031887,1

Tabel LB.63 Panas Keluar Kondensor V (E-231) Alur 37 Komponen N

( kmol/jam )

CP ∫

BP

25dT Cp

HVL ∫

210

BPdT Cp

Qout

(Kj/jam )

Asam Kaproat 0,0040 481,29 89038,65 83243,6 413,9094 692,7614

Asam Laurat 4,7299 542,05 100279,3 - - 474309,2

Asam Miristat 1,0594 602,81 111519,9 - - 118143,1

Asam Palmitat 0,0008 542,05 100279,3 - - 84,38685

Total 593229


QinQout −=dtdQ

= [ (2031887,1+593229)-( 3488419,8)]

= -863303,1353 Kj/jam







kJ/kg C)H(70 - C)H(55kJ/jam 3863303,135-

λQm 00==

kJ/kg 293-230,2kJ/jam 3863303,135-

λQm ==

= 13.746,86521 Kg/Jam

B.2.15.2 Reboiler III ( E-233)

C-230

Vb (40)

Lb (39)

33

41

E-233


Komponen XiB Pi,T

( Torr), (250oC)

XiB. Pi

Asam Stearat 0,00110 24 0,02632

Asam Oleat 0,86225 29 25,00539

Asam Linoleat 0,12715 34 4,32281

Asam Arachidic 0,00950 11,7 0,11122

Total 1,0000 29,46577



C14

:



Maka :



• Kondisi Masuk:



C16 C18:0 C18:1 C18:2 C20

C18:0 C18:1 C18:2 C20



Tabel LB.55 Panas Masuk Reboiler III (E-233) Alur 39 Komponen N

( kmol/jam )

CP ∫

BP

25dT Cp

HVL ∫

245

BPdT Cp

Qin

(Kj/jam )

Asam Stearat 0,0690 602,81 132618,2 - - 9151,896683

Asam Oleat 54,2634 542,05 119251 - - 6470966,501

Asam

Linoleat 8,0013 481,29 91587,08 95423,7 14296,72 1610713,674

Asam

Arachidic 0,5982 663,57 145985,4 - - 87334,68575

Total 8178166,8

Kondisi Keluar:





Tabel LB.66 Panas Keluar Reboiler III (E-233) Alur 40 Komponen N

( kmol/jam )

CP ∫

BP

25dT Cp

HVL ∫

250

BPdT Cp

Qout

(Kj/jam )

Asam Stearat 0,05831 602,81 135632,3 - - 7908,504484

Asam Oleat 45,84907 542,05 105699,8 96819,4 16261,5 10030889,57

Asam

Linoleat 6,76055 481,29 92311,9 95198,2 15978,35 1375693,145

Asam

Arachidic 0,50548 663,57 149303,3 - - 75469,24728

Total 11489960

Tabel LB.67 Panas Keluar Reboiler III (E-233) Alur 41

Komponen N

( kmol/jam )

CP ∫

BP

25dT Cp

HVL ∫

250

BPdT Cp

Qout

(Kj/jam )

Asam Stearat 0,01070 602,81 135632,3 - - 1451,39

Asam Oleat 8,41434 542,05 105699,8 96819,4 16261,5 1840896

Asam Linoleat 1,24071 481,29 92311,9 95198,2 15978,35 252470,9

Asam 0,09277 663,57 149303,3 - - 13850,32


Arachidic

Total 2108668

QinQout −=dtdQ

= [ (11489960+2108668 )-( 8178166,8)]

= 5420461,927 Kj/jam



dtdQ = m. Cp. ∆T


kg/jam 8 86.727,390K) (25kJ/kg.K 2,5

kJ/jam 75420461,92C)250-C(275

dQ/dTm 0o

=

=

=Cp

B.2.16 Cooler IV ( E-232 )



Cooler III(E-232)

Blanded C16-C18

Air pendingin55oC


1 atm; 2100C

1 atm; 700C

Blanded C16-C18

37 38





Maka :



Panas masuk ( Q37) = 593229 kj/jam

Kondisi Keluar :





Tabel LB.68 Panas Keluar Cooler IV (E-232) Alur 38

Komponen N

( kmol/jam ) ∫70

25dT Cp

Qout

(Kj/jam )

Asam Stearat 0,0040 481,29 86,8801

Asam Oleat 4,7299 542,05 115372,5

Asam Linoleat 1,0594 602,81 28737,52

Asam Arachidic 0,0008 542,05 20,52653

Total 144217


QinQout −=dtdQ

= [ ( 144217-593229)]

= -449012,0586 Kj/jam






kJ/kg C)H(70 - C)H(55kJ/jam 6449012,058-

λQm 00==

kJ/kg 293-230,2kJ/jam 864449012,05-

λQm ==


= 7149,87354 Kg/Jam

B.2.17 Fraksinasi IV ( C-240 )

C-240

Vd (42)(43)

Ld 42)

Vb 48)

Lb (47)

41

E-241

49

(45)

E-243

V-240

B.2.17.1 Kondensor VI ( E-241)

C-240

Vd (42)(43)

Ld (44)

41

E-241

(45)

V-240








P = 24,65 torr

C18:0 C18:1 C18:2 C20

C18:0 C18:1 C18:2 C20

C18 C18:1 C18:2 C20

C18:0 C18:1 C18:2 C20

C18 C18:1 C18:2 C20


Trial : T = 245 oC= 518,15 K


Komponen XiF Pi,T

( Torr), ( 245oC)

XiF. Pi

Asam Stearat 0,00110 20,1 0,0220

Asam Oleat 0,86226 24,25 20,9097

Asam Linoleat 0,12714 28,5 3,6235

Asam Arachidic 0,00951 9,4 0,0894

Total 1,000 24,6446

Maka, dari perhitungan diatas suhu umpan (F) adalah 245 oC= 518,15 K




P = 8,496 torr

Trial : T = 220 oC= 493,150 K


Komponen YiD Pi,T

(Torr),(220oC)

YiD. Pi

Asam Stearat 0,00037 6,6 0,00245

Asam Oleat 0,80518 8,3 6,68295

Asam Linoleat 0,18352 9,7 1,78012

Asam Arachidic 0,01094 2,75 0,03007

Total 1,0000 8,49560





Maka :



• Kondisi Masuk:





Tabel LB.71Panas Masuk Kondensor VI (E-241) Alur 42 Komponen N

( kmol/jam )

CP ∫

BP

25dT Cp

HVL ∫

245

BPdT Cp

Qin

(Kj/jam )

Asam Stearat 0,00341 602,81 132618,2 - - 452,2050849

Asam Oleat 7,38106 542,05 107390,9 99934,5 11860,05 1617821,867

Asam Linoleat 1,68571 481,29 91314,67 96830,4 14569,13 341717,0134

Asam Arachidic 0,10025 663,57 145985,4 - - 14634,47897

Total 1974625,6

Kondisi Keluar:





Tabel LB.72 Panas Keluar Kondensor VI (E-241) Alur 44 Komponen N

( kmol/jam )

CP ∫

BP

25dT Cp

HVL ∫

220

BPdT Cp

Qout

(Kj/jam )

Asam Stearat 0,0009 602,81 111519,9 - - 100,65795

Asam Oleat 1,9538 542,05 67864,66 102897,3 37835,09 132594,6957

Asam Linoleat 0,4487 481,29 58392,03 101542 35459,52 162890,7027

Asam

Arachidic 0,0264 663,57 86927,67 1012309 42468,48 30296,00706

Total 325882,06

Tabel LB.73 Panas Keluar Kondensor VI (E-241) Alur 45 Komponen N

( kmol/jam )

CP ∫

BP

25dT Cp

HVL ∫

220

BPdT Cp

Qout

(Kj/jam )

Asam Stearat 0,0025 602,81 111519,9 - - 279,6054

Asam Oleat 5,4273 542,05 67864,66 102897,3 37835,09 368318,6

Asam Linoleat 1,2370 481,29 58392,03 101542 35459,52 241700,1

Asam Arachidic 0,0737 663,57 86927,67 1012309 42468,48 84155,58

Total 694454



QinQout −=dtdQ

= [ (325882,06+694454)-( 1974625,6)]

= -954289,5785 Kj/jam






kJ/kg C)H(40 - C)H(29kJ/jam 5954289,578-

λQm 00==

kJ/kg 167,5-121,6kJ/jam 5954289,578-

λQm ==

= 20745,42562 Kg/Jam


B.2.17.2 Reboiler IV ( E-243)

C-240

Vb (48)

Lb (47)

41

49

E-243


Komponen XiB Pi,T

( Torr), (250oC)

XiB. Pi

Asam Stearat 0,00271 24 0,06516

Asam Oleat 0,98974 29 28,70240

Asam Linoleat 0,00123 34 0,04193

Asam Arachidic 0,00631 11,7 0,07387

Total 1,0000 28,88336



:



Maka :



• Kondisi Masuk:




C18:0 C18:1 C18:2 C20

C18:0 C18:1 C18:2 C20


Tabel LB.75 Panas Masuk Reboiler IV (E-243) Alur 47 Komponen N

( kmol/jam )

CP ∫

BP

25dT Cp

HVL ∫

245

BPdT Cp

Qin

(Kj/jam )

Asam Stearat 0,0391 602,81 132618,2 - - 5190,114107

Asam Oleat 14,2673 542,05 119251 - - 1701393,052

Asam

Linoleat 0,0178 481,29 91587,08 95423,7 14296,72 3578,876818

Asam

Arachidic 0,0910 663,57 145985,4 - - 13287,19867

Total 1723449,2

Kondisi Keluar:




- Temperatur alur 49= 250 oC = 523,15 K Tabel LB.76 Panas Keluar Reboiler IV (E-243) Alur 48 Komponen N

( kmol/jam )

CP ∫

BP

25dT Cp

HVL ∫

250

BPdT Cp

Qout

(Kj/jam )

Asam Stearat 0,03094 602,81 135632,3 - - 4196,742037

Asam Oleat 11,28024 542,05 105699,8 96819,4 16261,5 2467897,2

Asam

Linoleat 0,01406 481,29 94477,23 95198,2 13813,02 2860,237462

Asam

Arachidic 0,07196 663,57 149303,3 - - 10744,06922

Total 2485698,2

Tabel LB.77 Panas Keluar Reboiler IV (E-243) Alur 49 Komponen N

( kmol/jam )

CP ∫

BP

25dT Cp

HVL ∫

250

BPdT Cp

Qout

(Kj/jam )

Asam Stearat 0,0082 602,81 135632,3 - - 1111,329

Asam Oleat 2,9871 542,05 105699,8 96819,4 16261,5 653517,9

Asam Linoleat 0,0037 481,29 94477,23 95198,2 13813,02 757,4126

Asam Arachidic 0,0191 663,57 149303,3 - - 2845,111

Total 658232


QinQout −=dtdQ

= [ (2485698,2+658232 )-( 1723449,2)]

= 1420480,808 Kj/jam



dtdQ = m. Cp. ∆T


kg/jam 922.727,692 K) (25kJ/kg.K 2,5

kJ/jam 81420480,80C)250-C(275

dQ/dTm 0o

=

=

=Cp

B.2.18 Cooler V ( E-242 )

Pada Cooler ( E-242) produk Asam Oleat ( 80,5336 % ) yang berasal dari tangki


Cooler V(E-242)

Asam Oleat

Air pendingin29oC


1 atm; 2200C

1 atm; 350C

Asam Oleat45 46





Maka :



Panas masuk ( Q45) = 694454kj/jam

Kondisi Keluar :


- Komponen keluar : Asam Oleat ( 80,5336 % )



Tabel LB.78 Panas Keluar Cooler V (E-242) Alur 46

Komponen N

( kmol/jam ) ∫35

25dT Cp

Qout

(Kj/jam )

Asam Stearat 0,0025 602,81 15,11381

Asam Oleat 5,4273 542,05 29418,42

Asam Linoleat 1,2370 481,29 5953,516

Asam Arachidic 0,0737 663,57 489,1203

Total 35876,2


QinQout −=dtdQ

= [ ( 35876,2-694454)]

= -658577,7543 Kj/jam







kJ/kg C)H(40 - C)H(29kJ/jam 43-658577,75-

λQm 00==

kJ/kg 167,5-121,6kJ/jam 3658577,754-

λQm ==

= 14.316,9077 Kg/Jam

B.2.19 Cooler VI ( E-244 )

Pada Cooler ( E-244) dihasilkan sisa pemurnian asam oleat yang akan

disimpan pada tangki penyimpnan sehingga akan diturunkan suhunya dari 250oC

menjadi 70oC

Cooler VI(E-244)

Residu Asam Oleat

Air pendingin29oC


1 atm; 2500C

1 atm; 700C

Residu Asam Oleat

210 70




Maka :



Panas masuk ( Q49) = 658232 kj/jam

Kondisi Keluar :


Komponen keluar : Residu asam oleat



Tabel LB.79 Panas Keluar Cooler VI (E-245) Alur 50


Komponen N

( kmol/jam ) ∫70

25dT Cp

Qout

(Kj/jam )

Asam Stearat 0,0082 602,81 49,39241

Asam Oleat 2,9871 542,05 16191,53

Asam Linoleat 0,0037 481,29 17,91429

Asam Arachidic 0,0191 663,57 126,4494

Total 16385,3


QinQout −=dtdQ

= [ ( 16385,3-658232)]

= -641.846,512 Kj/jam






kJ/kg C)H(40 - C)H(29kJ/jam 2641.846,51-

λQm 00==

kJ/kg 167,5-121,6kJ/jam 2641.846,51-

λQm ==

= 13.953,1850 Kg/Jam


B.2.20 Heater IV ( E-01 )

Heater(E-101)

H2O

Steam 180oC :; 1atm

Kondensat 100oC : 1atm

1 atm; 400C

1 atm; 550C

H2O51 52

Air yang masuk pada heater adalah air pendingin bekas yang berasal dari kondensor

IV dan V pada frakisinasi II dan III dengan laju alir air( F ) = 66714,2556 kg/jam.

Air ini akan dinaikkan suhunya dari 40oC menjadi 55 oC.

Kondisi Masuk :





Tabel LB.80 Kalor masuk pada Heater ( E-01) Alur Senyawa F

(Kg/jam) ∫40

25dT Cp

Qin

( Kj/jam)

51 H2O( Air ) 66714,2556 2,24767 149952

Total 149952

Kondisi keluar :


- Komponen keluar : H2O( Air )



Tabel LB.81 Kalor keluar pada Heater ( E-01)


Alur Senyawa F

(Kg/jam) ∫55

25dT Cp

Qout

( Kj/jam)

51 H2O( Air ) 66714,2556 3,37714 225303

Total 225303

dq/dt = Qout –Qin

= 225303-149952

= 75351,7503 Kj/jam




Saturated steam pada 1 atm, 1000C, HV(1000C) =2676 KJ/Kg (Geankoplis, 2003)


2003)

λ = [H(180oC) – Hv(100oC)]+ [Hv(100oC) – HL(100oC)]

λ = [2013,1 – 2676] + [2676 – 419,19]

λ = 1594 KJ/kg


kJ/kg 1594kJ/jam 75351,7503

λQm ==

= 47,2721 Kg/Jam


B.2.21 Cooler VII ( E-301 )

Pada Cooler ( E-301) air hasil penguapan pada barometric condensor akan

diturunkan sehingga akan diturunkan suhunya dari 45oC menjadi 30oC

Cooler VII(E-301)

H2O

Air pendingin29oC


5152

H2O45oC 30oC




Maka :



Kondisi Masuk :





Tabel LB.82 Kalor Pada Cooler VII ( E-301 ) Alur Senyawa F

(Kg/jam) ∫45

25dT Cp

Qin

( Kj/jam)

51 H2O( Air ) 2514,4926 1,499665 3770,9

Total 3770,9

Kondisi Masuk :






Tabel LB.83 Kalor keluar pada Cooler VII ( E-301 )


QinQout −=dtdQ

= [ 938,959 – 3770,9)]

= -2831,9372 Kj/jam






kJ/kg C)H(40 - C)H(29kJ/jam 2831,9372-

λQm 00==

kJ/kg 167,5-121,6kJ/jam 2831,93723-

λQm ==

= 61,5639 Kg/Jam

Alur Senyawa F

(Kg/jam) ∫30

25dT Cp

Qout

( Kj/jam)

52 H2O( Air ) 2514,4926 0,37342 938,959

Total 938,959


LAMPIRAN C

PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT

LC.1 Tangki Penyimpanan Bahan Baku Pure Water (F-101)

Fungsi : Menyimpan Pure Water untuk kebutuhan 7 hari

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-285 Grade C

Bentuk : Silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal

Jenis sambungan : Double welded butt joints

Jumlah : 1 unit

Kondisi penyimpanan

Temperatur = 29 oC = 302,15 K

Kebutuhan perancangan = 7 hari

Faktor kelonggaran = 30% (Tabel 25-5 Perry,1997)

Laju alir massa (F) = 611,904 kg/jam

Densitas Air (ρAir) 29 oC = 999,0276 kg/m3

Perhitungan

a. Volume Tangki

Volume larutan, Vl = 3kg/m0276,99924jam/harihari7kg/jam 611,904 ×× = 102,900 m3

Direncanakan membuat 1 tangki dengan faktor kelonggaran 30%, maka :

Volume tangki, Vt = 3m 102,900 x 0,3)(1+ = 133,77 m3

b. Diameter dan Tinggi Shell

Tinggi silinder (Hs) : Diameter (D) = 4 : 3

Tinggi tutup (Hd) : Diameter (D) = 1 : 4

• Volume shell tangki (Vs) :

3

2s

2

D3πVs

34D

4πHπRVs

=

== D


• Volume tutup tangki (Ve) :

Vh = 32d

2 D24

D41D

6HR

32 π

=

π

=π (Brownell,1959)

• Volume tangki (V) :

Vt = Vs + Vh

= 3D83π

133,77 m3 = 3D1,1781

D3 = 113,55 m3

D = 4,8424 m

D = 190,64 in

Hs = =D34 6,4565 m

c. Diameter dan tinggi tutup

Diameter tutup = diameter tangki = 4,8424 m

Tinggi tutup (Hd) = =D41 1,2106 m

Tinggi tangki (Ht) = Hs + Hd = (6,4565+ 1,2106) m = 7,6671 m

d. Tebal shell tangki

Direncanakan tangki menggunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-285 Grade C,

sehingga diperoleh data :

- Allowable stress (S) = 13.700 Psia = 94.458,1709 kPa

- Joint efficiency (E) = 0,85

- Corrosion allowance (C) = 0,125 in/tahun

- Umur tangki (n) = 10 tahun (Tabel 18.5 Wallace, 1990)

Volume larutan = 1021,900 m3

Volume tangki = 133,77 m3

Tinggi shell = 6,4565 m

Tinggi larutan dalam tangki (l) = 3

3

m 133,77m 102,900

× 6,4565 m = 4,9665 m


Tekanan Hidrostatik:

PHidrostatik = ρ × g × l

= 999,0276 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 4,9665 m = 48.624,7877 Pa

= 48,6248 kPa

Po = 101,3250 kPa

P = 48,6248 kPa + 101,3250 kPa = 149,9498 kPa

Pdesign = (1+0,3) × 149,9498 = 194,9347 kPa = 28,2729 Psia

= 1,9483 bar = 1,9229 atm

Tebal shell tangki:

in 4198,1

in)0,125 x 10(kPa) 471,2(194,93kPa)(0,85) 7092(94.458,1

(190,64in) kPa) (194,9347

nC1,2P2SE

PDt

=

+

−

=

+−

=

Tebal shell standar yang digunakan = 1 ½ in (Tabel 5.4 Brownell,1959)

e. Tebal tutup tangki

Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell,

Tebal tutup atas yang digunakan = 1 ½ in

LC.2 Pompa 1 (P-101) Fungsi : Mengalirkan pure water ke Heater

Jenis : Pompa Sentrifugal

Bahan konstruksi : Commercial Steel

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Tekanan = 101,3250 kPa = 1 atm

Temperatur = 29oC = 302,15 K

Laju alir massa (F) = 611,904 kg/jam = 0,3747 lbm/s

Densitas (ρ) = 999,0276 kg/m3 = 62,3676 lbm/ft3

Viskositas (µ) = 0,9 cP = 0,0006 lbm/ft,s


Laju alir volumetrik, === 3m

m

ft/lb 62,3676/seclb 0,3747

ρFQ 0,00601 ft3/s

Desain pompa : Asumsi aliran turbulen

Di,opt = 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13 (Walas,1988)

= 3,9 (0,00601) 0,45 .(62,3676)0,13

= 0,6681 ft

Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 2 in

Schedule number : 40

Diameter Dalam (ID) : 2,067 in = 0,1723 ft

Diameter Luar (OD) : 2,375 in = 0,1979 ft

Inside sectional area : 0,0023 ft2

Kecepatan linear, v = Q/A = 2

3

0,0023/0,0061

ftsft = 2,6123 ft/s

Bilangan Reynold : NRe = µ××ρ Dv

= bm/ft.s 0,0006

)1723,0)(/ 6123,2)(/ 3676,26( 3

lftsftftlbm

= 46.402,0322 (Aliran Turbulen)

Untuk pipa commercial steel, harga ε = 0,000046 (Geankoplis, 1997)

Pada NRe = 46.402,0322 dan ε/D = 0,0003

Sehingga harga f = 0,0065

Friction loss :

1 Sharp edge entrance= hc = 0,55α2

12

1

2 vAA

−

= 0,55 ( ) ( )174,322 2,612301

2

− = 0,0530 ft,lbf/lbm

2 elbow 90° = hf = n,Kf,cg

v.2

2

= 2(0,75) ( )174,3226123,2 2

= 0,1591 ft,lbf/lbm

1 check valve = hf = n,Kf,cg

v.2

2

= 1(2,0) ( )174,3226123,2 2

= 0,2121 ft,lbf/lbm


Pipa lurus 30 ft = Ff = 4fcgD

vL.2.. 2∆

= 4(0,0065)( )

( ) ( )174,32.2.0,1723)2,6123(30 2

= 0,4802 ft,lbf/lbm

1 Sharp edge exit = hex= cg

vAA

..21

22

2

1

α

−

= ( ) ( )( )174,32126123,201

2

− = 0,1061 ft,lbf/lbm

Total friction loss : ∑ F = 1,0105 ft,lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli :

( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPPzzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = P2 = 101,3250 kPa = 2116,2281 lbf/ft²

∆Z = 7 ft

Maka :

( ) 0/. 0105,10 7./.174,32

/174,320 2

2

=++++ sWlbmlbfftftslbflbmft

sft

Ws = 8,0105 ft,lbf/lbm

P Effisiensi pompa , η= 80 %

Ws = η x Wp

8,0105 = 0,80 x Wp

Wp = 10,0131 ft,lbf/lbm

Daya pompa : P = m x Wp

= ( )( ) ft.lbf/lbm 0131,01lbm/s360045359,0

611,9041× x

slbffthp

/.5501

= 0,0068 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor = ¼ hp


LC.3 Tangki Penyimpanan Bahan Baku Palm Kernel Oil (F-102)

Fungsi : Menyimpan bahan baku PKO untuk kebutuhan 7 hari Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-285 Grade C



Jumlah : 7 unit

Kondisi penyimpanan




Laju alir massa (F) = 15.000 kg/jam

Data densitas komponen PKO (27 oC)

Trigliserida: 0,952 kg/l

Air : 0,9996 kg/l

Data komposisi komponen

Trigliserida: 0,9861

Air : 0,0139 (LA Neraca Massa)

Jadi, densitas campuran (ρcampuran)

3

campuran

/7,952/9527,0

(0,0139)9996,0)9861,0(952,0ρ

mkglkg ==

+=

Perhitungan

a. Volume Tangki

Volume larutan, Vl = 3kg/m952,724jam/harihari7kg/jam15000 ×× = 2.645,222 m3


Volume larutan untuk 1 tangki = 7

2645,222 m3= 377,89 m3

Volume tangki, Vt = 7

m 2.645,222 x 0,3)(1 3+ = 491,26 m3






3

2s

2

D3πVs

34D

4πHπRVs

=

== D


Vh = 32d

2 D24

D41D

6HR

32 π

=

π

=π (Brownell,1959)


Vt = Vs + Vh

= 3D83π

491,26 m3 = 3D1,1781

D3 = 416,99 m3

D = 7,4709 m

D = 293,64 in

Hs = =D34 9,9613 m




Tinggi tangki (Ht) = Hs + Hd = (9,9613 + 1,8677) m = 11,8290 m












Tinggi larutan dalam tangki (l) = 3

3

m 491,26m 377,89

× 9,9613 m = 7,6625 m



= 952,7 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 7,6625 m = 71.537,6941 Pa

= 71,5377 kPa

Po = 101,3250 kPa

P = 71,5377 kPa + 101,3250 kPa = 172,8627 kPa

Pdesign = 1,3 × 172,8627 = 207,4352 kPa = 30,0859Psia

= 2,0744bar = 2,0472 atm

Tebal shell tangki:

in 5287,1

in)0,125 x 10(kPa) 521,2(207,43kPa)(0,85) 7092(94.458,1

in) (294,13 kPa) (207,4352

nC1,2P2SE

PDt

=

+

−

=

+−

=

Tebal shell standar yang digunakan = 1 ¾ in (Tabel 5.4 Brownell,1959)



Tebal tutup atas yang digunakan = 1 ¾ in

LC.4 Pompa 2 (P-102A/B) Fungsi : Mengalirkan bahan baku PKO ke Heater

Jenis : Pompa sentrifugal


Jumlah : 1 unit ON dan 1 unit cadangan

Kondisi operasi :



Laju alir massa (F) = 15.000 kg/jam = 9,1860 lbm/s




(Gambar 14, kern, 1965)

Laju alir volumetrik, === 3m

m

ft/lb 59,4730/seclb 9,1860

ρFQ 0,1545 ft3/s

Desain pompa : Asumsi aliran turbulen

Di,opt = 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13 (Walas,1988)

= 3,9 (0,1545)0,45 (59,4730)0,13

= 2,8625 ft






Kecepatan linear, v = Q/A = 2

3

0513,0/ 0,1545

ftsft = 3,0120 ft/s

Bilangan Reynold : NRe = µ××ρ Dv

= bm/ft.s 0,0158

) 0,2557)(/01120,3)(/ 59,4730( 3

lftsftftlbm

= 2.901,1954 (Turbulen)

Untuk pipa commercial steel, harga ε = 0,000046 (Geankoplis, 1997)

Pada NRe = 2.901,1954 dan ε/D = 0,00018

Sehingga harga f = 0,0125

Friction loss :

1 Sharp edge entrance= hc = 0,55α2

12

1

2 vAA

−


= 0,55 ( ) ( )174,322 3,012001

2

− = 0,0775 ft,lbf/lbm

2 elbow 90° = hf = n,Kf,cg

v.2

2

= 2(0,75) ( )174,322 3,0120 2

= 0,2115 ft,lbf/lbm

1 check valve = hf = n,Kf,cg

v.2

2

= 1(2,0) ( )174,322 3,0120 2

= 0,2820ft,lbf/lbm

Pipa lurus 30 ft = Ff = 4fcgD

vL.2.. 2∆ = 4(0,0125)

( )( ) ( )174,32.2.0,2557

) 0120,3(30 2

= 0,8272 ft,lbf/lbm

1 Sharp edge exit = hex = cg

vAA

..21

22

2

1

α

−

= ( ) ( )( )174,3212 3,012001

2

− = 0,1410 ft,lbf/lbm

Total friction loss : ∑ F = 1,5392 ft,lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli :

( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPPzzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = P2 = 101,3250 kPa = 2116,2281 lbf/ft²

∆Z = 7 ft

Maka : ( ) 0/. 5392,10 20./.174,32

/174,320 2

2

=++++ sWlbmlbfftftslbflbmft

sft

Ws = 8,5392 ft,lbf/lbm

P Effisiensi pompa , η= 80 %

Ws = η x Wp

8,5392 = 0,80 x Wp

Wp = 10,6740 ft,lbf/lbm

Daya pompa : P = m x Wp

= ( )( ) ft.lbf/lbm 10,6740lbm/s360045359,0 15000

× x slbfft

hp/.550

1

= 0,1783 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor = ¼ hp


LC.5 Pompa 3 (P-103) Fungsi : Mengalirkan Pure Water ke kolom Splitting (C-110)



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Tekanan = P1 = 101,3250 kPa = 1 atm

P2 = 5400 Kpa = 53.2939 atm

Temperatur = 29oC = 302,15 K

Laju alir massa (F) = 611,9041 kg/jam = 0,3747 lbm/s



Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel :

Ukuran nominal : 2 in



Diameter Luar (OD) : 2,375 in = 0,1979 ft Inside sectional area : 0,0023 ft2

No. Kondisi Nilai

1. Laju alir volumetrik, , === 3m

m

ft/lb 62,3676/seclb 0,3747

ρFQ 0,0062 ft3/s

2. Di,opt 0,6739 in

3. Kecepatan linear, v = Q/A 2,6834 ft/s

4. Bilangan Reynold : NRe = µ××ρ Dv 46.402,0322 (Turbulen)

Friction Loss

Sharp edge entrance 0,0560ft,lbf/lbm

elbow 90° = hf 0,1679 ft,lbf/lbm

check valve 0,2238 ft,lbf/lbm

Pipa lurus 30 ft = Ff 0,5067 ft,lbf/lbm


Sharp edge exit 0,1119 ft,lbf/lbm

∑ F (Total friction loss) 1,0663 ft,lbf/lbm

5. Ws 1877,4450 ft,lbf/lbm

6. Wp 2346,8063 ft,lbf/lbm

7. P (Daya Pompa) 1,5989 hp atau 1 ¾ hp

LC.6 Pompa 4 (P-104) Fungsi : Mengalirkan bahan baku PKO ke kolom Splitting (C-110)



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :


P2 = 5400 Kpa = 53.2939 atm


Laju alir massa (F) = 15.000 kg/jam = 9,1860 lbm/s









No. Kondisi Nilai

1. Laju alir volumetrik, === 3m

m

ft/lb 59,4730/seclb 9,1860

ρFQ 0,1545 ft3/s

2. Di,opt 2,8625 in




Friction Loss

Sharp edge entrance 0,0775 ft,lbf/lbm






5. Ws 1916,7302 ft,lbf/lbm

6. Wp 2395,9127 ft,lbf/lbm

7. P (Daya Pompa) 40,1016 hp atau 40 hp

LC.7 Kolom Splitting (C-110)

Fungsi : Tempat berlangsungnya hidrolisa Palm Kernel Oil

Bahan konstruksi : Carbon Steel

Jenis : Packed Bed Coloumn

Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup datar


Jumlah : 1 unit

Kondisi Operasi

Tekanan : 54 bar = 53,2939 atm = 783,204Psia = 5400 kPa

Temperatur : 255 oC = 491 oF = 528,15 K

a. Volume

Waktu tinggal = 4 jam (Ecogreen)

Fair masuk = 611,9041 kg/jam

Densitas Air (ρ) 900C = 0,9725 kg/dm3 = 972,5637 kg/m3

Volume Air = jammmkgjamkgm /6291,0

/5637,972/9041,611 3

3 ==ρ


FPKO masuk = 15.000 kg/jam

Densitas PKO (ρ) = 0,9522 kg/dm3= 952,2858 kg/m3

Volume PKO = jammmkg

jamkgm /7516,15/2858,952

/000.51 33 ==

ρ Fsteam masuk = 422kg/jam

Densitas Steam (ρ) 1500C = 917,3645 kg/m3

Volume Steam = jammmkg

jamkgm /5944,0/3645,917

/422 33 ==

ρ Volume Total = (0,6292 + 15,7516 + 0,5944)m3/jam

= 16,9752 m3/jam

Volume selama 4 jam = 16,9752 m3/jam x 4 jam

= 67,9008 m3

Faktor kelonggaran (fk) = 20 % (Brownell & young, 1959)

Volume Tangki, VT = (1+0,2) x 67,9008 m3

= 81,4810 m3

b. Diameter dan tinggi Shell

Volume silinder tangki, (Vs)

4

2xHsxDtVsπ

= (Brownell & young, 1959)

Dimana, Vs = Volume silinder (m3)

Dt = Diameter tangki (m)

Hs = Tinggi tangki silinder (m)

Direncanakan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki

Hs : Dt = 18 : 1, maka :

4

2xHsxDtVsπ

= , (Hs : Dt = 18:1)

32 5,44

18 DtxDtVs == π

Volume tutup tangki ellipsoidal, (Vh)

32 1308,0241 DtxDtVh == π (Brownell & young, 1959)


Diameter Tangki, (DT)

VT = Vs

81,4810 m3 = 31775,1 Dt

DT = 1,7932 m = 70,59995 in

r = ½ x DT = ½ x (1,7932 m) = 0,8966 m = 35,29998 in

Tinggi silinder, (Hs)

inmmxxDtHs 799,12702782,327932,11818 ====

Tinggi cairan dalam tangki, (Hc)

Volume Tangki, VT = 81,4810 m3

Volume cairan, Vc = 67,0900 m3

Tinggi Silinder, Hs = 32,2783 m

Tinggi cairan dalam tangki = silinderVol

silindertinggixcairanVol.

.

inmx 999,10588986,264810,81

2783,320900,67===

c. Diameter dan tinggi tutup, tinggi tangki

Diameter tutup = Diameter tangki = 1,7932 m

Tinggi tutup, Hd = mD 4483,041̀

==

Tinggi tangki, HT = Hs + Hd = (32,2783 + 0,4483) m = 32,7266 m

d. Tebal Shell tangki

Direncanakan menggunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-285 Grade C,

diperoleh data :

- Allowable stress (S) =13.750 Psia


- Corrosion allowance (C) = 0,125 in

- Umur tangki (n) = 10 tahun (Brownell,1959)

Tekanan Hidrostatik

Phidrostatik = ρ x (HT – 1)


=924,9922 kg/m3 x ( 32,7266 – 1) = 29442,174 kg/m2

=29442,174 kg/m2 x psiamkg

8667,41/1

psia 0,0014222 =

Tekanan operasi ,(P0) = 54bar x 14,50377 psia/bar

= 783,2035 psia = 54 bar

P = 41,8667 psia + 783,2035 psia = 825,0704 psia

Maka, Pdesain = (1,2) x (825,0704 psia) = 990,0844 psia = 68,264 bar

Tebal shell tangki:

in 6581,1psia)4,6(990,0840)psia)(0,85 09(94.458,17

in) (160,9487 )p(990,0844,6P0SE

PDt

=−

=

−=

sia

Maka, tebal shell standar yang digunakan = 1 ¾ in (Table 5.4 Brownell,1959)

LC.8 Flash Tank Gliserol (FT-110)

Fungsi : Menurunkan tekanan dan memisahkan air fasa uap dari Gliserol keluaran Splitting




Jumlah : 1 unit

Tabel LC.2 Data-data pada alur Flash Tank Gliserol (FT-110)

Komponen

laju alir massa

gas (kg/jam)

laju alir massa liquid

(kg/jam)

% berat (xi)

Densitas ρ (kg/m3)

Gliserol - 162,8421 0,1170 1159,9840 Trigliserida - 295,8300 0,2126 952,0000

H2O 39,0582 933,1410 0,6704 791,4624 Total 39,0582 1391,8132

Densitas campuran (ρcampuran) = Σxi.ρi = 869 kg/m3 = 54,23 lbm/ft3


Perhitungan

a. Volume Tangki

Suhu masuk pada Flash Tank Gliserol = 255 0C = 528,15 K

Tekanan operasi = 0,5 atm

Mol air dalam fasa gas = jamkmolBMairFair /1699,2

1839,0582

==

Volume gas (Vg)=atm

KxKkmolatmmxjamkmol5,0

15,528./.082054,0/1699,2 3

= 188,07 m3

Volume cairan = 36022,1869

8132,391.1 mF

cair

air ==∑ ρ

Volume campuran = Volume gas + Volume cairan

= 188,07 m3 + 1,6022 m3 = 189,6755 m3

dengan faktor kelonggaran 30%, maka :






3

2s

2

D3πVs

34D

4πHπRVs

=

== D


Vh = 32d

2 D24

D41D

6HR

32 π

=

π

=π (Brownell,1959)


Vt = Vs + Vh

= 3D83π

246,5782 m3 = 3 1,1781 D


D = 5,9373 m = 233,7530 in

Hs = =D34 7,9164 m




Tinggi tangki = Hs + Hd = (7,9164 + 1,4843) m = 9,4008 m







- Umur tangki (n) = 10 tahun (Wallace, 1990)

Volume cairan = 1,6022 m3



Tinggi cairan dalam tangki (l) = 3

3

m 246,5782m 1,6022

× 7,9164 m = 0,0514 m

P desain = 0,5 atm = 50,663 kPa

Tebal shell tangki:

in 2758,2

in)0,125 x 10(kPa) ) 1,2(50,663kPa)(0,85) 7092(94.458,1

in) (233,7530 kPa) (50,663

nC1,2P2SE

PDt

=

+

−

=

+−

=

Tebal shell standar yang digunakan = 2 ½ in (Brownell,1959)





LC.9 Pompa 5 (P-105) Fungsi : Mengalirkan produk Gliserol ke Tangki penyimpanan



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :


Temperatur = 27,8 oC = 300,15 K

Laju alir massa (F) = 1.352,7549 kg/jam = 0,8284 lbm/s

Densitas (ρ) = 1.159,9840 kg/m3 = 62,3875 lbm/ft3

Viskositas (µ) = 4 cP = 0,0027 lbm/ft,s







No. Perhitungan Nilai

1. Laju alir volumetrik, ρFQ = 0,0114 ft3/s

2. Di,opt 0,9102 in



Friction Loss







∑ F (Total friction loss) 3,5829ft,lbf/lbm

5. Ws 23,5829 ft,lbf/lbm

6. Wp 29,4786 ft,lbf/lbm

7. P (Daya Pompa) 0,0444hp atau ¼ hp

LC.10 Tangki Penyimpanan Produk Bawah Hidrolisa (F-103) Fungsi : Menyimpan Produk bawah Hidrolisa Gliserol




Jumlah : 1 unit

Kondisi penyimpanan :



Densitas Campuran (27,8 oC) = 1.008,3527 kg/m3

Titik Leleh Gliserol = 17,8 0C

Suhu penyimpanan = 17,8 0C + 10 0C = 27,8 0C = 305,95 K


1. Volume tangki, Vt 293,12 m3

2. Tinggi silinder (Hs) 8,3861 m

3. Tinggi tutup (Hd) 1,5724 m

4. Diameter tangki, (D) 6,2895 m

5. Tinggi tangki, (Ht) 9,9584 m

6. Tinggi cairan dalam tangki, (l) 6,4508 m

7. Tekanan Hidrostatik, PHidrostatik 63,7197 kPa

8. Pdesign 198,0536 kPa

1,9546 atm

9. Tebal shell tangki 1,4740 in

10. Tebal shell standar 1 ½ in


LC.11 Flash Tank Fatty Acid (FT-120)

Fungsi : Menurunkan tekanan dan memisahkan air fasa uap dari Fatty Acid keluaran Splitting




Jumlah : 1 unit

Tabel LC.4 Data-data pada alur Flash Tank Fatty Acid (FT-120)

Komponen laju alir

massa gas (kg/jam)

laju alir massa liquid

(kg/jam)

% berat (xi)

Densitas ρ (kg/m3)

C8 - 536,3398 0,0366 910 C10 - 507,3485 0,0347 893 C12 - 6.870,9476 0,4693 880 C14 - 2.304,8115 0,1574 900 C16 - 1.217,6363 0,0832 853 C18 - 304,4091 0,0208 870

C18:1 - 2.377,2899 0,1624 895 C18:2 - 347,8961 0,0238 900 C20 - 28,9913 0,0020 824 H2O 6,1287 146,4209 0,0100 941,8458

Total 6,1287 14.642,0909 Densitas campuran (ρcampuran) = Σxi.ρi = 885,66 kg/m3 = 55,2903 Slbm/ft3

Perhitungan

a. Volume Tangki

Suhu masuk pada Flash Tank Fatty Acid = 95 0C = 368,15 K

Tekanan operasi = 0,5 atm

Mol air dalam fasa gas = jamkmolBMairFair /3405,0

186,1287

==

Volume gas (Vg)=atm

KxKkmolatmmxjamkmol5,0

15,368./.082054,0/3405,0 3

= 20,5708 m3


Volume cairan = 35324,1666,885

14.642 mF

cair

air ==∑ ρ

Volume campuran = Volume gas + Volume cairan

= 20,5708 m3 + 16,5324 m3 = 37,1031 m3







3

2s

2

D3πVs

34D

4πHπRVs

=

== D


Vh = 32d

2 D24

D41D

6HR

32 π

=

π

=π (Brownell,1959)


Vt = Vs + Vh

= 3D83π

48,2341 m3 = 3D1,1781

D3 = 40,9423 m3

D = 3,4466 m

D = 135,6928 in

Hs = =D34 4,5955 m



Tinggi tutup (Hd) = =D41 0,8616m


Tinggi tangki = Hs + Hd = (4,5955 + 0,8616) m = 5,4571 m








Volume cairan = 16,5324 m3



Tinggi cairan dalam tangki (l) = 3

3

m 48,2341m 16,5324

× 4,5955 m = 1,5751 m

P desain = 0,5 atm = 50,663 kPa

Tebal shell tangki:

in 2928,1

in)0,125 x 10(kPa) )1,2(50,663kPa)(0,85) 7092(94.458,1

in) (135,4674 kPa) (50,663

nC1,2P2SE

PDt

=

+

−

=

+−

=

Tebal shell standar yang digunakan = 1 ½ in (Brownell,1959)




LC.12 Pompa 6 (P-106)

Fungsi : Mengalirkan PKO-Fa ke Dryer (D-210) Jenis : Pompa sentrifugal


Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

Tekanan = P1 = 101,3250 kPa

P2 = 20 kPa












2. Di,opt 2,8978 in

3. Kecepatan linear, v = Q/A 3,1609ft/s


Friction Loss











LC.13 Dryer (D-201)

Fungsi :Menguapkan air sebelum dimasukkan ke kolom Fraksinasi I Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-285 Grade C



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Tekanan = 20 kPa


Kebutuhan perancangan = 1 jam

Faktor kelonggaran (fk) = 30 %

ρ campuran = 885,4043 kg/m3

laju alir (F) = 14.635,962 kg/jam

Tabel LC.6 Data – data pada Dryer (D-210)

Komponen laju alir massa (kg/jam)

% berat (xi)

Densitas ρ (kg/m3)

C8 536,3398 0,0366 910 C10 507,3485 0,0347 893 C12 6.870,9476 0,4695 880 C14 2.304,8115 0,1575 900 C16 1.217,6363 0,0832 853 C18 304,4091 0,0208 870

C18:1 2.377,2899 0,1624 895 C18:2 347,8961 0,0238 900 C20 28,9913 0,0020 824 H2O 140,2922 0,0096 917,3645975

Total 14.635,962 Densitas campuran (ρcampuran) = Σxi.ρi = 885,4043 kg/m3


Perhitungan

a. Volume Tangki

Volume cairan = 35303,16885,403

962,635.14 mF

cair

air ==∑ ρ



b. Volume Head

H/D = 0,8

[ ])/5,1.()/(2..0778,02)/.( 2300 DHDHDVVVVh −==

(Brownell,1959)

Vh = 0,1394.D3

c. Kapasitas Shell

H/D = 0,8

]sin].[2/1.[.).4/()/.(48,4]8,0.21[.2)]/(21[.2

200 θθππ

θ

−==

=−=−=

LDVVVVradarcCosDHarcCos

s

Vs = 0,6736.D2.L

d. Panjang dan Diameter tangki

Vtangki = Vh +Vs

L/D = 3

3 m3 = 0,1394.D3 + 0,6736.D2.3D

D3 = 9,9478 m3

D = 2,1507 m

L = mD

D 4520,6.676,0

.1394,04893,212

3

=−

e. Tebal shell tangki








Tekanan disain :

Pnormal = 20 kPa

Untuk sistem vakum dan hamper vakum, tekanan di desain 15 psia. (Wallace, 1990)

Tebal shell tangki:

in 2615,1

in)0,125 x 10(kPa) ) 141,2(123,42kPa)(0,85) 7092(94.458,1

in) (2,1469 kPa) (123,4214

nC1,2P2SE

PDt

=

+

−

=

+−

=

Tebal shell standar yang digunakan = 1 ¼ in (Brownell,1959)

f. Tebal tutup tangki


Tebal tutup atas yang digunakan = 2 ¾ in

LC.14 Pompa 7 (P-201) Fungsi : Mengalirkan PKO-Fa ke Heater (E-201)



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :




Densitas (ρ) = 952 kg/m3 = 59,4317 lbm/ft3










2. Di,opt 2,8945 in



Friction Loss









7. P (Daya Pompa) 0,2788 hp atau ¼ hp

LC.15 Pompa 8 (P-202) Fungsi : Mengalirkan PKO-Fa dari Heater (E-201) ke kolom

Fraksinasi I (C-210) Jenis : Pompa sentrifugal


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :












2. Di,opt 2,8945 in



Friction Loss







5. Ws 77,5988ft,lbf/lbm



LC.16 Kolom Fraksinasi I (C-210)

Fungsi : Memisahkan Blanded C8-C10 dari PKO-Fa

Jenis : Sieve – tray

Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup elipsoidal



Jumlah : 1 unit

Dari perhitungan neraca massa dan neraca panas diperoleh data:

RD = 1 XHF = 0,5148

RDM = 0,7626 XLF = 0,0442

XLW = 0,00005 D = 6,6544 kmol/jam

XHW = 0,5718 W = 59,6437 kmol/jam

XHD = 0,0039 αLD = 3,4720

XLD = 0,4400 αLW = 2,3030

Suhu dan tekanan pada Fraksinasi I (C-210) adalah 475,15 K dan 42,055 torr

Dari perhitungan jumlah tahap pada Lampiran A Neraca Massa, didapat jumlah

piring/tray yang dibutuhkan sebanyak = 31 piring/tray.

Penentuan lokasi umpan masuk

=

2

log206,0logHD

LW

LF

HF

s

e

XX

DW

XX

NN (Geankoplis,1997)

=

2

0002,00134,0

39,790733,2426

0442,05148,0log206,0log

s

e

NN

log 3674,0−=s

e

NN

4291,0=s

e

NN

Ne = 0,4291 Ns

N = Ne + Ns

31 = 0,4291 Ns + Ns

Ns = 21,6917 ≈ 22

Ne = 31 – 22 = 8

Jadi, umpan masuk pada piring ke-8 dari atas.

Desain kolom


Direncanakan :

Tray spacing (t) = 1 m (Tabel 6.1 , Treybal, 1981)

Hole diameter (do) = 4,5 mm = 0,0045 m (Treybal, 1981)

Space between hole center (p’) = 12 mm = 0,0120 m (Treybal, 1981)

Weir height (hw) = 5 cm = 0,05 m

Pitch = triangular ¾ in

l/do = 0,43 (Treybal, 1981)

Tabel LC.4 Komposisi Bahan Pada Alur Vd Kolom Fraksinasi I (C-210)

Komponen Alur Vd

(kmol/jam) % mol i BMi % mol × Bmi

C8 7,4383 0,5561 144,21 80,1988

C10 5,8846 0,4400 172,26 75,7878

C12 0,0523 0,0039 200,31 0,7839

Total 13,3753 1,0000 - -

BMav 156,7705

Laju alir massa gas (G`) = 0,0037 kmol/s

ρv= 300 /0206,4

)202273273.

41,227705,156

)(273273.

41,22mkg

CCTBM Av =

+

=

+

Laju alir volumetrik gas (Q) =15,27315,47541,220037,0 ×× = 0,1441 m3/s

Tabel LC.5 Komposisi Bahan Pada Alur Lb Kolom Fraksinasi I (C-210)

Komponen Alur Lb

(kg/jam) % massa i ρL (kg/m3) %massa × ρ

C10 0,0088 0,00005 893 0,00439

C12 102,0574 0,5718 880 503,1929

C14 30,0523 0,1684 900 151,5400

C16 14,1492 0,0793 853 67,6222

C18 3,1863 0,0179 870 15,5314

C18:1 25,0568 0,1404 895 125,6481

C18:2 3,6943 0,0207 900 18,6287


C20 0,2762 0,0015 824 1,2752

Total 178,4812 1,0000 - -

ρL 883,4824

BM av campuran = 220,2592 kg/kmol

Laju alir massa cairan (L`) = 0,04957 kmol/s

Densitas campuran, ρL = 883,4824 kg/m3

Laju alir volumetrik cairan (q) = 0,01236 m3/s

Surface tension (σ) = 0,04 N/m (Treybal,

1981) 2

o

a

o

p'd

907,0AA

= (Pers 6.31 Treybal,

1981) 2

a

o

0,0120,0045907,0

AA

= = 0,1275

2/12/1

V

L

0206,44824,883

1441,001229,0

ρρ

Q'q

=

= 1,2647

α = 0,0744t + 0,01173 = 0,0744(0,8) + 0,01173 = 0,07125 (Tabel 6.2 Treybal,

1981)

β = 0,0304t + 0,05 = 0,0304(0,8) + 0,015 = 0,03932

CF = 2,0

VL 0,02σβ

)ρ/(q/Q)(ρ1αlog

+ (Pers 6.30 Treybal,

1981)

= 2,0

0,020,040652,0

1,26471log 0,04893

+

= 0,0146

VF = 5,0

V

VLF ρ

ρρC

−

= 5,0

0206,40206,44824,8830,1655

−

= 0,2167 m/s


Asumsi 80% kecepatan flooding (Treybal,

1981)

V = 0,2167 x 0,8 = 0,1734 m/s

An = 1734,01449,0 = 0,83533 m2

Untuk W = 0,8T dari Tabel 6.1 Treybal (1981), diketahui bahwa luas downspout

14,145%.

At = 97296,014145,01

83533,0=

−m2 , koreksi At = ( ) ( ) 2

785,04

114,34

14,3 22

mT==

Column Diameter (T) = [4(0,785)/π]0,5 = 1,1133 m

Weir length (W) = 0,8(1) = 0,8 m

Downspout area (Ad) = 0,1445(0,785) = 0,1110 m2

Active area (Aa) = 0,785 –(2 × 0,1110) = 0,5629 m2

Weir crest (h1)

Misalkan h1 = 0,053 m

h1/T = 0,053/0,785 = 0,0530 2

1

5,0222eff

WT

Th21

WT

WT

WW

+

−

−

=

(Pers 6.34 Treybal,

1981)

( ) ( )[ ] ( )( ){ }25,0222

eff 25,10,05302125,125,1W

W+−−=

8852,0W

Weff =

3/2eff

3/2

1 WW

Wq666,0h

=

( ) 3/23/2

1 8852,00,8

0,012360666,0h

= = m 039044,0h1 =

Perhitungan diulangi sampai h1 konstan yaitu pada nilai 0,03904 m.

Perhitungan Pressure Drop

Dry pressure drop

Ao = 0,0718 m2


uo = =oA

Q 2,0076

Co = 1,3349

−++

−=

22

d 1425,14,02

hn

o

on

o

l

ogo

AA

dlf

AA

gCV

ρρ

(Pers 6.36 Treybal,

1981)

=

L

v

o

o

Cu

ρρ

2

2

d 0,51h

m ,0003392570 mm 33925,0hd ==

Hydraulic head

aa A

QV = = 0,2573 m/s

28,01

2 W Tz +

=+

= = 0,9 m

+−+=

zq225,1ρVh 238,0h 725,00061,0h 5,0

VawwL (Pers 6.38 Treybal,

1981)

+−+=

0,90,01236225,106)5734)(4,02(0,05)(0,2 238,0(0,05) 725,00061,0h 5,0

L

m 0530,0hL =

Residual pressure drop

gdρg σ 6

hoL

cR = (Pers 6.42 Treybal,

1981)

,8)(0,0045)(9 883,4824(1) (0,04) 6hR = = 0,000062 m

Total gas pressure drop


hG = hd + hL + hR (Pers 6.35 Treybal,

1981)

hG = 0,000339257 + 0,0530 + 0,000062 = 0,05343 m

Pressure loss at liquid entrance

Ada = 0,025 W = 0,025(0,8) = 0,02 m2 2

da2 A

qg23h

= (Pers 6.43 Treybal,

1981) 2

2 0,020,012360

)8,9(23h

= = 0,05841 m

Backup in downspout

h3 = hG + h2 (Pers 6.44 Treybal,

1981)

h3 = 0,05343 + 0,05841

h3 = 0,1118 m

Check on flooding

hw + h1 + h3 = 0,05 + 0,03904+ 0,1118

hw + h1 + h3 = 0,201 m

t/2 = 0,8/2 = 0,4 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 flooding.

=== Spesifikasi Kolom Fraksinasi I ===

Diameter kolom = 1,113 m

Tinggi kolom = 31 x 0,8 m = 24,8 m

Tinggi tutup = ( )11,141 = 0,2783 m

Tinggi total = 24,8 + 2(0,27) = 25,35 m

Tekanan operasi = 42,055 torr = 5,6068 kPa


Tekanan desain = (1+0,05) x 5,6068 kPa = 5,8872 kPa

Faktor kelonggaran = 5 %

Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959)

Allowable stress = 13.300 psia = 91.700,308 kPa (Brownell,1959)

Umur alat (n) = 10 tahun

Corrosion Allowance = 0,125 in/tahun

Tebal shell tangki:

Cn.1,2P-2SE

PDt +=

)125,0.(10) 1,2(5,8872-95)(0,8)2(87.217,9

)(43,72) (5,8872t += = 0,2017 in

- Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in (Brownell,1959)

LC.17 Accumulator (V-210)

Fungsi : Menampung destilat pada kolom Fraksinasi I (C-210)

Bentuk : Silinder horizontal dengan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 grade C


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Tekanan = 2,67 kPa







Tabel LC.6 Data – data pada Accumulator (V-210)


% berat (xi)

Densitas ρ (kg/m3)

C8 536,3398 0,5116 910

C10 506,8411 0,4834 893

C12 5,2421 0,0050 880 Total 1.048,4230

Densitas campuran (ρcampuran) = Σxi.ρi = 901,6317 kg/m3

Perhitungan

a. Volume Tangki

Volume cairan = 31628,16317,901

1.048,4230 mF

cair

air ==∑ ρ


Volume tangki, Vt = 3m 1628 1, x 0,3)(1+ = 1,5116 m3

b. Volume Head

H/D = 0,8

[ ])/5,1.()/(2..0778,02)/.( 2300 DHDHDVVVVh −==

(Brownell,1959)

Vh = 0,1394.D3

c. Kapasitas Shell

H/D = 0,8

]sin].[2/1.[.).4/()/.(48,4]8,0.21[.2)]/(21[.2

200 θθππ

θ

−==

=−=−=


s

Vs = 0,6736.D2.L


Vtangki = Vh +Vs

L/D = 3

1,5041 m3 = 0,1394.D3 + 0,6736.D2.3D

D3 = 0,6963 m3

D = 0,8863 m

L = mD

D 6634,2.676,0

.1394,0 1,51162

3

=−









Tekanan disain :

Pnormal = 2,67 kPa, Pdesain = 2,67 kPa + 103,42135 kPa = 106,0958 kPa


Tebal shell tangki:

in 2541,1

in)0,125 x 10(kPa) ) 581,2(106,09kPa)(0,85) 7092(94.458,1

in) (98,6023 kPa) (106,0958

nC1,2P2SE

PDt

=

+

−

=

+−

=

Tebal shell standar yang digunakan = 1 ¼ in (Brownell,1959)

f. Tebal tutup tangki


Tebal tutup atas yang digunakan = 2 ¼ in

LC.18 Pompa 9 (P-211) Fungsi : Mengalirkan produk atas kolom Fraksinasi I dari

accumulator ke cooler (E-212) Jenis : Pompa sentrifugal


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :



Laju alir massa (F) = 1.048,4230 kg/jam= 0,6421 lbm/s










2. Di,opt 0,8797 in



Friction Loss










LC.19 Tangki Penyimpanan Blanded C8-C10 (T-201)

Fungsi : Menyimpan Blanded C8-C10 untuk kebutuhan 7 hari Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-285 Grade C




Jumlah : 1 unit





Laju alir massa (F) = 1.048,4230 kg/jam

Densitas campuran (ρcampuran) = 0,9016 kg/dm3 = 901,6 kg/cm3

Perhitungan

a. Volume Tangki

Volume larutan, Vl = 3kg/m6,019

24jam/harihari7kg/jam1.048,4230 ×× = 195,351 m3







3

2s

2

D3πVs

34D

4πHπRVs

=

== D


Vh = 32d

2 D24

D41D

6HR

32 π

=

π

=π (Brownell,1959)


Vt = Vs + Vh

= 3D83π

253,96 m3 = 3D1,1781

D3 = 215,56 m3


D = 5,996 m

D = 236,06 in

Hs = =D34 7,9946 m




Tinggi tangki (Ht) = Hs + Hd = (7,9946 + 1,4990) m = 9,4936 m











Tinggi larutan dalam tangki (l) =3

3

m 253,960m 195,351 × 7,9946 m = 6,1497 m



= 901,6 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 6,1497 m = 54.338,7823 Pa

= 54,3388 kPa

Po = 101,3250 kPa

P = 54, 3388 kPa + 101,3250 kPa = 155,6638 kPa

Pdesign = 1,3 × 155,6638 = 202,3629kPa = 29,3503 Psia

= 2,0236 bar = 1,99972 atm

Tebal shell tangki:


in 4682,1

in)0,125 x 10(kPa) 291,2(202,36kPa)(0,85) 7092(94.458,1

in) (235,67 kPa) (202,3629

nC1,2P2SE

PDt

=

+

−

=

+−

=

Tebal shell standar yang digunakan = 1 ½ in (Tabel 5.4 Brownell,1959)




LC.20 Pompa 10 (P-212) Fungsi : Mengalirkan produk bawah kolom Fraksinasi I



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :


Laju alir massa (F) = 40040,1064 kg/jam= 24,5205 lbm/s










2. Di,opt 4,5603 in




Friction Loss









7. P (Daya Pompa) 4,4419 hp atau 4 ½ hp

LC.21 Kolom Fraksinasi II (C-220)





Jumlah : 1 unit


RD = 1,1 XHF = 0,0793

RDM = 0,7626 XLF = 0,5718

XLW = 0,0003 D = 44,1684 kmol/jam

XHW = 0,3041 W = 15,4753 kmol/jam

XHD = 0,0005 αLD = 6,0209

XLD = 0,7722 αLW = 2,0273

Suhu dan tekanan pada Fraksinasi II (C-220) adalah 483,15 K dan 35,8 torr





=

2

log206,0logHD

LW

LF

HF

s

e

XX

DW

XX

NN

(Geankoplis,1997)

=

2

0005,00003,0

44,168415,4753

5718,00793,0log206,0log

s

e

NN

log 3878,0−=s

e

NN 4094,0=

s

e

NN

Ne = 0,4094 Ns

N = Ne + Ns

29 = 0,4094 Ns + Ns

Ns = 20,5766 ≈ 21

Ne = 29 – 21 = 8

Jadi, umpan masuk pada piring ke-8 dari atas.

Desain kolom

Direncanakan:

Tray spacing (t) = 1 m





l/do = 0,43 (Treybal, 1981)

Tabel LC.7 Komposisi Bahan Pada Alur Vd Kolom Fraksinasi II (C-220)

Komponen Alur Vd


C10 0,0062 0,0001 172,26 0,0148

C12 71,9783 0,7722 200,31 154,6704

C14 21,1866 0,2273 228,36 51,9021

C16 0,0463 0,0005 256,24 0,1273

Total 93,2175 1,0000 - -

BMav 206,7146


Laju alir massa gas (G`) = 0,0259kmol/s

ρv= 300 /2137,5

)210273273.

41,227146,206

)(273273.

41,22mkg

CCTBM Av =

+

=

+


Tabel LC.8 Komposisi Bahan Pada Alur Lb Kolom Fraksinasi II (C-220)

Komponen Alur Lb

(kmol/jam) % massa i ρL (kg/m3) %massa × ρ

C14 0,0499 0,0003 900 0,2321

C16 58,8355 0,3041 853 259,415

C18 13,3110 0,0688 870 59,8599

C18:1 104,6774 0,5411 895 484,2641

C18:2 15,4334 0,0798 900 71,7075

C20 1,1539 0,0060 824 4,9149

Total 193,4611 1,0000 - -

ρL 880,4835





Surface tension (σ) = 0,0004 N/m (Treybal, 1981)

2o

a

o

p'd

907,0AA

= (Pers 6.31 Treybal, 1981)

2

a

o

0,0120,0045907,0

AA

= = 0,1275

2/12/1

V

L

2137,54835,880

0215,10166,0

ρρ

Q'q

=

= 0,2117

α = 0,0744t + 0,01173 = 0,0744(1) + 0,01173 = 0,08613 (Tabel 6.2 Treybal, 1981)

β = 0,0304t + 0,05 = 0,0304(1) + 0,015 = 0,0454


CF = 2,0

VL 0,02σβ

)ρ/(q/Q)(ρ1αlog

+ (Pers 6.30 Treybal, 1981)

= 2,0

0,020,00040652,0

0,21171log 0,04893

+

= 0,04731

VF = 5,0

V

VLF ρ

ρρC

−

= 5,0

2137,52137,54835,8800,04731

−

= 0,61308 m/s

Asumsi 80% kecepatan flooding (Treybal, 1981)

V = 0,61308 x 0,8 = 0,49046m/s

An = 496046,00266,1 = 2,0932 m2


14,145%.

At = 43808,214145,01

2,0932=

−m2 , koreksi At = ( ) ( ) 2

7662,14

5,114,34

14,3 22

mT==


Weir length (W) = 0,8(1,5) = 1,2 m


Active area (Aa) = 1,7662–(2 × 0,2498)= 1,2665 m2

Weir crest (h1)


h1/T = 0,037/1,5 = 0,0247 2

1

5,0222eff

WT

Th21

WT

WT

WW

+

−

−

=

(Pers 6.34 Treybal, 1981)

( ) ( )[ ] ( )( ){ }25,0222

eff 25,10,02472125,125,1W

W+−−=


9506,0W

Weff =

3/2eff

3/2

1 WW

Wq666,0h

=

( ) 3/23/2

1 9506,01,2

0,0166666,0h

= = m 037,0h1 =



Dry pressure drop

Ao = 0,1615 m2

uo = =oA

Q 6,3550

Co = 1,3349

−++

−=

22

d 1425,14,02

hn

o

on

o

l

ogo

AA

dlf

AA

gCV

ρρ


=

L

v

o

o

Cu

ρρ

2

2

d 0,51h

m ,00336550 mm3655,3hd ==

Hydraulic head

aa A

QV = = 0,81056 m/s

2 W Tz +

= = 1,35 m

+−+=

zq225,1ρVh 238,0h 725,00061,0h 5,0

VawwL (Pers 6.38 Treybal, 1981)

m 035503,0hL =



gdρg σ 6

hoL

cR = (Pers 6.42 Treybal, 1981)

Rh = 0,000062 m


hG = hd + hL + hR (Pers 6.35 Treybal, 1981)

hG = 0,0389 m


Ada = 0,03 m2 2

da2 A

qg23h


=2h 0,04755 m

Backup in downspout

h3 = hG + h2 (Pers 6.44 Treybal, 1981)

h3 = 0,08648 m

Check on flooding

hw + h1 + h3 = 0,174 m

t/2 = 1/2 = 0,5 m



=== Spesifikasi Kolom Fraksinasi II===


Tinggi kolom = 29 x 1 m = 29 m

Tinggi tutup = ( )5,141 = 0,375 m

Tinggi total = 29 + 2(0,375) = 29,75 m

Tekanan operasi = 35, torr = 4,7 kPa








Tebal shell tangki:

Cn.1,2P-2SE

PDt +=

=t 0,2020 in



Fungsi : Menampung destilat pada kolom Fraksinasi II (C-220)




Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi : Tekanan = 2,6564 kPa





laju alir (F) = 9175,7591 kg/jam

Tabel LC.9 Data – data pada Accumulator (V-220)


% berat (xi)

Densitas ρ (kg/m3)

C10 0,5073 0,0001 893


C12 6.865,7055 0,7482 880

C14 2.303,8955 0,2511 900

C16 5,6508 0,0006 853 Total 9175,7591

Densitas campuran (ρcampuran) = Σxi.ρi = 885,0058 kg/m3

Perhitungan a. Volume Tangki

Volume cairan = 33680,100058,885

9175,7591 mF

cair

air ==∑ ρ



b. Volume Head

H/D = 0,8

[ ])/5,1.()/(2..0778,02)/.( 2300 DHDHDVVVVh −==

(Brownell,1959)

Vh = 0,1394.D3

c. Kapasitas Shell

H/D = 0,8

]sin].[2/1.[.).4/()/.(48,4]8,0.21[.2)]/(21[.2

200 θθππ

θ

−==

=−=−=


s

Vs = 0,6736.D2.L


Vtangki = Vh +Vs

L/D = 3

13,4784 m3 = 0,1394.D3 + 0,6736.D2.3D

D3 = 6,2394 m3

D = 1,8410 m

L = mD

D 5229,5.6736,0

.1394,04784,132

3

=−









Tekanan disain :

Pnormal = 2,65 kPa, Pdesain = 2,65 kPa + 103,42135 kPa = 106,0778 kPa


Tebal shell tangki:

in 5819,1

in)0,125 x 10(kPa) ) 781,2(106,07kPa)(0,85) 7092(94.458,1

in) (72,4792 kPa) (106,0778

nC1,2P2SE

PDt

=

+

−

=

+−

=

Tebal shell standar yang digunakan = 1 ¾ in (Brownell,1959)

g. Tebal tutup tangki


Tebal tutup atas yang digunakan = 2 ¼ in

LC.23 Pompa 11 (P-221) Fungsi : Mengalirkan produk atas kolom Fraksinasi II dari

accumulator ke cooler (E-222)



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :












2. Di,opt 2,3490 in



Friction Loss














Jumlah : 1 unit





Laju alir massa (F) = 9175,7591 kg/jam

Densitas campuran (ρcampuran) = 0,885 kg/dm3 = 885 kg/cm3



1. Volume larutan, Vl 1.741,828 m3

2. Volume tangki, Vt 2.264,38 m3

3. Diameter tangki, D

12,4334m

489,50 in

4. Tinggi shell, Hs 16,5778 m


6. Tinggi tangki (Ht) 19,6862 m

7. Tinggi larutan dalam tangki (l) 12,7522 m

8. Tekanan Hidrostatik, PHidrostatik = ρ × g × l 110,6003 kPa

9. Tekanan, P 211,9253 kPa

10. Tekanan desain, Pdesain 275,5029 kPa

2,7190 atm


Tebal standar 2 in

LC.25 Pompa 12 (P-222) Fungsi : Mengalirkan produk bawah kolom Fraksinasi II



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :













2. Di,opt 5,1844 in



Friction Loss










LC.26 Kolom Fraksinasi III (C-230)





Jumlah : 1 unit


RD = 2,14 XHF = 0,5411

RDM = 2,0015 XLF = 0,0688

XLW = 0,0011 D = 5,7653 kmol/jam


XHW = 0,8623 W = 9,7100 kmol/jam

XHD = 0,0001 αLD = 4,2885

XLD = 0,0007 αLW = 0,8276

Suhu dan tekanan pada Fraksinasi III (C-230) adalah 518,15 K dan 29,766 torr




=

2

log206,0logHD

LW

LF

HF

s

e

XX

DW

XX

NN

(Geankoplis,1997)

=

2

0001,00011,0

5,76539,7100

0688,05411,0log206,0log

s

e

NN

log 5928,0=s

e

NN

9162,3=s

e

NN

Ne = 3,9162 Ns

N = Ne + Ns

25 = 3,9162 Ns + Ns

Ns = 5,0852 ≈ 6

Ne = 25 – 6 = 18

Jadi, umpan masuk pada piring ke -6 dari bawah.

Desain kolom

Direncanakan:

Tray spacing (t) = 0,7 m





l/do = 0,43 (Treybal, 1981)


Tabel LC.10 Komposisi Bahan Pada Alur Vd Kolom Fraksinasi III (C-230)

Komponen Alur Vd


C14 0,0126 0,0007 228,36 0,1581

C16 14,8518 0,8163 256,24 209,1748

C18 3,3265 0,1828 284,47 52,0121

C18:1 0,0026 0,0001 282,50 0,0410

Total 18,1936 1,0000 - -

BMav 261,3860

Laju alir massa gas (G`) = 0,0051kmol/s

ρv= 300 /1471,6

)245273273.

41,22386,261

)(273273.

41,22mkg

CCTBM Av =

+

=

+


Tabel LC.11 Komposisi Bahan Pada Alur Lb Kolom Fraksinasi III (C-230)

Komponen Alur Lb


C18 0,0690 0,0011 870 0,9540

C18:1 54,2634 0,8623 895 771,7189

C18:2 8,0013 0,1271 900 114,4274

C20 0,5982 0,0095 824 7,8331

Total 62,9319 1,0000 - -

ρL 894,9334







2o

a

o

p'd

907,0AA


2

a

o

0,0120,0045907,0

AA

= = 0,1275

=

2/1

V

L

ρρ

Q'q 0,3098

α = 0,0744t + 0,01173 = 0,0744(0,7) + 0,01173 = 0,06381 (Tabel 6.2 Treybal, 1981)

β = 0,0304t + 0,05 = 0,0304(0,7) + 0,015 = 0,3628

CF = 2,0

VL 0,02σβ

)ρ/(q/Q)(ρ1αlog


= 0,0314

VF = 5,0

V

VLF ρ

ρρC

−

= 0,3780 m/s


V = 0,3024 m/s

An = 0,7105m2


14,145%.

At = 8275,0 m2 , koreksi At = 2

1304,1 m


Weir length (W) = 0,8(1,2) = 0,96 m


Active area (Aa) = 1,1304–(2 ×0,1598)= 0,8106 m2

Weir crest (h1)


h1/T = 0,0183 2

1

5,0222eff

WT

Th21

WT

WT

WW

+

−

−

=



9639,0W

Weff =

3/2eff

3/2

1 WW

Wq666,0h

=

m 0208,0h1 =



Dry pressure drop

Ao = 0,1033 m2

uo = =oA

Q 2,0784

Co = 1,3349

−++

−=

22

d 1425,14,02

hn

o

on

o

l

ogo

AA

dlf

AA

gCV

ρρ


=

L

v

o

o

Cu

ρρ

2

2

d 0,51h

m ,0000360 mm 36,0hd ==

Hydraulic head

aa A

QV = = 0,2651 m/s

2 W Tz +

= = 1,08 m

+−+=

zq225,1ρVh 238,0h 725,00061,0h 5,0


m 0407,0hL =


gdρg σ 6

hoL



Rh = 0,000061 m



hG = 0,0412 m


Ada =0, 024 m2 2

da2 A

qg23h


=2h 0,0080 m

Backup in downspout


h3 = 0,0492 m

Check on flooding

hw + h1 + h3 = 0,12 m

t/2 = 1/2 = 0,35 m



=== Spesifikasi Kolom Fraksinasi III===



Tinggi tutup = ( )2,141 = 0,3m

Tinggi total = 17,5 + 2(0,3) = 18,1 m









Tebal shell tangki:

Cn.1,2P-2SE

PDt +=

=t 0,2013 in



Fungsi : Menampung destilat pada kolom Fraksinasi III (C-230)




Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Tekanan = 3,9685 kPa







1. Volume larutan, Vl 1,7684 m3


3. Diameter tangki, D 1,0210 m

40,1954 in

4. Panjang tangki, L 3,0629 m



1,059 atm


Tebal standar 1 ¼ in

LC.28 Pompa 13 (P-231) Fungsi : Mengalirkan produk atas kolom Fraksinasi III dari

accumulator ke cooler (E-232)



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :












2. Di,opt 1,0553 in



Friction Loss







∑ F (Total friction loss) 0,022 1ft,lbf/lbm








Jumlah : 1 unit

Kondisi penyimpanan









3. Diameter tangki, D

6,8953 m

271,47 in





8. Tekanan Hidrostatik, PHidrostatik = ρ × g × 59,3552 kPa


l



2,0615 atm


Tebal standar 1 ¾ in

LC.30 Pompa 14 (P-232) Fungsi : Mengalirkan produk bawah kolom Fraksinasi III



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :


Laju alir massa (F) = 4.755,5433 kg/jam= 2,9123 lbm/s



Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel :

Ukuran nominal : 3 in






2. Di,opt 1,7660 in




Friction Loss










LC.31 Kolom Fraksinasi IV (C-240)

Fungsi : Memisahkan Produk Utama Asam Oleat dan Blanded

C18-C20 dari PKO-Fa




Jumlah : 1 unit


RD = 0,36 XHF = 0,1271

RDM = 0,0880 XLF = 0,0011

XLW = 0,0027 D = 6,7069 kmol/jam

XHW = 0,0012 W = 3,0030 kmol/jam

XHD = 0,1835 αLD = 0,7000

XLD = 0,0004 αLW = 0,7059

Suhu dan tekanan pada Fraksinasi IV (C-240) adalah 518,15 K dan 29,47 torr





=

2

log206,0logHD

LW

LF

HF

s

e

XX

DW

XX

NN

(Geankoplis,1997)

=

2

1835,00027,0

6,70693,0030

0011,01271,0log206,0log

s

e

NN

log 4005,0−=s

e

NN

3976,0=s

e

NN

Ne = 0,3976 Ns

N = Ne + Ns

45 = 0,3976 Ns + Ns

Ns = 32,19 ≈ 33

Ne = 45 – 33 = 12

Jadi, umpan masuk pada piring ke -12 dari atas.

Desain kolom

Direncanakan:

Tray spacing (t) = 0,3 m





l/do = 0,43 (Treybal, 1981)

Tabel LC.12 Komposisi Bahan Pada Alur Vd Kolom Fraksinasi IV (C-240)

Komponen Alur Vd


C18 0,0034 0,0004 284,47 0,1058 C18:1 7,3811 0,8052 282,50 227,3777 C18:2 1,6857 0,1835 280,40 51,5431 C20 0,0997 0,0109 312,52 3,4163

Total 9,1704 1,0000 - -


BMav 282,4429

Laju alir massa gas (G`) = 0,00253 kmol/s

ρv= 6,6423Kg/m3

Laju alir volumetrik gas (Q) = 0,1083 m3/s

Tabel LC.13 Komposisi Bahan Pada Alur Lb Kolom Fraksinasi IV (C-240)

Komponen Alur Lb


C18 0,0391 0,0027 870 2,3619

C18:1 14,2673 0,9897 895 885,8154

C18:2 0,0178 0,0012 900 1,1100

C20 0,0910 0,0063 824 5,2027

Total 14,4153 1,0000 - -

ρL 894,49






2o

a

o

p'd

907,0AA


2

a

o

0,0120,0045907,0

AA

= = 0,1275

=

2/1

V

L

ρρ

Q'q 0,3155

α = 0,0744t + 0,01173 = 0,0744(0,3) + 0,01173 = 0,03405 (Tabel 6.2 Treybal, 1981)

β = 0,0304t + 0,05 = 0,0304(0,3) + 0,015 = 0,02412

CF = 2,0

VL 0,02σβ

)ρ/(q/Q)(ρ1αlog



= 0,0245

VF = 5,0

V

VLF ρ

ρρC

−

= 0,2837 m/s


V = 0,2270 m/s

An = 0,477 m2


14,145%.

At = 7228,0 m2 , koreksi At = 2

785,0 m

Column Diameter (T) = [4(0,785)/π]0,5 = 1 m

Weir length (W) = 0,8(1) = 0,8 m


Active area (Aa) = 0,785–(2 ×0,1110) = 0,5629 m2

Weir crest (h1)


h1/T = 0,015 2

1

5,0222eff

WT

Th21

WT

WT

WW

+

−

−

=


9707,0W

Weff =

3/2eff

3/2

1 WW

Wq666,0h

=

m 008938,0h1 =



Dry pressure drop

Ao = 0,0717m2

uo = =oA

Q 1,5008


Co = 1,3349

−++

−=

22

d 1425,14,02

hn

o

on

o

l

ogo

AA

dlf

AA

gCV

ρρ


=

L

v

o

o

Cu

ρρ

2

2

d 0,51h

m ,0000180 mm 1896,0hd ==

Hydraulic head

aa A

QV = = 0,19241 m/s

2 W Tz +

= = 0,9 m

+−+=

zq225,1ρVh 238,0h 725,00061,0h 5,0


m 03817,0hL =


gdρg σ 6

hoL


Rh = 0,000061 m



hG = 0,0384 m


Ada = 0,02m2 2

da2 A

qg23h


=2h 0,000612m

Backup in downspout


h3 = 0,0390 m

Check on flooding


hw + h1 + h3 = 0,098 m

t/2 = 1/2 = 0,15 m



=== Spesifikasi Kolom Fraksinasi IV===

Diameter kolom = 1 m


Tinggi tutup = ( )141 = 0,25 m

Tinggi total = 13,5 + 2(0,25) = 14 m








Tebal shell tangki:

Cn.1,2P-2SE

PDt +=

=t 0,2011 in



Fungsi : Menampung destilat pada kolom Fraksinasi IV (C-240)




Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :


Tekanan = 3,9 kPa





laju alir (F) = 1903,800 kg/jam





42,7472 in

4. Panjang tangki, L 3,2573 m


1,0595 atm


Tebal standar 1 ½ in

LC.33 Pompa 15 (P-241)

Fungsi : Mengalirkan produk atas kolom Fraksinasi IV dari

accumulator ke cooler (E-242) Jenis : Pompa sentrifugal


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :












2. Di,opt 1,1533 in


4. Bilangan Reynold : NRe = µ××ρ Dv 2782,9150 (Turbulen)

Friction Loss




Pipa lurus 30 ft = Ff 0,0048ft,lbf/lbm





7. P (Daya Pompa) 0,1282hp atau ¼ hp

LC.34 Tangki Penyimpanan Produk Utama Asam Oleat (F-204)

Fungsi : Menyimpan Produk Utama Asam Oleat untuk kebutuhan 7 hari




Jumlah : 1 unit

Kondisi penyimpanan






Densitas campuran (ρcampuran) = 0,895 kg/dm3 = 895 kg/cm3





288,70 in








2,1464 atm


Tebal standar 1 ¾ in

LC.35 Pompa 16 (P-242)

Fungsi : Mengalirkan produk bawah kolom Fraksinasi IV ke cooler



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :













2. Di,opt 0,8039 in


4. Bilangan Reynold : NRe = µ××ρ Dv

1.286,9026 (Turbulen)

Friction Loss










LC.36 Tangki Penyimpanan blanded C18-C20 (F-205)

Fungsi : Menyimpan blanded C18-C20 untuk kebutuhan 7 hari Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-285 Grade C



Jumlah : 7 unit

Kondisi penyimpanan




Laju alir massa (F) = 853,1834kg/jam







220,98 in




7. Tinggi larutan dalam tangki (l) 5,7568m




1,9474 atm


Tebal standar 1 ½ in

LC.37 Heater (E-101)

Fungsi : Menaikkan suhu umpan dari tangki pure water sebelum diumpankan

ke kolom Splitting

Jenis : DPHE

Dipakai : Pipa 4 × 3 in IPS

Jumlah : 1 unit

Fluida panas

Temperatur awal (T1) = 180 °C = 356 °F

Temperatur akhir (T2) = 100 °C = 212 ° F

Fluida dingin

Laju alir fluida dingin = 611,904 kg/jam = 1.349,004 lbm/jam

Temperatur awal (t1) = 29 °C = 84,2 °F

Temperatur akhir (t2) = 90 °C = 194 °F

Perhitungan

(1) ∆t = beda suhu sebenarnya

Fluida Panas Fluida Dingin Selisih


T1 = 356 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 194 °F ∆t2 = 162 °F

T2 = 212 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 84,2 °F ∆t1 = 127,8 °F

T1 – T2 = 144°F Selisih t2 – t1 = 109,8 °F ∆t2 – ∆t1 = 34,2 °F

22,144

127,8162ln

34,2

tt

lL

1

2

12 =

=

∆∆

∆−∆=

n

ttMTD °F

(2) Neraca energi

Fair = 1.349,004 lbm/jam, Cpair(29oC) = 0,9 Btu/lb.oF (Gambar 2, Kern, 1965)

Air, Q = 1.349,004 (lb/jam).0,9( Btu/lb.0F).(1440F)

= 148.120,6 Btu/jam

Cpsteam (150oC) = 0,9 Btu/lb.oF (Gambar 2, Kern, 1965)

Steam, W = jamlbFF

/812,285.2)162(0,9Btu/lb.

Btu/jam 148.120,600 =

(3) Tc dan tc

Karena nilai LMTD = 144,22 0F > 50 0F, maka perhitungan memakai Temperatur

kalorik Fluida panas (Tc) dan Fluida dingin (tc)

Fc = 0,425 (gambar 17 hal 827, Kern, 1965)

=+= )T -T(FTT 21c2c 273,2 0F

=+= ) t-t(Ftt 21c1c 147,3 0F

Dari tabel ukuran HE (Tabel 6.2, Kern), luas aliran anulus = 3,14 in2 dan luas aliran

pipa = 7,38 in2. Dimana aliran Air > aliran steam, sehingga air dilewatkan melaui

pipa dan steam dialirkan melalui anulus.

Fluida panas : anulus, Steam

(4’) Luas aliran,

ft3355,012

4,0262D ==

ft2917,0123,5

1D ==

(Tabel 11, Kern, 1965)

Fluida dingin: pipa, Air

(4) D = ft55672,012

3,068=

2ft 0,051314

2Dpa ==

π

(5) Kecepatan massa


20,0216

4)22917,023355,0(

4

)21D2

2(Daa

ft=

−=

−=

π

π

Diameter ekivalen = De

ft 0,09432917,0

)22917,023355,0(

1D

)21D2

2(D

=

−=

−=De

(5’) Kecepatan massa

aaW

aG =

2ftjammlb3,921.105

0,0216 2.285,812

aG

⋅=

=

(6’) Pada Tc = 262,85 °F,

µsteam = 0,013 cP

= 0,013 x 2,42

= 0,03146 lbm/ft, jam

(Gambar 15, Kern, 1965)

μaGeD

Rea

×=

23,419.8 0,03146

3,921.1050942,0aRe

=

×=

(7’) Dari gambar 24 diperoleh

JH = 29

(Kern, 1965)

(8’) Pada Tc = 273,2 °F


k = 0,015 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)

dengan menggunakan persamaan 7.2

(Kern, 1965)

2ftjammlb

26.290,280,05131139,004

pG⋅

==

(6) Pada tc = 147,335 °F, diperoleh:

µ = 0,5 cP = 0,5 × 2,42

= 1,21 lbm/ft, jam (Gambar 14)

μpDG

pRe = (Kern, 1965)

99,554.51,21

26.290,28 25567,0pRe =

×=

(7) Taksir JH dan diperoleh JH = 20


(8) Pada tc = 147,335 °F,

k = 0,3845 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)

(Interpolasi dari Tabel 4, Kern, 1965)

46,,13

1=

⋅

kc µ

(9) Persamaan (6.15a) , jH =20

hi =

14,0

w

31

kc

Dk

HJ

µµ

µ⋅ (Kern, 1965)

hi = 146,125567,03845,020 ×××

= 34,16 Btu/(jam)(ft2)(0F)

(10) Koreksi hio terhadap permukaan

Persamaan 6.5 Kern, 1965

hi0 = hi 5,3

068,4 16,34 ×=ODID

= 29,94 Btu/(jam)(ft2)(0F)


(Interpolasi dari Tabel 5, Kern,

1965)

3,26

31

0,0150,031460,453

1

=

×=

⋅

kc µ

(9’) Dari pers 6.15b

h0 =

14,0

31

⋅

wkc

eDk

HJµµµ

= 126,30943,0015,029 ×××

= 7,02 Btu/(jam)(ft2)(0F)

(11) Koefisien Keseluruhan bersih (Clean Overall coefficient, UC)

F.ft.Btu/jam 69,5 02,794,29 02,794,29

hhhhU 2

oio

oioC °=

+×

=+×

=

(12) Koefisien Keseluruhan desain

003,0

5,691R

U1

U1

DCD

+=+= (jam)(ft2)(0F)/Btu

UD = 5,59 Btu/(jam)(ft2)(0F)

(13) Luas permukaan yang diperlukan

Q = tAUD ∆××

Luas Penampang, A = 183,55 22,144 5,59 148.120,6

tUQ

D

=×

=∆×

ft2

Dari Tabel 11, Kern untuk pipa 3 in IPS, Luas Permukaan luar per ft panjang

Pipa = 0,917 ft2/ft

Panjang yang diperlukan = 85,194917,0

194,85= ft

Berarti diperlukan 5 pipa hairpin 20 ft yang disusun seri

Luas sebenarnya = 5 x 2 x 20 x 0,917 = 200 ft2

UD = 59,522,144200 148.120,6

tAQ

=×

=∆×

Btu/(jam)(ft2)(0F)


RD = 0,003015,59,84x 5

5,59 -,845UUUU

DC

DC ==×− (jam)(ft2)(0F)/Btu

Pressure drop

Fluida panas : anulus, Steam

(1’) De’ untuk pressure drop berbeda

dengan heat transfer

De’ = (D2 – D1)

= (0,3355 – 0,2917) ft = 0,0438 ft

4,915.31,1858

105.921,3 0,0438

GDRe a'

e'

=

×=

×=

µa

Karena nilai Rea’ turbulen, maka

menggunakan Persamaan (3.47b)

f = 0,0035 + 011,042,040,915.3

0,264=

(Kern, 1965)

S = 1; ρ = 1 × 62,5 = 62,5 lb/ft3

(2’)

0438,025,62810.18,42

16231,921.105011,04

Dg2L4fG= Fa

e2

2a

×××

×××=

∆ρ

= 0,732 ft

(3’) V =5,623600

105.921,313600

Ga

×=

ρ fps

= 0,47 fps

Fluida dingin : inner pipe, Air

(1) Untuk Rep = 5.554,99, aliran

turbulen

jadi menggunakan persamaan :

f = 0,0035 + 01.042,05.554,99

0,264=

S = 1; ρ = 1 × 62,5 = 62,5 lb/ft3

(2)

255667,025,62810.18,42

16228,290.2601,04

Dg2L4fG= Fp

e2

2a

×××

×××=

∆ρ

= 0,006 ft

(3) ∆Pp = 0030,0144

5,26 0,006=

× psi

∆Pp diterima ,

∆Pp yang diperbolehkan < 10 psi


ft 7,102,322

0,473

23

2

'

2

=

×

×=

×=

gVFi

∆Pa = 144

5,26)10,7(0,73 ×+ psi

= 4,96 psi

∆Pa diterima,

∆Pa yang diperbolehkan < 10 psi


Fungsi : Menaikkan suhu umpan dari tangki PKO sebelum diumpankan ke

kolom Splitting

Jenis : 1 - 2 Shell and Tube Heat Exchanger

Jumlah : 1 unit

Fluida panas

Laju alir fluida panas = 1.314,4 kg/jam = 2.897,76 lbm/jam



Fluida dingin

Laju alir fluida dingin = 15.000 kg/jam = 33.069 lbm/jam

Temperatur awal (t1) = 27 °C = 77 °F


Perhitungan

∆t = beda suhu sebenarnya






167,146

131,4,4162ln

30,6

tt

lL

1

2

12 =

=

∆∆

∆−∆=

n

ttMTD °F

12

21

ttTTR

−−

= = 1,26 11

12

tTttS

−−

= = 0,41

FT = 0,87 (Gambar 18, Kern, 1965)

Maka ∆t = FT × LMTD = 0,87 × 146,167 = 127,16 °F

(1) Neraca energi

FPKO= 14.925,373 kg/jam, CpPKO(27oC) = 0,7882 Btu/lb.oF

PKO, Q = 33.069 (lb/jam).0,7882( Btu/lb.0F).(630F) = 2.955.800 Btu/jam

Cpsteam (150oC) = 0,9 Btu/lb.oF (Gambar 2, Kern, 1965)

Steam, Q = 2.897,76 (lb/jam). 0,9 ( Btu/lb.0F).(900F) = 187.775 Btu/jam

(2) Tc dan tc

Karena nilai ∆t = 127,16 0F > 50 0F, maka perhitungan memakai Temperatur kalorik

Fluida panas (Tc) dan Fluida dingin (tc)


=+= )T -T(FTT 21c2c 172 0F

=+= ) t-t(Ftt 21c1c 83,7 0F

(3) Design overall coefficient (UD)

Berdasarkan Tabel 8 (Kern,1950,hal.840) diperoleh nilai UD antara 6-60

btu/jam.ft. °F, diambil UD = 51 btu/jam.ft. °F

Dari Tabel 10 (Kern,1950,hal.843) dengan data OD = ¾ in dan BWG =18 didapatkan

luas permukaan luar (a”) = 0,1963 ft2/ft

Luas permukaan untuk perpindahan panas,

ΔtUQA

D ×=

F16,127Fftjam

Btu51

Btu/jam 2.955.800o

o2 ×⋅⋅

= = 455,76 ft2

Jumlah tube, "t aL

AN×

= /ftft0,1963ft16

ft 455,762

2

×= = 145,1 buah


Dari Tabel 9 untuk ¾ “ OD dan 1” square pitch dan 2 pass, maka Nt terdekat adalah

138 tubes dengan ID Shell 15 ¼ in

Pembentukan harga UD

A = 138 x 16 x 0,1963 = 433,43 ft2

Dengan UD koreksi = ΔtU

Q

D ×= = 46,6 btu/jam.ft. °F

Fluida panas – Shell Side

4. Flow Area (as)

B = 3 in

C’ = 0,25 in, PT = 1

as =TPBCID

×××

144'

= 1144

325,012×××

= 0,04 ft2

5. Mass Velocity (Gs)

Gs = asW

= 0,04

76,897.2

= 71.770 lbm/ft2.jam

6. Bilangan Reynold (Res)

De = 0,73 ft, (Gambar 28, kern)

μ = 0,03146 lbm/ft.jam

Res = µ

GsDe× =0,03146

770.7173,0 ×

= 57.347

7. Dari Gambar 28 (Kern,1950,hal.838)

Res = 57.347

diperoleh jH = 255

8. Pada Tc = 172 0F

k = 0,0129 btu/jam.ft.oF

Fluida dingin – Tube Side

4. Flow Area (at)

Dari Tabel 10 (Kern,1950,hal.843)

at’ = 0,302 in2

at = n

atNt××

144' =

2144302,0138

××

= 0,14 ft2

5. Mass Velocity (Gt)

Gt = atw

= 14,0069.33

= 228.524,08 lbm/ft2.jam

6. Bilangan Reynold (Ret)

Dari Tabel 10 (Kern,1950,hal.843)

untuk OD = ¾ in dan BWG = 18

Dt = 0,62 in = 0,051 ft

μ = 2,42 lbm/ft.jam

Ret = µ

Gt Dt × =42,2

08,524.228051,0 ×

= 2.016,09

7. L/D = 16/0,051 = 309,67

Dari Gambar 24 (Kern,1950,hal.834)

diperoleh jH = 48

8. Pada tc = 83,7 oF

k = 0,0636 btu/jam.ft.0F


(Interpolasi dari Tabel 5 kern)

3/1

×

kCp µ

= 1,38

9. 3/1

×

×=k

CpDekjHho

µ

38,10,0120636,0552 ××=oh

= 75,26 btu/jam.ft.0F

11. Clean overall coefficient, UC

oio

oio

hhhhUc+

= = 26,75 4826,75 48

+×

= 54,96 Btu/hr.ft2.oF

12. Design overall coefficient, UD

dCD

RU1

U1

+=

= 003,054,96

1+

UD = 46,65 Btu/hr.ft2.oF

RD = 65,4696,54

65,4696,54UUUU

DC

DC

X−

=×−

= 0,003239 (jam)(ft2)(0F)/Btu

Pressure drop

13. untuk Res = 57.347

Dari Gambar 29, hal. 839

diperoleh

f = 0,0014 ft2/in2

Spesifik gravity (s) = 1

14. No. of casses

N + 1 = 12 L / B

3/1

×

kCp µ

= 4,17

9. 3/1

×

×=k

CpDtkjHhi

µ

17,40,051

0,063648 ××=ih

= 246,46 btu/jam.ft.oF

10. Koreksi hio ke permukaan pada OD

75,062,046,246

ODIDhh iio ×=×=

= 48 btu/jam.ft.oF

Pressure drop

13. Untuk Ret = 2.016,09

Dari Gambar 26, hal. 836 diperoleh

f = 0,0018 ft2/in2

Spesifik gravity (s) = 0,919

14. ∆Pt = tsDt

nLGtfΦ×××

×××10

2

10.22,5


N + 1 = 63

Ds =1 ¼ ft

15. ∆Ps = ( )ssDe

NDsGsfΦ×××+×××

10

2

10.22,51

= 0,015 psi

Pressure Drop < 10 psi

Maka spesifikasi dapat diterima

= 1,21 psi

15. Gt = 228.524,084 lbm/ft2.jam

Dari Gambar 27 hal. 837 diperoleh:

v2/2g = 0,15

∆Pr = g

vsn

24 2

×

= 1,30 psi

∆PT = ∆Pt + ∆Pr

= 2,51 psi

Pressure Drop < 10 psi

Maka spesifikasi dapat diterima

LC.39 Kondensor (E-103)

Fungsi : Mengubah fasa uap air menjadi cair

Jenis : DPHE


Jumlah : 1 unit

Fluida panas

Laju alir fluida panas = 39,058 kg/jam = 86,107 lbm/jam



Fluida dingin

Laju alir fluida dingin = 2.029,213 kg/jam = 4.473,6 lbm/jam



Perhitungan



T1 = 248 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 104 °F ∆t2 = 109,8 °F

T2 = 194 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 84,2 °F ∆t1 = 144 °F


T1 – T2 = 54°F Selisih t2 – t1 = 19,8 °F ∆t2 – ∆t1 = -34,2 °F

12,126

144109,8ln

34,2-

tt

lL

1

2

12 =

=

∆∆

∆−∆=

n

ttMTD °F

(2) Tc dan tc




=+= )T -T(FTT 21c2c 96,08 0F

=+= ) t-t(Ftt 21c1c 215,6 0F

Dari tabel ukuran HE (Tabel 6.2, Kern), luas aliran anulus = 3,14 in2 dan luas

aliran pipa = 7,38 in2. Dimana aliran Air pendingin > aliran uap air, sehingga

Air pendingin dilewatkan melalui pipa dan uap air dialirkan melalui anulus.

No. Perhitungan Fluida Panas, uap air Anulus No.

Perhitungan Fluida Dingin, Air pendingin

Pipa

3’

Luas aliran, D2 D1 aa De

0,3355 ft 0,2916 ft 0,0215 ft2

0,0942 ft

3 D ap

0,2556 ft 0,0513 ft2

4’ Kecepatan massa

aaW

aG =

9.739,91

2ftjammlb

⋅ 4

Kecepatan massa

papW

pG =

1.678,12

2ftjammlb

⋅

5’ μ

aGeDRea

×= 31.787 5

μpDG

pRe = 393,977

6’ JH 51 6 JH 22

7’

k = 0,01048 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)


=

⋅ 3

1

kc µ

1,4 7

k = 0,4167 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)


=

⋅ 3

1

kc µ

1,32

8’ h0= 6,35 Btu/(jam)(ft2)(0F)

8 hi = 39,43 Btu/(jam)(ft2)(0F)


14,0

31

⋅

wkc

eDk

HJµµµ

14,0

w

31

kc

Dk

HJ

µµ

µ⋅

9

Koreksi hio terhadap permukaan

hi0 = hi ODID

34,56 Btu/(jam)(ft2)(0F)

10

Koefisien Keseluruhan bersih (Clean Overall coefficient, UC)

=+×

=oio

oioC hh

hhU 5,36 Btu/(jam)(ft2)(0F)

11

Koefisien Keseluruhan desain

DCD

RU1

U1

+=

UD

5,3 Btu/(jam)(ft2)(0F)

12

Luas permukaan yang diperlukan

Q = tAUD ∆××

Luas Penampang, A = tU

Q

D ∆× Panjang yang diperlukan =

6,25 ft2

6,81 ft


Luas sebenarnya

UD = tA

Q∆×

RD = DC

DC

UUUU

×−

7,336 ft2

4,52 Btu/(jam)(ft2)(0F) 0,00347 (jam)(ft2)(0F)/Btu

Pressure drop

1’

De’ untuk pressure drop berbeda

dengan heat transfer 1

Nilai f

S

ρ

0,024

1

62,5 lb/ft3

De’ = (D2 – D1)

µa

'e GD

Re '

×=a

0,0438 ft

14.783,06 2

e2

2a

Dg2L4fG= Fp

ρ∆ 0,0000027 ft

Nilai f dari persamaan 3.4.7 a

S 0,0081 3 ∆Pp 0,0002 Psi


ρ 1

62,5 lb/ft3

2’ e

2

2a

Dg2L4fG= Fa

ρ∆ 0,000023 ft

∆Pp diterima,

∆Pp yang diperbolehkan < 10 psi 3’

V =ρ3600

Ga 0,043 fps

×= '

2

23

gVFi 0,09 ft

∆Pa 0,039 Psi

∆Pa diterima,


LC.40 Cooler (E-104)

Fungsi : Menurunkan suhu gliserol dari flash tank untuk disimpan dalam tangki

penyimpanan


Jumlah : 1 unit

Fluida panas



Temperatur akhir (T2) = 30 °C = 86 °F

Fluida dingin

Laju alir fluida dingin = 6.942,83 kg/jam = 15.306 lbm/jam



Perhitungan






T1 – T2 = 162 °F Selisih t2 – t1 = 19,8 °F ∆t2 – ∆t1 = 142,2 °F

4,32

1,8144ln

142,2

ttl

L

1

2

12 =

=

∆∆∆−∆

=n

ttMTD °F

12

21

ttTTR

−−

= = 8,18 11

12

tTttS

−−

= = 0,12

FT = 0,84 (Gambar 18, Kern, 1965)

Maka ∆t = FT × LMTD = 0,84 × 32,4 = 27,25 °F

(2) Tc dan tc

Karena nilai ∆t = 27,25 0F < 50 0F, maka perhitungan memakai Temperatur average

=+= 2/)TT(T 21AV 111 0F

=+= 2/) tt(t 21AV 38.9 0F


Berdasarkan Tabel 8 (Kern,1950,hal.840) diperoleh nilai UD antara 6-60

btu/jam.ft. °F, diambil UD = 16 btu/jam.ft. °F

Dari Tabel 10 (Kern,1950,hal.843) dengan data OD = ¾ in dan BWG =18 didapatkan

luas permukaan luar (a”) = 0,1963 ft2/ft


ΔtUQA

D ×=

F25,27Fftjam

Btu16

Btu/jam 136.379o

o2 ×⋅⋅

= = 312,69 ft2

Jumlah tube, "t aL

AN×

= /ftft0,1963ft16

ft 312,692

2

×= = 99,5 buah

Dari Tabel 9 untuk ¾ “ OD dan 1” square pitch dan 2 pass, maka Nt terdekat adalah

52 tubes dengan ID Shell 10 in


A = 52 x 16 x 0,1963 = 163,32 ft2

Dengan UD koreksi = ΔtU

Q

D ×= = 25,73 btu/jam.ft. °F

No. Perhitungan Fluida Panas, Steam Shell Side No. Perhitungan Fluida Dingin, Air

Tube Side


4’

Flow Area, B C’ as

2 in

0,25 in 0,017 ft2

4

Flow Area (at) at’

at = n

atNt××

144'

0,302 in2 0,054ft2

5’ Mass Velocity (Gs)

Gs =asW

171.781

lbm/ft2.jam 5 Mass Velocity (Gt)

Gt =atw

= 280.707,12

lbm/ft2.jam

6’ Bilangan Reynold (Res)

Res = µ

GsDe× 1.233.770 6 Bilangan Reynold (Ret)

Ret = µ

Gt Dt × 3.745,66

7’ JH 140 7 L/D JH

309,67 100

8’

k = 0,2958 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)

=

⋅ 3

1

kc µ

0,27 8

k = 0,3332 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)


=

⋅ 3

1

kc µ

1,73

9’

h0=14,0

31

⋅

wkc

eDk

HJµµµ

189,8 Btu/(jam)(ft2)(0F)

9

hi = 14,0

w

31

kc

Dk

HJ

µµ

µ⋅

1.119,5 Btu/(jam)(ft2)(0F)

10


hi0 = hi ODID

925,45

11


=+×

=oio

oioC hh


12


DCD

RU1

U1

+=

UD

25,73 Btu/(jam)(ft2)(0F)

RD = DC

DC

UUUU

×−

0,00325 (jam)(ft2)(0F)/Btu

Pressure drop


1 Nilai f

S

0,0016ft2/in2

0,275 1 Nilai f

S 0,0036 ft

1

2’ No. of casses

N + 1 = 12 L / B 96

2

∆Pt =

DGtf×××

10

2

10.22,5

3,36 Psi

3

∆Pr

=g

vsn

24 2

×

∆PT =

∆Pt + ∆Pr

1,2 Psi

4,56 Psi

3’

∆Ps =

( )ssDe


10

2

10.22,51

0,36 Psi

∆PT diterima,

∆PT yang diperbolehkan < 10 psi ∆Ps diterima,

∆Ps yang diperbolehkan < 10 psi



Jenis : DPHE


Jumlah : 1 unit

Fluida panas

Laju alir fluida panas = 6,129 kg/jam = 13,51 lbm/jam



Fluida dingin

Laju alir fluida dingin = 317,806 kg/jam = 700,63 lbm/jam



Perhitungan







12,126

109,8144ln

34,2

tt

lL

1

2

12 =

=

∆∆

∆−∆=

n

ttMTD °F

(2) Tc dan tc




=+= )T -T(FTT 21c2c 210,2 0F

=+= ) t-t(Ftt 21c1c 98,06 0F



Air pendingin dilewatkan melalui pipa dan uap air dialirkan melalui anulus.

No. Perhitungan Fluida Panas, uap air Anulus No.


Pipa

3’


0,3355 ft 0,2916 ft 0,0215 ft2

0,0942 ft

3 D ap

0,2556 ft 0,0513 ft2


aaW

aG =

23.808,73

2ftjammlb

⋅ 4

Kecepatan massa

papW

pG =

13.654,44

2ftjammlb

⋅

5’ μ

aGeDRea

×= 77.275,24 5

μpDG

pRe = 3.205,68

6’ JH 54 6 JH 8

7’ k = 0,01365 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)


0,98 7 k = 0,361 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)


1,34


=

⋅ 3

1

kc µ

=

⋅ 3

1

kc µ

8’

h0=14,0

31

⋅

wkc

eDk

HJµµµ

7,78 Btu/(jam)(ft2)(0F)

8

hi = 14,0

w

31

kc

Dk

HJ

µµ

µ⋅

12,62 Btu/(jam)(ft2)(0F)

9


hi0 = hi ODID

11,06 Btu/(jam)(ft2)(0F)

10


=+×

=oio

oioC hh


11


DCD

RU1

U1

+=

UD

4,52 Btu/(jam)(ft2)(0F)

12


Q = tAUD ∆××


Q


21,86 ft2

23,83 ft


Luas sebenarnya

UD = tA

Q∆×

RD = DC

DC

UUUU

×−

22,008 ft2


Pressure drop

1’



Nilai f

S

ρ

0,0124

1

62,5 lb/ft3

De’ = (D2 – D1)

µa

'e GD

Re '

×=a

0,0438 ft

35.937,19 2

e2

2a

Dg2L4fG= Fp

ρ∆ 0,00026 ft


Nilai f dari persamaan 3.4.7 a

S

ρ

0,006

1

62,5 lb/ft3 3 ∆Pp 0,0166 Psi

2’ e

2

2a

Dg2L4fG= Fa

ρ∆ 0,002 ft

∆Pp diterima,


V =ρ3600

Ga 0,105 fps

×= '

2

23

gVFi 0,54 ft

∆Pa 0,23 Psi

∆Pa diterima, ∆Pa yang diperbolehkan < 10 psi


Fungsi : Menaikkan suhu PKO-Fa sebelum diumpankan ke kolom fraksinasi I


Jumlah : 1 unit

Fluida panas

Laju alir fluida panas = 714,2 kg/jam = 1.574,56 lbm/jam



Fluida dingin



Temperatur akhir (t2) = 202 °C = 395.6 °F

Perhitungan

∆t = beda suhu sebenarnya


T1 = 572 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 395,6 °F ∆t2 = 176.4 °F


T2 = 410 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 302 °F ∆t1 = 108 °F


41,139

108176,4ln

68,4

tt

lL

1

2

12 =

=

∆∆

∆−∆=

n

ttMTD °F

12

21

ttTTR

−−

= = 1,73 11

12

tTttS

−−

= = 0,34

FT = 0,8 (Gambar 18, Kern, 1965)

Maka ∆t = FT × LMTD = 0,8 × 139,41 = 111,53 °F

(1) Neraca energi PKO, Q = 2.663.790 Btu/jam

Steam, Q = 252.528 Btu/jam

(2) Tc dan tc

Karena nilai ∆t = 111,53 0F > 50 0F, maka perhitungan

memakai Temperatur kalorik Fluida panas (Tc) dan

Fluida dingin (tc)

=+= )T -T(FTT 21c2c 291 0F

=+= ) t-t(Ftt 21c1c 196,8 0F


Berdasarkan Tabel 8 (Kern,1950,hal.840)

diperoleh nilai UD antara 6-60 btu/jam.ft. °F, diambil

UD = 37 btu/jam.ft. °F

Dari Tabel 10 (Kern,1950,hal.843) dengan data OD =

¾ in dan BWG =18 didapatkan luas permukaan luar

(a”) = 0,1963 ft2/ft


ΔtUQA

D ×= = 645,50 ft2

Jumlah tube, "t aL

AN×

= = 205,52 buah

Dari Tabel 9 untuk ¾ “ OD dan 1” square

pitch dan 2 pass, maka Nt terdekat adalah



A = 615,59 ft2

UD koreksi ΔtU

Q

D ×= = 31,03 btu/jam.ft. °F

No. Perhitungan Fluida Panas, PKO-FA Shell Side No. Perhitungan Fluida Dingin, Steam

Tube Side

4’ Flow Area,

B C’

3 4/9 in 0,25 in

4 Flow Area (at) at’

0,302 in2 0,205 ft2


as 0,05 ft2 at =

natNt××

144'


Gs =asW

30.479


Gt =atw

= 156.994,7

lbm/ft2.jam


Res = µ

GsDe× 1.564 6 Bilangan Reynold (Ret)

Ret = µ

Gt Dt × 1.117,27

7’ JH 24 7 L/D JH

309,67 4

8’

k = 0,0636 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)

=

⋅ 3

1

kc µ

2,76 8

k = 0,407 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)


=

⋅ 3

1

kc µ

2,62

9’

h0=14,0

31

⋅

wkc

eDk

HJµµµ

69,47 Btu/(jam)(ft2)(0F)

9

hi = 14,0

w

31

kc

Dk

HJ

µµ

µ⋅

82,16 Btu/(jam)(ft2)(0F)

10


hi0 = hi ODID

67,92

11


=+×

=oio

oioC hh


12


DCD

RU1

U1

+=

UD

31,03 Btu/(jam)(ft2)(0F)

RD = DC

DC

UUUU

×−

0,0031 (jam)(ft2)(0F)/Btu

Pressure drop

1 Nilai f

S

0,0026 ft

0,919 1 Nilai f

S 0,0029 ft

1

2’ No. of casses 55 2/3 2 ∆Pt = 0,84 Psi


N + 1 = 12 L / B

DGtf×××

10

2

10.22,5

3

∆Pr=

gv

sn

24 2

×

∆PT =

∆Pt + ∆Pr

1,2 Psi

2,04 Psi

3’

∆Ps =

( )ssDe


10

2

10.22,51

0,00551 Psi

∆PT diterima,





Jenis : DPHE


Jumlah : 1 unit

Fluida panas


Temperatur awal (T1) = 202 °C = 395,6 °F

Temperatur akhir (T2) = 146 °C = 294,8 ° F

Fluida dingin

Laju alir fluida dingin =2.211,157 kg/jam = 4.622,7 lbm/jam



Perhitungan



T1 = 395,6 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 104 °F ∆t2 = 291,6 °F


T2 = 294,8 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 84,2 °F ∆t1 = 210,6 °F

T1 – T2 =100,8°F Selisih t2 – t1 = 19,8 °F ∆t2 – ∆t1 = 81 °F

9,248

210,6291,6ln

81

tt

lL

1

2

12 =

=

∆∆

∆−∆=

n

ttMTD °F

(2) Tc dan tc




=+= )T -T(FTT 21c2c 337,64 0F =+= ) t-t(Ftt 21c1c 95,58 0F



Air pendingin dilewatkan melalui pipa dan uap dialirkan melalui anulus.

No. Perhitungan Fluida Panas, uap Anulus No.


Pipa

3’


0,3355 ft 0,2916 ft 0,0215 ft2

0,0942 ft

3 D ap

0,2556 ft 0,0513 ft2


aaW

aG =

50.664,41

2ftjammlb

⋅ 4

Kecepatan massa

papW

pG =

95.001

2ftjammlb

⋅

5’ μ

aGeDRea

×= 986,63 5

μpDG

pRe = 22.303,7

6’ JH 10 6 JH 60

7’ =

⋅ 3

1

kc µ

6,054 7 =

⋅ 3

1

kc µ

1,39

8’

h0=14,0

31

⋅

wkc

eDk

HJµµµ

3,32 Btu/(jam)(ft2)(0F)

8

hi = 14,0

w

31

kc

Dk

HJ

µµ

µ⋅

94,4 Btu/(jam)(ft2)(0F)

9 Koreksi hio terhadap permukaan

82,7 Btu/(jam)(ft2)(0F)


hi0 = hi ODID

10


=+×

=oio

oioC hh


11


DCD

RU1

U1

+=

UD

3,17 Btu/(jam)(ft2)(0F)

12


Q = tAUD ∆××


Q


109,9 ft2

119,8 ft


Luas sebenarnya

UD = tA

Q∆×

RD = DC

DC

UUUU

×−

110,04 ft2


Pressure drop

1’



Nilai f

S

ρ

0,0074

1

62,5 lb/ft3

De’ = (D2 – D1)

µa

'e GD

Re '

×=a

0,0438 ft

458,84 2

e2

2a

Dg2L4fG= Fp

ρ∆ 0,07 ft

Nilai f dari persamaan 3.4.7 a 0,03 3 ∆Pp 3,2 Psi

2’ e

2

2a

Dg2L4fG= Fa

ρ∆ 0,3 ft

∆Pp diterima,

∆Pp yang diperbolehkan < 10 psi 3’ V =

ρ3600Ga 0,22 fps


×= '

2

23

gVFi 2,44 ft

∆Pa 1,19 Psi

∆Pa diterima,



Fungsi : Menurunkan suhu blanded C8-C10 sebelum masuk ke tangki penyimpanan


Jumlah : 1 unit

Fluida panas


Temperatur awal (T1) = 146 °C = 294,8 °F


Fluida dingin




Perhitungan



T1 = 146 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 104 °F ∆t2 = 190,8 °F


T1 – T2 = 116°F Selisih t2 – t1 = 11 °F ∆t2 – ∆t1 = 189 °F

52,40

1,8190,8ln

189

tt

lL

1

2

12 =

=

∆∆

∆−∆=

n

ttMTD °F


12

21

ttTTR

−−

= = 10,54 11

12

tTttS

−−

= = 0,09

FT = 0,8 (Gambar 18, Kern, 1965)

Maka ∆t = FT × LMTD = 0,8 × 40,52 = 32,42 °F

(2) Tc dan tc

Karena nilai ∆t = 32,42 0F < 50 0F, maka perhitungan

memakai Temperatur rata-rata (TAV dan tAV)

TAV = 93 0F

tAV = 29,5 0F







(a”) = 0,1963 ft2/ft


ΔtUQA

D ×= = 278,31 ft2

Jumlah tube, "t aL

AN×

= = 88,61 buah





A = 257,54 ft2

UD koreksi = ΔtU

Q

D ×= = 25,93 btu/jam.ft. °F

No. Perhitungan Fluida Panas, blanded C8-C10 Shell Side No.


Tube Side

4’


2 2/5 in 0,25 in

0,025 ft2

4


at = n

atNt××

144'

0,302 in2 0,08 ft2


Gs =asW

92.445


Gt =atw

= 318.006

lbm/ft2.jam


Res = µ


Ret = µ

Gt Dt × 2.263,13

7’ JH 11 7 L/D JH

309,67 17

8’ k = 0,0636 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft) 2,76 8 k = 0,328 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft) 2,59


=

⋅ 3

1

kc µ

(Interpolasi dari Tabel 5,

Kern, 1965)

=

⋅ 3

1

kc µ

9’

h0=14,0

31

⋅

wkc

eDk

HJµµµ

31,84 Btu/(jam)(ft2)(0F)

9

hi = 14,0

w

31

kc

Dk

HJ

µµ

µ⋅

280,37 Btu/(jam)(ft2)(0F)

10


hi0 = hi ODID

231,774

11


=+×

=oio

oioC hh


12


DCD

RU1

U1

+=

UD

25,93 Btu/(jam)(ft2)(0F)

RD = DC

DC

UUUU

×−

0,0031 (jam)(ft2)(0F)/Btu

Pressure drop

1 Nilai f

S

0,003ft

0,919 1 Nilai f

S 0,0028 ft

1

2’ No. of casses

N + 1 = 12 L / B 80

2

∆Pt =

DGtf×××

10

2

10.22,5

3,35 Psi

3

∆Pr=

gv

sn

24 2

×

∆PT=

∆Pt + ∆Pr

1,2 Psi

4,55 Psi

3’ ∆Ps = 0,05 Psi ∆PTditerima,


( )ssDe


10

2

10.22,51

∆PT yang diperbolehkan < 10 psi

∆Ps diterima,


LC.45 Reboiler (E-213)

Fungsi : Mengubah fasa cair menjadi fasa uap


Jumlah : 1 unit

Fluida panas




Fluida dingin


Temperatur awal (t1) = 202 °C = 395.6 °F

Temperatur akhir (t2) = 221 °C = 429,8 °F

Perhitungan


Fluida Panas Fluida Dingin Selisih T1 = 527 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 429,8 °F ∆t2 = 97,2 °F T2 = 482 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 202 °F ∆t1 = 86,4 °F

T1 – T2 = 25°F Selisih t2 – t1 = 19 °F ∆t2 – ∆t1 = 10,8 °F

69,91

86,497,2ln

10,8

tt

lL

1

2

12 =

=

∆∆

∆−∆=

n

ttMTD °F

12

21

ttTTR

−−

= = 1,31 11

12

tTttS

−−

= = 0,26

FT = 0,87 (Gambar 18, Kern, 1965)

Maka ∆t = FT × LMTD = 0,87 × 91,69 = 79,77 °F

(2) Tc dan tc =+= )T -T(FTT 21c2c 262,5 0F




Fluida dingin (tc)

=+= ) t-t(Ftt 21c1c 211,5 0F







(a”) = 0,1963 ft2/ft


ΔtUQA

D ×= = 615,59 ft2

Jumlah tube, "t aL

AN×

= = 202,92 buah





A = 615,59 ft2

UD koreksi = ΔtU

Q

D ×= = 23,41 btu/jam.ft. °F

No. Perhitungan Fluida Panas, OTH Shell Side No. Perhitungan Fluida Dingin, PKO-FA

Tube Side

4’


3 4/9 in 0,25 in

0,051 ft2

4


at = n

atNt××

144'

0,302 in2 0,2 ft2


Gs =asW

1.070.909


Gt =atw

= 429.495,834 lbm/ft2.jam


Res = µ


Ret = µ

Gt Dt × 3.056,55

7’ JH 160 7 L/D JH

309,67 20

8’

k = 0,0572 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)

=

⋅ 3

1

kc µ

2,86 8

k = 0,0636 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)


=

⋅ 3

1

kc µ

5,13

9’ h0= 431,53 Btu/(jam)(ft2)(0F)

9 hi = 126,39 Btu/(jam)(ft2)(0F)


14,0

31

⋅

wkc

eDk

HJµµµ

14,0

w

31

kc

Dk

HJ

µµ

µ⋅

10


hi0 = hi ODID

104,48

11


=+×

=oio

oioC hh


12


DCD

RU1

U1

+=

UD

23,41 Btu/(jam)(ft2)(0F)

RD = DC

DC

UUUU

×−

0,00308 (jam)(ft2)(0F)/Btu

Pressure drop

1 Nilai f

S

0,0016

0,865 1

Nilai f

S 0,0036 0,919

2’ No. of casses

N + 1 = 12 L / B 55 2/3

2

∆Pt =

DGtf×××

10

2

10.22,5

8,57 Psi

3

∆Pr=

gv

sn

24 2

×

∆PT=

∆Pt + ∆Pr

1,3 Psi

9,87 Psi

3’

∆Ps =

( )ssDe


10

2

10.22,51

4,45 Psi

∆PT diterima,






Jenis : DPHE


Jumlah : 1 unit

Fluida panas




Fluida dingin

Laju alir fluida dingin = 1.597.007 kg/jam = 3.520,76 lbm/jam



Perhitungan






47,247

243252ln

9

ttl

L

1

2

12 =

=

∆∆∆−∆

=n

ttMTD °F

(2) Tc dan tc




=+= )T -T(FTT 21c2c 389,12 0F - =+= ) t-t(Ftt 21c1c 146,66 0F


aliran pipa = 7,38 in2. Dimana aliran Air pendingin < aliran uap air, sehingga

Air pendingin dilewatkan melalui anulus dan uap dialirkan melalui pipa.


No. Perhitungan Fluida Dingin, Air pendingin Anulus No. Perhitungan Fluida Panas, uap

Pipa

3’


0,3355 ft 0,2916 ft 0,0215 ft2

0,0942 ft

3 D ap

0,2556 ft 0,0513 ft2


aaW

aG =

139.716

2ftjammlb

⋅ 4

Kecepatan massa

papW

pG =

68.614,94

2ftjammlb

⋅

5’ μ

aGeDRea

×= 2.720,83 5

μpDG

pRe = 16.108,86

6’ JH 14 6 JH 50

7’ =

⋅ 3

1

kc µ

1,36 7 =

⋅ 3

1

kc µ

3,9

8’

h0=14,0

31

⋅

wkc

eDk

HJµµµ

63,31 Btu/(jam)(ft2)(0F)

8

hi = 14,0

w

31

kc

Dk

HJ

µµ

µ⋅

19,6 Btu/(jam)(ft2)(0F)

9


hi0 = hi ODID

17,18 Btu/(jam)(ft2)(0F)

10


=+×

=oio

oioC hh


11


DCD

RU1

U1

+=

UD

13,15 Btu/(jam)(ft2)(0F)

12


Q = tAUD ∆××


Q


26,2 ft2

28,6 ft



Luas sebenarnya

UD = tA

Q∆×

RD = DC

DC

UUUU

×−

44,016ft2


Pressure drop

1’



Nilai f

S

ρ

0,008

0,7372

46,075 lb/ft3

De’ = (D2 – D1)

µa

'e GD

Re '

×=a

0,043 ft

1.265,33 2

e2

2a

Dg2L4fG= Fp

ρ∆ 0,015 ft


2’ e

2

2a

Dg2L4fG= Fa

ρ∆ 0,33 ft

∆Pp diterima,


V =ρ3600

Ga 0,62 fps

×= '

2

23

gVFi 18,62 ft

∆Pa 8,22 Psi

∆Pa diterima,





Jumlah : 1 unit

Fluida panas




Temperatur akhir (T2) = 55,5 °C = 131,9 °F

Fluida dingin




Perhitungan




T2 =131,9 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 131 °F ∆t1 = 0,9 °F

T1 – T2 =134,5°F Selisih t2 – t1 = 15 °F ∆t2 – ∆t1 = 215,1 °F

2,39

0,9216ln

215,1

ttl

L

1

2

12 =

=

∆∆∆−∆

=n

ttMTD °F

12

21

ttTTR

−−

= = 8,9 11

12

tTttS

−−

= = 0,1

FT = 0,8 (Gambar 18, Kern, 1965)

Maka ∆t = FT × LMTD = 0,8 × 39,2 = 31,39 °F

(2) Tc dan tc


memakai Temperatur rata-rata (TAV dan tAV)

TAV = 122,75 0F

tAV = 62,5 0F







(a”) = 0,1963 ft2/ft


ΔtUQA

D ×= = 1.521,7 ft2

Jumlah tube, "t aL

AN×

= = 484,49 buah





A = 1.419,64 ft2


UD koreksi = ΔtU

Q

D ×= = 27,44 btu/jam.ft. °F

No. Perhitungan Fluida Panas, Air pendingin Shell Side No.

Perhitungan Fluida Dingin, blanded C12-C14

Tube Side

4’


5 in

0,25 in 0,108 ft2

4


at = n

atNt××

144'

0,302 in2 0,47 ft2


Gs =asW

186.431


Gt =atw

= 238.942

lbm/ft2.jam


Res = µ


Ret = µ

Gt Dt × 3.400,93

7’ JH 19 7 L/D JH

309,67 9

8’

k = 0,0636 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)

=

⋅ 3

1

kc µ

2,14 8

k = 0,344 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)


=

⋅ 3

1

kc µ

2,11

9’

h0=14,0

31

⋅

wkc

eDk

HJµµµ

42,6 Btu/(jam)(ft2)(0F)

9

hi = 14,0

w

31

kc

Dk

HJ

µµ

µ⋅

126,9 Btu/(jam)(ft2)(0F)

10


hi0 = hi ODID

104,9

11


=+×

=oio

oioC hh


12


DCD

RU1

U1

+=

UD

27,44 Btu/(jam)(ft2)(0F)


RD = DC

DC

UUUU

×−

0,00347 (jam)(ft2)(0F)/Btu

Pressure drop

1 Nilai f

S

0,0016

0,919 1

Nilai f

S 0,0036

1

2’ No. of casses

N + 1 = 12 L / B 38 2/5

2

∆Pt =

DGtf×××

10

2

10.22,5

2,43 Psi

3

∆Pr

=g

vsn

24 2

×

∆PT=

∆Pt + ∆Pr

1,2 Psi

3,63 Psi

3’

∆Ps =

( )ssDe


10

2

10.22,51

0,15 Psi

∆PT diterima,






Jumlah : 1 unit

Fluida panas

Laju alir fluida panas = 60.471,35 kg/jam = 13.317 lbm/jam




Fluida dingin



Temperatur akhir (t2) = 246 °C = 474,8 °F

Perhitungan



T1 = 527 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 474,8 °F ∆t2 = 52,2 °F


T1 – T2 = 25°F Selisih t2 – t1 = 36 °F ∆t2 – ∆t1 = -19,8 °F

57,61

7252,2ln

19,8-

ttl

L

1

2

12 =

=

∆∆∆−∆

=n

ttMTD °F

12

21

ttTTR

−−

= = 0,69 11

12

tTttS

−−

= = 0,55

FT = 0,87 (Gambar 18, Kern, 1965)

Maka ∆t = FT × LMTD = 0,87 × 61,57 = 53,56 °F

(2) Tc dan tc



Fluida dingin (tc)

=+= )T -T(FTT 21c2c 262,5 0F

=+= ) t-t(Ftt 21c1c 228 0F







(a”) = 0,1963 ft2/ft


ΔtUQA

D ×= = 1.231,82 ft2

Jumlah tube, "t aL

AN×

= = 392,19 buah






A = 1.180,94 ft2

UD koreksi = ΔtU

Q

D ×= = 46,28 btu/jam.ft. °F


Tube Side

4’


4 2/3 in 0,25 in

0,093 ft2

4


at = n

atNt××

144'

0,302 in2 0,39 ft2


Gs =asW

1.420.563


Gt =atw

= 297.098,46

lbm/ft2.jam


Res = µ


Ret = µ

Gt Dt × 31.326,7

7’ JH 90 7 L/D JH

309,67 23

8’

k = 0,0572 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)

=

⋅ 3

1

kc µ

2,16 8

k = 0,0636 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)


=

⋅ 3

1

kc µ

3,35

9’

h0=14,0

31

⋅

wkc

eDk

HJµµµ

183,25 Btu/(jam)(ft2)(0F)

9

hi = 14,0

w

31

kc

Dk

HJ

µµ

µ⋅

94,88 Btu/(jam)(ft2)(0F)

10


hi0 = hi ODID

78,43

11


=+×

=oio

oioC hh


12 Koefisien Keseluruhan desain


DCD

RU1

U1

+=

UD

46,28 Btu/(jam)(ft2)(0F)

RD =

DC

DC

UUUU

×−

0,003401 (jam)(ft2)(0F)/Btu

Pressure drop

1 Nilai f

S

0,0016

0,865 1 Nilai f

S 0,002 0,919

2’ No. of casses

N + 1 = 12 L / B 41 2/7

2

∆Pt =

DGtf×××

10

2

10.22,5

2,27 Psi

3

∆Pr=

gv

sn

24 2

×

∆Pf=

∆Pt + ∆Pr

1,305 Psi

3,58Psi

3’

∆Ps =

( )ssDe


10

2

10.22,51

7,83 Psi

∆PT diterima,





Jenis : DPHE

Dipakai: Pipa 4 × 3 in IPS

Jumlah : 1 unit


Fluida panas




Fluida dingin

Laju alir fluida dingin = 13.746,865 kg/jam = 30.306,34 lbm/jam



Perhitungan






636,296

279315ln

36

ttl

L

1

2

12 =

=

∆∆∆−∆

=n

ttMTD °F

(2) Tc dan tc




=+= )T -T(FTT 21c2c 436,46 0F - =+= ) t-t(Ftt 21c1c 146,66 0F




No. Perhitungan Fluida panas,

blanded C16-C18 Anulus

No. Perhitungan Fluida dingin,

Air pendingin Pipa

3’


0,3355 ft 0,2916 ft 0,0215 ft2

0,0942 ft

3 D ap

0,2556 ft 0,0513 ft2

4’ Kecepatan massa 687.235,59 4 Kecepatan massa 590.630,135


aaW

aG = 2ftjam

mlb

⋅

papW

pG = 2ftjammlb

⋅

5’ μ

aGeDRea

×= 13.383,2309 5

μpDG

pRe = 138.663,395

6’ JH 44 6 JH 150

7’ =

⋅ 3

1

kc µ

3,91 7 =

⋅ 3

1

kc µ

1,36

8’

h0=14,0

31

⋅

wkc

eDk

HJµµµ

46,79 Btu/(jam)(ft2)(0F)

8

hi = 14,0

w

31

kc

Dk

HJ

µµ

µ⋅

250,09 Btu/(jam)(ft2)(0F)

9


hi0 = hi ODID

219,22 Btu/(jam)(ft2)(0F)

10


=+×

=oio

oioC hh


11


DCD

RU1

U1

+=

UD

35,8 Btu/(jam)(ft2)(0F)

12


Q = tAUD ∆××


Q


69,34 ft2

75,62 ft


Luas sebenarnya

UD = tA

Q∆×

RD = DC

DC

UUUU

×−

75,24 ft2


Pressure drop


1’



Nilai f

S

ρ

0,0053

1

62,5 lb/ft3

De’ = (D2 – D1)

µa

'e GD

Re '

×=a

0,043 ft

6.223,93 2

e2

2a

Dg2L4fG= Fp

ρ∆ 0,71 ft


2’ e

2

2a

Dg2L4fG= Fa

ρ∆ 19,87 ft

∆Pp diterima,


V =ρ3600

Ga 4,14 fps

×= '

2

23

gVFi 0,79 ft

∆Pa 6,61 Psi

∆Pa diterima,





Jumlah : 1 unit

Fluida panas




Fluida dingin




Perhitungan






T1 – T2 =140°F Selisih t2 – t1 = 15 °F ∆t2 – ∆t1 = 225 °F

735,100

27252ln

225

tt

lL

1

2

12 =

=

∆∆

∆−∆=

n

ttMTD °F

12

21

ttTTR

−−

= = 9,3 11

12

tTttS

−−

= = 0,09

FT = 0,87 (Gambar 18, Kern, 1965)

Maka ∆t = FT × LMTD = 0,87 × 100,735 = 87,63 °F

(2) Tc dan tc

Karena nilai ∆t = 87,630F > 50 0F, maka perhitungan

memakai Temperatur rata-rata (TC dan tC)

TC = 140 0F

tC = 62,5 0F







(a”) = 0,1963 ft2/ft


ΔtUQA

D ×= = 242,81 ft2

Jumlah tube, "t aL

AN×

= = 77,3 buah





A = 163,32 ft2

UD koreksi ΔtU

Q

D ×= = 12,93 btu/jam.ft. °F

No. Perhitungan Fluida Panas,

blanded C16-C18 Shell Side

No. Perhitungan Fluida Dingin,

Air pendingin Tube Side

4’ Flow Area,

B C’

2 in

0,25 in 0,017 ft2

4 Flow Area (at) at’

0,302 in2 0,05 ft2


as at =

natNt××

144'


Gs =asW

192,321


Gt =atw

= 289.077,85

lbm/ft2.jam


Res = µ


Ret = µ

Gt Dt × 30.480,99

7’ JH 20 7 L/D JH

309,67 50

8’

k = 0,0636 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)

=

⋅ 3

1

kc µ

2,9 8

k = 0,344 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)


=

⋅ 3

1

kc µ

1,08

9’

h0=14,0

31

⋅

wkc

eDk

HJµµµ

61,01 Btu/(jam)(ft2)(0F)

9

hi = 14,0

w

31

kc

Dk

HJ

µµ

µ⋅

361,92 Btu/(jam)(ft2)(0F)

10


hi0 = hi ODID

299,19

11


=+×

=oio

oioC hh


12


DCD

RU1

U1

+=

UD

12,93 Btu/(jam)(ft2)(0F)

RD = DC

DC

UUUU

×−

0,00357 (jam)(ft2)(0F)/Btu

Pressure drop

1 Nilai f

S

0,0016

0,919 1 Nilai f

S 0,0036

1

2’ No. of casses 96 2 ∆Pt = 3,56 Psi


N + 1 = 12 L / B

DGtf×××

10

2

10.22,5

3

∆Pr

=g

vsn

24 2

×

∆PT=

∆Pt + ∆Pr

1,2 Psi

4,7 Psi

3’

∆Ps =

( )ssDe


10

2

10.22,51

0,13 Psi

∆PT diterima,






Jumlah : 1 unit

Fluida panas




Fluida dingin




Perhitungan



T1 = 527 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 482 °F ∆t2 = 45°F




36,22

945ln

36

tt

lL

1

2

12 =

=

∆∆

∆−∆=

n

ttMTD °F

12

21

ttTTR

−−

= = 5 11

12

tTttS

−−

= = 0,166

FT = 0,87 (Gambar 18, Kern, 1965)

Maka ∆t = FT × LMTD = 0,87 × 22,36 = 19,6 °F

(2) Tc dan tc


memakai Temperatur average

TAV = 262,5 0F

tAV = 247,5 0F







(a”) = 0,1963 ft2/ft


ΔtUQA

D ×= = 1.720,89 ft2

Jumlah tube, "t aL

AN×

= = 547,91 buah





A = 1.677,18 ft2

UD koreksi ΔtU

Q

D ×= = 12,49 btu/jam.ft. °F


Tube Side

4’


5 2/5 in 0,25 in

0,126 ft2

4


at = n

atNt××

144'

0,302 in2 0,55 ft2


Gs =asW

1.510.725


Gt =atw

= 209.846,17

lbm/ft2.jam



Res = µ


Ret = µ

Gt Dt × 1.493,39

7’ JH 120 7 L/D JH

309,67 10

8’

k = 0,0572 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)

=

⋅ 3

1

kc µ

2,16 8

k = 0,0636 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)


=

⋅ 3

1

kc µ

4,49

9’

h0=14,0

31

⋅

wkc

eDk

HJµµµ

244,33 Btu/(jam)(ft2)(0F)

9

hi = 14,0

w

31

kc

Dk

HJ

µµ

µ⋅

55,38 Btu/(jam)(ft2)(0F)

10


hi0 = hi ODID

45,78

11


=+×

=oio

oioC hh


12


DCD

RU1

U1

+=

UD

12,49 Btu/(jam)(ft2)(0F)

RD = DC

DC

UUUU

×−

0,00354 (jam)(ft2)(0F)/Btu

Pressure drop

1 Nilai f

S

0,0016

0,865 1 Nilai f

S 0,036 0,919

2’ No. of casses

N + 1 = 12 L / B 35 5/9

2

∆Pt =

DGtf×××

10

2

10.22,5

2,04 Psi

3 ∆Pr=1,3 Psi


gv

sn

24 2

×

∆PT=

∆Pt + ∆Pr

3,35 Psi

3’

∆Ps =

( )ssDe


10

2

10.22,51

8,8 Psi

∆PT diterima,






Jumlah : 1 unit

Fluida panas




Fluida dingin




Perhitungan


Fluida Panas Fluida Dingin Selisih T1 = 245 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 158 °F ∆t2 = 315 °F T2 = 210 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 131 °F ∆t1 = 297 °F


912,305

297315ln

18

tt

lL

1

2

12 =

=

∆∆

∆−∆=

n

ttMTD °F


12

21

ttTTR

−−

= = 1,6 11

12

tTttS

−−

= = 0,07

FT = 0,87 (Gambar 18, Kern, 1965)

Maka ∆t = FT × LMTD = 0,87 × 305,912 = 266,14 °F

(2) Tc dan tc

Karena nilai ∆t = 266,14 0F > 50 0F, maka

perhitungan memakai Temperatur caloric

TC =232,5 0F

tc = 62,5 0F







(a”) = 0,1963 ft2/ft


ΔtUQA

D ×= = 386,65 ft2

Jumlah tube, "t aL

AN×

= = 123,01 buah





A = 332,92 ft2

UD koreksi ΔtU

Q

D ×= = 6,06 btu/jam.ft. °F


As. Oleat Shell Side



4’


2 2/3 in 0,25 in 0,03 ft2

4


at = n

atNt××

144'

0,302 in2 0,11 ft2


Gs =asW

187.276


Gt =atw

= 411.468,21

lbm/ft2.jam


Res = µ


Ret = µ

Gt Dt × 43.386,1

7’ JH 50 7 L/D JH

309,67 120

8’ k = 0,0636 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft) 3,18 8 k = 0,344 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)


=

⋅ 3

1

kc µ

(Interpolasi dari Tabel 5,

Kern, 1965)

=

⋅ 3

1

kc µ

1,08

9’

h0=14,0

31

⋅

wkc

eDk

HJµµµ

166,73 Btu/(jam)(ft2)(0F)

9

hi = 14,0

w

31

kc

Dk

HJ

µµ

µ⋅

868,61 Btu/(jam)(ft2)(0F)

10


hi0 = hi ODID

718,05

11


=+×

=oio

oioC hh


12


DCD

RU1

U1

+=

UD

6,06 Btu/(jam)(ft2)(0F)

RD = DC

DC

UUUU

×−

0,003157 (jam)(ft2)(0F)/Btu

Pressure drop

1 Nilai f

S

0,0016

0,919 1 Nilai f

S 0,036

1

2’ No. of casses

N + 1 = 12 L / B 72 4/9

2

∆Pt =

DGtf×××

10

2

10.22,5

7,23 Psi

3

∆Pr=

gv

sn

24 2

×

∆PT=

∆Pt + ∆Pr

1,2 Psi

8,43 Psi

3’ ∆Ps = 0,12 Psi ∆PT diterima,


( )ssDe


10

2

10.22,51

∆PT yang diperbolehkan < 10 psi

∆Ps diterima,



Fungsi : Menurunkan suhu As Oleat sebelum masuk ke tangki penyimpanan


Jumlah : 1 unit

Fluida panas




Fluida dingin




Perhitungan


Fluida Panas Fluida Dingin Selisih T1 = 428 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 104 °F ∆t2 = 324 °F T2 = 95 °F Temperatur yang lebih rendah t1 = 84,2 °F ∆t1 = 10,8 °F

T1 – T2 =185°F Selisih t2 – t1 = 11 °F ∆t2 – ∆t1 = 313,2 °F

08,92

10,8324ln

313,2

tt

lL

1

2

12 =

=

∆∆

∆−∆=

n

ttMTD °F

12

21

ttTTR

−−

= = 16,81 11

12

tTttS

−−

= = 0,05

FT = 0,87 (Gambar 18, Kern, 1965)

Maka ∆t = FT × LMTD = 0,87 × 92,08 = 80,11 °F


(2) Tc dan tc


memakai Temperatur rata-rata (TC dan tC)

TC = 127,5 0F

tC = 34,5 0F







(a”) = 0,1963 ft2/ft


ΔtUQA

D ×= = 278,6 ft2

Jumlah tube, "t aL

AN×

= = 88,7 buah





A = 257,54 ft2

UD koreksi ΔtU

Q

D ×= =13,17 btu/jam.ft. °F





4’


2 2/5 in 0,25 in

0,025 ft2

4


at = n

atNt××

144'

0,302 in2 0,085 ft2


Gs =asW

167.886


Gt =atw

= 367.075

lbm/ft2.jam


Res = µ


Ret = µ

Gt Dt × 2.612,33

7’ JH 20 7 L/D JH

309,67 8

8’

k = 0,0636 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)

=

⋅ 3

1

kc µ

3,18 8

k = 0,3311 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)


=

⋅ 3

1

kc µ

1,1

9’ h0= 66,69 9 hi = 56,41


14,0

31

⋅

wkc

eDk

HJµµµ

Btu/(jam)(ft2)(0F) 14,0

w

31

kc

Dk

HJ

µµ

µ⋅

Btu/(jam)(ft2)(0F)

10


hi0 = hi ODID

46,63

11


=+×

=oio

oioC hh


12


DCD

RU1

U1

+=

UD

13,17 Btu/(jam)(ft2)(0F)

RD = DC

DC

UUUU

×−

0,00394 (jam)(ft2)(0F)/Btu

Pressure drop

1 Nilai f

S

0,0016

0,919 1

Nilai f

S 0,0036

1

2’ No. of casses

N + 1 = 12 L / B 80

2

∆Pt =

DGtf×××

10

2

10.22,5

5,75 Psi

3

∆Pr

=g

vsn

24 2

×

∆PT=

∆Pt + ∆Pr

1,2 Psi

6,95 Psi

3’

∆Ps =

( )ssDe


10

2

10.22,51

0,1 Psi

∆PT diterima,







Jumlah : 1 unit

Fluida panas




Fluida dingin




Perhitungan



T1 = 527 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 482 °F ∆t2 = 45°F



36,22

945ln

36

tt

lL

1

2

12 =

=

∆∆

∆−∆=

n

ttMTD °F

12

21

ttTTR

−−

= = 5 11

12

tTttS

−−

= = 0,166

FT = 0,87 (Gambar 18, Kern, 1965)

Maka ∆t = FT × LMTD = 0,87 × 22,36 = 19,6 °F

(2) Tc dan tc


memakai Temperatur average

TAV =262,5 0F

tAV = 247,5 0F






ΔtUQA

D ×= = 307,004 ft2




(a”) = 0,1963 ft2/ft

Jumlah tube, "t aL

AN×

= = 397,7 buah





A = 961,0848 ft2

UD koreksi ΔtU

Q

D ×= = 1,66 btu/jam.ft. °F


Tube Side

4’


4 ¼ in 0,25 in 0,07 ft2

4


at = n

atNt××

144'

0,302 in2 0,32 ft2


Gs =asW

639.137


Gt =atw

= 27.998

lbm/ft2.jam


Res = µ


Ret = µ

Gt Dt × 199,25

7’ JH 190 7 L/D JH

309,67 15

8’

k = 0,0572 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)

=

⋅ 3

1

kc µ

2,86 8

k = 0,0636 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)


=

⋅ 3

1

kc µ

3,35

9’

h0=14,0

31

⋅

wkc

eDk

HJµµµ

512,45 Btu/(jam)(ft2)(0F)

9

hi = 14,0

w

31

kc

Dk

HJ

µµ

µ⋅

61,88 Btu/(jam)(ft2)(0F)

10


hi0 = hi ODID

51,15

11 Koefisien Keseluruhan bersih (Clean Overall coefficient, UC)


=+×

=oio

oioC hh


12


DCD

RU1

U1

+=

UD

1,66 Btu/(jam)(ft2)(0F)

RD = DC

DC

UUUU

×−

0,00357 (jam)(ft2)(0F)/Btu

Pressure drop

1 Nilai f

S

0,0016

0,865 1

Nilai f

S 0,036 0,919

2’ No. of casses

N + 1 = 12 L / B 45 1/6

2

∆Pt =

DGtf×××

10

2

10.22,5

0,036 Psi

3

∆Pr=

gv

sn

24 2

×

∆Pf=

∆Pt + ∆Pr

1,3 Psi

1,34 Psi

3’

∆Ps =

( )ssDe


10

2

10.22,51

1,58 Psi

∆PT diterima,






Jumlah : 1 unit

Fluida panas

Laju alir fluida panas = 853,18 kg/jam = 1.880,95 lbm/jam




Fluida dingin




Perhitungan





T1 – T2 =180°F Selisih t2 – t1 = 11 °F ∆t2 – ∆t1 = 304,2 °F

22,186

73,8378ln

304,2

tt

lL

1

2

12 =

=

∆∆

∆−∆=

n

ttMTD °F

12

21

ttTTR

−−

= = 16,36 11

12

tTttS

−−

= = 0,04

FT = 0,87 (Gambar 18, Kern, 1965)

Maka ∆t = FT × LMTD = 0,87 × 186,22 = 162,01 °F

(2) Tc dan tc

Karena nilai ∆t = 162,01 0F > 50 0F, maka

perhitungan memakai Temperatur kalorik (TC dan tC)

TC = 160 0F

tC = 34,5 0F







(a”) = 0,1963 ft2/ft


ΔtUQA

D ×= = 268,53 ft2

Jumlah tube, "t aL

AN×

= = 85,49 buah






A = 257,54 ft2

UD koreksi ΔtU

Q

D ×= = 6,34 btu/jam.ft. °F





4’


2 2/5 in 0,25 in

0,025 ft2

4


at = n

atNt××

144'

0,302 in2 0,085 ft2


Gs =asW

75.238


Gt =atw

= 357.749

lbm/ft2.jam


Res = µ


Ret = µ

Gt Dt × 3.637,09

7’ JH 20 7 L/D JH

309,67 10

8’

k = 0,0636 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)

=

⋅ 3

1

kc µ

2,45 8

k = 0,331 Btu/(jam)(ft2)(0F/ft)


=

⋅ 3

1

kc µ

2,31

9’

h0=14,0

31

⋅

wkc

eDk

HJµµµ

51,4 Btu/(jam)(ft2)(0F)

9

hi = 14,0

w

31

kc

Dk

HJ

µµ

µ⋅

148,48 Btu/(jam)(ft2)(0F)

10


hi0 = hi ODID

122,74

11


=+×

=oio

oioC hh


12


DCD

RU1

U1

+=

6,34 Btu/(jam)(ft2)(0F)


UD

RD = DC

DC

UUUU

×−

0,0012 (jam)(ft2)(0F)/Btu

Pressure drop

1 Nilai f

S

0,0016

0,919 1

Nilai f

S 0,0036

1

2’ No. of casses

N + 1 = 12 L / B 80

2

∆Pt =

DGtf×××

10

2

10.22,5

5,46 Psi

3

∆Pr

=g

vsn

24 2

×

∆PT=

∆Pt + ∆Pr

1,2 Psi

6,66 Psi

3’

∆Ps =

( )ssDe


10

2

10.22,51

0,02 Psi

∆PT diterima,



LC.56 Cooler ejektor (E-301)

Fungsi : Menurunkan suhu cairan hot well untuk dialirkan kembali ke barometrik

condensor

Jenis : DPHE

Dipakai: Pipa 4 × 3 in IPS

Jumlah : 1 unit

Fluida panas





Fluida dingin

Laju alir fluida dingin = 61,56 kg/jam = 135,72 lbm/jam



Perhitungan

(1)∆t = beda suhu sebenarnya





47,4

1,89ln

7,2

tt

lL

1

2

12 =

=

∆∆

∆−∆=

n

ttMTD °F

(2) Tc dan tc

Karena nilai LMTD = 4,47 0F < 50 0F, maka perhitungan memakai Temperatur

Average TAV dan tAV


TAV= 42,5 0F - tAV = 29,5 0F




No. Perhitungan Fluida panas, Anulus No.

Perhitungan Fluida dingin, Air pendingin

Pipa

3’


0,3355 ft 0,2916 ft 0,0215 ft2

0,0942 ft

3 D ap

0,2556 ft 0,0513 ft2


aaW

aG =

10.249,13

2ftjammlb

⋅ 4

Kecepatan massa

papW

pG =

2.645,07

2ftjammlb

⋅


5’ μ

aGeDRea

×= 814,66 5

μpDG

pRe = 558,89

6’ JH 48 6 JH 20

7’ =

⋅ 3

1

kc µ

3,9 7 =

⋅ 3

1

kc µ

1,54

8’

h0=14,0

31

⋅

wkc

eDk

HJµµµ

7,2 Btu/(jam)(ft2)(0F)

8

hi = 14,0

w

31

kc

Dk

HJ

µµ

µ⋅

29,72 Btu/(jam)(ft2)(0F)

9


hi0 = hi ODID

26,05 Btu/(jam)(ft2)(0F)

10


=+×

=oio

oioC hh


11


DCD

RU1

U1

+=

UD

5,58 Btu/(jam)(ft2)(0F)

12


Q = tAUD ∆××


Q


107,58 ft2

117,32 ft


Luas sebenarnya

UD = tA

Q∆×

RD = DC

DC

UUUU

×−

110,04 ft2


Pressure drop

1’ De

’ untuk pressure drop berbeda


Nilai f

S

ρ

0,0022

1

62,5 lb/ft3


De’ = (D2 – D1)

µa

'e GD

Re '

×=a

0,043 ft

377,31 2

e2

2a

Dg2L4fG= Fp

ρ∆ 0,0088 ft


2’ e

2

2a

Dg2L4fG= Fa

ρ∆ 0,008 ft

∆Pp diterima,


V =ρ3600

Ga 0,045 fps

×= '

2

23

gVFi 0,1 ft

∆Pa 0,047 Psi

∆Pa diterima,


LC.57 Steam Ejector Dryer(EJ)

Fungsi : Untuk memvakumkan dryer sampai tekanan 20 KPa

Jenis : Two Stage Stage Vacum Ejector

Datayang diketahui

Suction pressure : 20 kPa = 150,03 mmHg

Untuk pressure section 150,3 mmHg, maka digunakan

steam ejector 2 stage (Fig 6-9 Ludwig, 1982)

Mixture : 309,2914 lb/jam

Air in mixture : 92,78741 lb/jam

Steam pressure : 150 psia

Ejector size : 4 in

Kebutuhan Steam :

W’s = 3 (gambar 6.28B Ludwig, 1982)

Wm = 309,2914 lb/jam

K = 0,6 (gambar 6.28C Ludwig, 1982)


F = 0,88 (gambar 6.28D Ludwig, 1982)

Ws = 489,917534 lb/jam = 222,2225 kg/jam

Kebutuhan air :

GPM = 0,06. (Ws) = 29,39 = 111,6744 L/menit = 6.700,465 L/jam

LC.58 Steam Ejector Fraksinasi I (EJ)

Fungsi : Untuk memvakumkan Fraksinasi sampai tekanan 5,6 KPa


Datayang diketahui

Suction pressure : 5,6 kPa = 42,06 mmHg



Mixture : 2.311,377 lb/jam



Ejector size : 4 in

Kebutuhan Steam :

W’s = 5,3 (gambar 6.28B Ludwig, 1982)

Wm = 2.311,377 lb/jam

K = 0,62 (gambar 6.28C Ludwig, 1982)

F = 0,88 (gambar 6.28D Ludwig, 1982)

Ws = 6.683,762871 lb/jam = 3031,699 kg/jam

Kebutuhan air :

GPM = 0,06. (Ws) = 401,0257 = 1.523,533 L/menit = 91.411,96 L/jam

LC.59 Steam Ejector Fraksinasi II (EJ)



Datayang diketahui








Ejector size : 4 in

Kebutuhan Steam :


Wm = 13,70372 lb/jam

K = 0,65 (gambar 6.28C Ludwig, 1982)

F = 0,88 (gambar 6.28D Ludwig, 1982)

Ws = 43,8975 lb/jam = 19,91075kg/jam

Kebutuhan air :

GPM = 0,06. (Ws) = 2,63 = 10,00583 L/menit = 600,3499 L/jam

LC.60 Steam Ejector Fraksinasi III (EJ)



Datayang diketahui




Mixture : 7.145,268 lb/jam

Air in mixture : 2.143,58 lb/jam


Ejector size : 4 in

Kebutuhan Steam :


Wm = 7.145,268 lb/jam

K = 0,72 (gambar 6.28C Ludwig, 1982)


F = 0,88 (gambar 6.28D Ludwig, 1982)

Ws = 29. 427,0716 lb/jam = 13.347,87 kg/jam

Kebutuhan air :


LC.61 Steam Ejector Fraksinasi IV (EJ)



Datayang diketahui







Ejector size : 4 in

Kebutuhan Steam :


Wm = 1.510,941 lb/jam

K = 0,5 (gambar 6.28C Ludwig, 1982)

F = 0,88 (gambar 6.28D Ludwig, 1982)

Ws = 4.321,29217 lb/jam = 1.960,102 kg/jam

Kebutuhan air :



LAMPIRAN D

PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN UTILITAS

LD.1 Pompa Air Industri ( PU-701 )

Fungsi : Memompa air industri dari kawasan industri menuju Menara Air ( M-701 )

Jenis : Centrifugal pump Bahan konstruksi : Carbon steel Jumlah : 1

No. Kondisi Nilai

1. Laju alir massa, F 336.957,768 kg/jam

2. Laju alir volumetrik, Q 372,329 m3/jam

3. Di Optimum 9,985 m

4. Nre 7.189.275,727

5. Friction Loss

Panjang pipa, L 7 m

Elbow 1,3716

Standar tee 1,2192 m

Get valve fully open 0,08534 m

Globe valve 3,9624 m

Le 7 m

L + Le 13,63854 m

6. Kerja Pompa, Ws 15,50909 m

7. Power Pompa, Pp 37 Hp

LD.2 Menara Air (T-704)

Fungsi : Menampung air untuk didistribusikan


Bahan konstruksi : Carbon steel SA-212, Grade B


Jumlah : 1 unit dengan 4 tangki


Kondisi operasi : Temperatur = 30 oC

Laju massa air (F) = 84.239,442 kg/jam (untuk 1 tangki)

Densitas air (ρ) = 995,5 kg/m3 = 62,1470 lbm/ft3 (Geankoplis, 1997) Kebutuhan perancangan = 3 jam

Perhitungan ukuran tangki :

1. Volume tangki

Vair = 3kg/m 5,995

jam3 kg/jam 84.239,442 × = 253,861 m3

Faktor kelonggaran : 20 %

Volume tangki, Vt = 1,2 × 253,861 m3 = 304,6328 m3

2. Diameter dan tinggi tangki

Direncanakan : Tinggi tangki : diameter tangki Hs : D = 5 : 4

Volume tangki (Vt)

Vt = ¼ π D2 Hs

Vt = 3D π165

304,6328 = 3D π165

Maka, diameter tangki D = 6,77006 m

tinggi tangki Ht = Hs = D×45 = 8,463 m

Total tinggi menara air Htotal = 8,463 + 7 = 15,463 m

3. Tebal shell tangki

Tinggi cairan dalam tangki, h =3

3

6328,304 253,861

mm × 15,463 m = 7,052 m

Tekanan hidrostatik :

P = ρ × g × h = 996,24 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 7,052 m = 68,800 kPa

Tekanan operasi :

Poperasi = 1 atm = 101,325 kPa

Ptotal = 101,325 kPa + 68,800 kPa = 170,125 kPa


Faktor keamanan : 20 %

Pdesign = (1,2) (170,125 kPa) = 204,150 kPa

Joint efficiency : E = 0,8 (Brownell, 1959)

Allowable stress : S = 17500 psia = 120658,248 kPa (Brownell, 1959)

Faktor korosi : C = 1/80 in (Peters, 2004)

Umur alat : n = 10 tahun

Tebal shell tangki :

n 0,407

) ( 10kPa) 01,2(204,15kPa)(0,8) 482(120658,2

(215,846) kPa) (204,150

Cn 1,2P2SE

PDt

801

i

in

=

+−

=

+−

=

Tebal shell standar yang digunakan = 1/2 in (Brownell, 1959)

LD.3 Pompa Air Domestik ( PU-702)

Fungsi : Memompa air dari Menara Air(T-701)ke kebutuhan

domestik

Jenis : Centrifugal pump

Jumlah : 1 unit

Bahan konstruksi : Carbon steel

No. Kondisi Nilai

1. Laju alir massa, F 1112,777 kg/jam



4. Nre 382467,921 5. Friction Loss

Panjang pipa, L 10 m

Elbow 1,3716




Le 10 m


L + Le 16,63584 m


7. Power Pompa, Pp 0,25HP

LD.4 Tangki Air Umpan Deaerator ( T-702 )

Fungsi : Tempat penampungan air sementara untuk dikirim menuju

Deaerator (D-701)




Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Temperatur = 30 oC

Tekanan = 1,01325 bar = 1,01325 kPa

Laju massa air (F) = 335.844,991 kg/jam

Densitas air (ρ) = 995,5 kg/m3 (Perry, 2008)



1. Volume tangki

Vlarutan = 3kg/m 5,995jam3 kg/jam 1335.844,99 ×

= 1012,089 m3



2. Diameter dan tinggi tangki

Perbandingan tinggi silinder dengan diameter tangki (Hs : D) = 3:2

∼ Volume silinder tangki (Vs) = Vs = 4

HπD s2

(Brownell & Young, 1959)

Vs = 8D3 3π

∼ Volume alas tangki kerucut (Vc)

Vs = 12

HπD c2

.......................................................................................... (Perry, 1999)


Perbandingan tinggi kerucut dengan diameter kerucut (Hc : D) = 1:2

Vc = 24

πD3

........................................................................................... (Perry, 1999)

∼ Volume tangki (V)

V = Vs + Vc = 8D3 3π +

24πD3

= 12D5 3π

1214,507 m3 = 1,308997 D3

D = 9,753 m = 31,999 ft

Hs = (3/2) × D = 14,630 m= 47,999 ft

3. Diameter dan tinggi kerucut

Perbandingan tinggi kerucut dengan diameter tangki (HC : D) = 1: 2 Diameter tutup = diameter tangki = 9,753 m = 383,989 inch

Tinggi tutup =

2m 9,753

= 4,877 m = 191,995 inch

Tinggi total tangki = 9,753 m + 4,877 m = 19,507 m



3

m507,1214m 1012,089 × 19,507 m = 16,256 m


P = ρ × g × h = 995,5 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 16,256 × 0,001

= 158,58785 kPa

Tekanan operasi :

Poperasi = 101,325 kPa



Pdesign = (1,2) (259,913 kPa) = 311,895 kPa







in 747,0

) ( 10kPa) 51,2(311,89kPa)(0,8) 482(120658,2

in) (305,355 kPa) (311,895

Cn 1,2P2SE

PDt

801

=

+−

=

+−

=

in

Tebal shell standar yang digunakan = ¾ in (Brownell, 1959)

LD.5 Pompa Air Umpan Deaerator (PU-703 )

Fungsi : Memompa air dari tangki air umpan deaerator (T-702) menuju Deaerator (D-701)

Jenis : Centrifugal pump Bahan konstruksi : Carbon steel Jumlah : 1

No. Kondisi Nilai




4. Nre 7.165.533,706

5. Friction Loss


Elbow 1,3716




Le 10 m

L + Le 16,63854 m


7. Power Pompa, Pp 23 HP

LD.6 Deaerator (D-701)

Fungsi : Menghilangkan gas-gas yang terlarut di dalam air


Bentuk : Vacuum Deaerator berbentuk vertical vessel dengan

tutup elipsoidal



Jumlah : 3 unit

Kondisi operasi : Temperatur = 110 oC

Tekanan = 0,8 atm Laju massa air (F) = 111.948,330 kg/jam

Densitas air (ρ) = 949,868 kg/m3 (Geankoplis, 1997)



1. Volume tangki

Vlarutan = 3kg/m 868,949

jam1 kg/jam 0111.948,33 ×

= 117,857 m3



2. Diameter dan tinggi tangki Perbandingan tinggi silinder dengan diameter tangki (Hs : D) = 3:1 Volume tangki (V)

V = Vs + 2Vc = 4D3 3π +

12D3π =

12D11 3π

D = 3

1

1112

πV

D = 3,662 m = 12,015 ft

Hs = (3/1) × D = 10,986 m= 36,044 ft

3. Diameter dan tinggi kerucut

Perbandingan tinggi kerucut dengan diameter tangki (Hh : D) = 1: 1 Diameter tutup = diameter tangki = 3,662 m = 144,175 inch Tinggi tutup = Diameter tutup

= 3,662 m = 144,175 inch


Tinggi total tangki = 5,253 + (2×1,3,662) = 18,310 m = 720,875 inch



3

m428,141m 117,857 × 18,310 m = 15,259 m


P = ρ × g × h = 949,868 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 15,259 × 0,001

= 142,03745 kPa

Tekanan operasi :

Poperasi = 81,060 kPa



Pdesign = (1,2) (223,097 kPa) = 267,717 kPa






in 0,325

) ( 10kPa) 71,2(267,71kPa)(0,8) 482(120658,2

in) (106,940 kPa) (267,717

Cn 1,2P2SE

PDt

801

=

+−

=

+−

=

in

Tebal shell standar yang digunakan = ½ in (Brownell, 1959)

LD.7 Water Cooling Tower (M-701)

Fungsi : Mendinginkan air dari temperatur 70oC menjadi

30oC

Jenis : Mechanical draft cooling tower


Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

Suhu air masuk menara (TL2) = 70°C = 158 °F

Suhu air keluar menara (TL1) = 29°C = 84,2°F

Suhu udara (TG1) = 30 °C = 86 °F

Dari Gambar 12-4 Perry, 1999, diperoleh suhu wet bulb, Tw = 60 °F.

Dari kurva kelembaban, diperoleh H = 0,0125 kg uap air/kg udara kering

Dari Gambar 12-4 Perry, 1999, diperoleh konsentrasi air = 1,25 gal/ft2⋅menit

Densitas air (70°C) = 977,5 kg/m3

Laju massa air pendingin = 300.237,59 kg/jam

Laju volumetrik air pendingin = 300.237,59 / 997,5 = 307,14842 m3/jam

Kapasitas air, Q = 307,14842 m3/jam × 264,17 gal/m3 / (60 menit/jam)

= 898,33511 gal/menit


Luas menara, A = 1,2 × (898,33511 gal/menit) / (1,25 gal/ft2 menit) = 1298,2304 ft2

Laju alir air tiap satuan luas (L) = )s).(1m ).(3600ft (862,4017

ft) 08jam).(3,28 kg/jam).(1 9(300.237,522

2

= 0,6914 kg/s m2

Perbandingan L : G direncanakan = 5 : 6

Laju alir gas tiap satuan luas (G) = 0,8297 kg/s m2

Tinggi menara :

Dari Persamaan 9.3-8 Geankoplis, 1997 :

Hy1 = (1,005 + 1,88 × 0,0125).103 (30 – 0) + 2,501 106 (0,0125)

Hy1 = 62117,5 J/kg

Dari Persamaan 10.5-2, Geankoplis, 1997 :

0,8297(Hy2 – 62117,5) = 0,6914(4,187.103).(70 – 29)

Hy2 = 205.173,33 J/kg


Gambar LD.3 Grafik Entalpi dan Temperatur Cairan pada Cooling Tower (CT)

Ketinggian menara, z = ∫ −××

2

1

Hy

HyG Hy*HydHy

akMG (Geankoplis, 2003)

Tabel L.D.1 Perhitungan Entalpi dalam Penentuan Tinggi Menara Pendingin

hy* hy 1/(hy*-hy) 122,3000 62,1175 0,0166 199,1500 112,1870 0,0115 348,9676 147,9510 0,0050 476,8833 205,1733 0,0037

Gambar L.D.4 Kurva Hy terhadap 1/(Hy*– Hy)

Luas daerah di bawah kurva dari pada Gambar L.D.3 ; ∫ −

2

1

Hy

Hy Hy*HydHy = 0,83507


Estimasi kG.a = 2,06 10-8 kg.mol /s.m3 (Geankoplis, 1997).

Tinggi menara , Z = 58 10.013,110.06,2298685,08297,0××

×−

= 11,9084 m

Diambil performance menara 90 %, maka dari Gambar 12-15 Perry, 1999,

diperoleh tenaga kipas 0,03 Hp/ft2.

Daya menara = 0,03 Hp/ft2 × 1311,3928 ft2 = 38,946 hp

Digunakan daya standar 39 hp

LD.8 Pompa Water Cooling Tower (PU-704 )

Fungsi : Memompa air pendingin dari unit Water Cooling Tower

(M-701) untuk keperluan air pendingin proses


Jumlah : 1 unit


No. Kondisi Nilai




4. Nre 14.404.398,417

5. Friction Loss


Elbow 1,3716




Le 10 m

L + Le 16,63854 m



LD.9 Ketel Uap ( KU-01 )


Fungsi : Menyediakan uap untuk keperluan proses

Jenis : Water tube boiler


Kondisi operasi :

Uap jenuh yang digunakan bersuhu 1800C dan tekanan 1 atm.

Dari steam table, Reklaitis (1983) diperoleh panas laten steam 2013,1 kJ/kg =

865,4909 Btu/lbm.

Kebutuhan uap = 2033,4746 kg/jam = 4483,0676 lbm/jam

Menghitung Daya Ketel Uap

H,P,W 3970534 ××

=

dimana: P = Daya boiler, hp

W = Kebutuhan uap, lbm/jam

H = Panas laten steam, Btu/lbm

Maka,

3,9705,344909,8654746,2033

××

=P = 115,9078 hp

Menghitung Jumlah Tube

Luas permukaan perpindahan panas, A = P × 10 ft2/hp

= 115,9078 hp × 10 ft2/hp

= 1159,078 ft2

Direncanakan menggunakan tube dengan spesifikasi:

- Panjang tube = 30 ft

- Diameter tube = 3 in

- Luas permukaan pipa, a’ = 0,9170 ft2 / ft (Kern, 1965)

Sehingga jumlah tube:

Nt = 'aLA×

= ftftft

ft/9170,030) 078,1159(

2

2

×

Nt = 42,1330

Nt = 42 buah

LD.10 Ketel Uap ( KU-02 )


Fungsi : Menyediakan uap untuk keperluan proses splitting dan dryer



Kondisi operasi :

Uap jenuh yang digunakan bersuhu 3000C dan tekanan 1 atm.

Dari steam table, Reklaitis (1983) diperoleh panas laten steam 3074,3 kJ/kg =

1321,7320 Btu/lbm.

Kebutuhan uap = 8547,6341 kg/jam = 18.844,4060 lbm/jam


H,P,W 3970534 ××

=




Maka,

3,9705,347320,13216341,8547

××

=P = 744,0476 hp



= 744,0476 hp × 10 ft2/hp

= 7440,476 ft2






Nt = 'aLA×

= ftftft

ft/9170,030) 4763,77400(

2

2

×

Nt = 270,4644

Nt = 270 buah

LD.11 Ketel Uap OTH ( KU-03 )


Fungsi : Menyediakan oil thermmal untuk keperluan proses



Kondisi operasi :

Oil thermal yang digunakan bersuhu 2750C dan tekanan 1 atm.

Dari Feld and Hahn GMBH, (1998) diperoleh panas laten OTH 85 kJ/kg = 36,5440

Btu/lbm.

Kebutuhan uap = 256.040,7675 kg/jam = 564476,2176 lbm/jam


H,P,W 3970534 ××

=




Maka,

3,9705,34544,36 6564476,217

××

=P = 616,2212 hp



= 616,2212 hp × 10 ft2/hp

= 6162,212 ft2






Nt = 'aLA×

= ftftft

ft/9170,030) 6162,212(

2

2

×

Nt = 223,999

Nt = 224 buah


LD.12 Pompa Ketel Uap-01 (PU-705) dan ( PU-706 )

Fungsi : Memompa steam dari ketel uap -01 ke heater dan dryer


Jumlah : 1 unit


No. Kondisi Nilai




4. Nre 3.657.493,467

5. Friction Loss


Elbow 4,572 m

Standar tee 3,048m



Le 10 m

L + Le 21,838432 m



LD.13 Pompa Ketel Uap-02 (PU-707) dan ( PU-708 )

Fungsi : Memompa steam dari ketel uap -02 ke kolom spliting


Jumlah : 1 unit


No. Kondisi Nilai




4. Nre 11.964.292,923


5. Friction Loss


Elbow 1,3716




Le 10 m

L + Le 16,63854 m



LD.14 Tangki Bahan Bakar ( T-703)

Fungsi : Menyimpan bahan bakar Solar

Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-53, grade B

Jumlah : 1

Kondisi operasi : Temperatur 30°C dan tekanan 1 atm

Laju volume solar = 1540,2498 L/jam (Bab VII)

Densitas solar = 0,89 kg/l = 55,56 lbm/ft3 (Perry, 1997)


Perhitungan Ukuran Tangki :

Volume solar (Va) = 1.540,2498 L/jam x 7 hari x 24 jam/hari

= 258.761,9694 L = 258,762 m3


Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = 1 : 2

( )33

23

2

D5708,1m 1242,0575

2DπD41m 310,5144

HπD41V

=

=

=

D = 5,8253 m ; H = 11,6507 m

Tinggi cairan dalam tangki = silindervolume

silindertinggixcairanvolume


= )5144,310(

)657,11)(9694,761.258( = 9,7089 m

Tebal Dinding Tangki

Tekanan hidrostatik

Phid = ρ x g x l = 890,0712 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 9,7089 m = 84,6876 kPa

Tekanan operasi, Po = 1 atm = 101,325 kPa

Poperasi = 84,6876 + 101,325 kPa = 186,0126 kPa

Faktor kelonggaran = 5 %.

Maka, Pdesign = (1,05)( 186,0126 kPa) = 195,3132 kPa


Allowable stress = 12650 psia = 87.218,714 kPa (Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

1,2P2SE

PDt−

=

in 0,3215m 0082,0

kPa) 321,2(195,31kPa)(0,8) 142(87.218,7m) (5,8035 kPa) (195,3132t

==−

=

Faktor korosi = 1/8 in.

Tebal shell yang dibutuhkan = 0,3215 + 1/8 in = 0,4465 in

Maka tebal shell standar yang digunakan = ½ in

LD.15 Pompa Tangki Bahan Bakar (PU-711)

Fungsi : Memompa bahan bakar solar dari TB ke reboiler



Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Temperatur = 28oC

Densitas Bahan bakar (ρ) = 890,0712 kg/m3 = 55,56679 lbm/ft3

Viskositas (μ) = 0,0007392 lbm/ft s = 1,1 cP (Othmer, 1968)

Laju alir massa (F) = 622,7534 L/jam

No. Kondisi Nilai



2. Laju alir volumetrik, Q 622,7534 L/jam


4. Nre 769,1823

5. Friction Loss


Elbow 0,0191 m




Le 12 m

L + Le 12,1806 m


7. Power Pompa, Pp 0,05 HP

LD.16 Pompa Tangki Bahan Bakar (PU-710)

Fungsi : Memompa bahan bakar solar dari TB ke generator



Jumlah : 1 unit

No. Kondisi Nilai


2. Laju alir volumetrik, Q 1.540,2498 L/jam


4. Nre 14.753,2343

5. Friction Loss

Panjang pipa, L 12 ft

Elbow 0,0390 ft

Standar tee 0,1171 ft

Get valve fully open 0,7144 ft

Globe valve 0,0781 ft


Le 12 ft

L + Le 13,1048 ft

6. Kerja Pompa, Ws 13,0802 ft

7. Power Pompa, Pp 0,05 HP

LD.17 Pompa Bahan Baku Pure water ( PU-709 )

Fungsi : Memompa air bahan baku dari D -701 ke tangki pure

water


Jumlah : 1 unit


No. Kondisi Nilai




4. Nre 260.992,148

5. Friction Loss


Elbow 1,3716




Le 10 m

L + Le 16,638544 m


7. Power Pompa, Pp 0,25HP


LAMPIRAN E

PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI

Dalam rencana pra rancangan pabrik pembuatan Blanded C12C14 dan Asam

Oleat digunakan asumsi sebagai berikut :

- Pabrik beroperasi selama 335 hari dalam setahun

- Kapasitas maksimum adalah 89.080 ton/tahun

- Perhitungan didasarkan pada harga peralatan tiba di pabrik ataupurchased-

equipment delivered (Peters, 2004)

- Harga alat disesuaikan dengan basis 06 Juni 2011, dimana nilai tukar

dollar terhadap rupiah adalah US$ 1 = Rp 8.655,- (detik.com, 2011)

E.1 Modal Investasi Tetap (Fixed Capital Investment)

E.1.1 Modal Investasi Tetap Langsung (MITL)

A. Biaya Tanah Lokasi Pabrik

Menurut masyarakat sekitar harga tanah untuk kebutuhan pabrik dan industri di

daerah Provinsi Sumatera Utara kabupaten Simalungun adalah Rp. 500.000,- /m2 .

Luas tanah seluruhnya = 18.109 m2

Harga tanah seluruhnya = 18.109 m2 × Rp. 500.000,- /m2 = Rp 9.054.500.000,-

Biaya perataan tanah diperkirakan 5 % dari harga tanah seluruhnya.

(Peters, et al, 2004)

Biaya perataan tanah = 0,05 × Rp 9.054.500.000,- = Rp.452.725.000,-

Total biaya tanah (A)

= Rp 9.054.500.000,- + Rp.452.725.000,-

= Rp 9.507.225.000,-


B. Harga Bangunan

Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan No Nama Bangunan Luas (m2) Harga (Rp/m2) Jumlah

1 Pos Keamanan 9,000 Rp120.000 Rp1.080.000

2 Area Parkir 700,000 Rp70.000 Rp49.000.000

3 Area Perkantoran 600,000 Rp1.000.000 Rp600.000.000

4 Laboratorium 400,000 Rp1.000.000 Rp400.000.000

5 Klinik 150,000 Rp500.000 Rp75.000.000

6 Mushalla 150,000 Rp300.000 Rp45.000.000

7 Kamar Mandi 600,000 Rp700.000 Rp420.000.000

8 Kantin 150,000 Rp300.000 Rp45.000.000

9 Aula 300,000 Rp200.000 Rp60.000.000

10 Area bahan baku 800,000 Rp600.000 Rp480.000.000

11 Unit Pemadam Kebakaran 400,000 Rp150.000 Rp60.000.000

12 Ruang Kontrol Area Proses 300,000 Rp300.000 Rp90.000.000

13 Area proses 5.000,000 Rp2.000.000 Rp10.000.000.000

14 Gudang Peralatan 800,000 Rp250.000 Rp200.000.000

15 Bengkel 600,000 Rp250.000 Rp150.000.000

16 Area Produk 1.000,000 Rp350.000 Rp350.000.000

17 Unit pengolahan Air 1.000,000 Rp1.200.000 Rp1.200.000.000

18 Unit Pembangkit Tenaga Listrik 600,000 Rp900.000 Rp540.000.000

19 Unit Pengolahan Limbah 600,000 Rp1.000.000 Rp600.000.000

20 Area Perluasan 5.000,000 Rp80.000 Rp400.000.000

21 Taman 400,000 Rp70.000 Rp28.000.000

Total 18.109 Rp14.163.080.000 Total biaya bangunan (B) = Rp14.163.080.000,-

C. Perincian Harga Peralatan

Harga peralatan dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut :

=

y

x

m

1

2yx I

IXXCC

(Peter, et al, 2004)

dimana: Cx = harga alat pada tahun 2011

Cy = harga alat pada tahun dan kapasitas yang tersedia

X1 = kapasitas alat yang tersedia

X2 = kapasitas alat yang diinginkan

Ix = indeks harga pada tahun 2010


Iy = indeks harga pada tahun yang tersedia

m = faktor eksponensial untuk kapasitas (tergantung jenis alat)

Untuk menentukan indeks harga pada tahun 2011 digunakan metode regresi

koefisien korelasi :

[ ]( )( ) ( )( )2

i2

i2

i2

i

iiii

ΣYΣYnΣXΣXn

ΣYΣXYΣXnr

−⋅×−⋅

⋅−⋅⋅= (Montgomery, 1992)

Tabel LE.2 Harga Indeks Marshall dan Swift

No Tahun (Xi) Indeks (Yi) Xi.Yi Xi ² Yi ² 1 2003 1123,6 2250571 4012009 1262477 2 2004 1178,5 2361714 4016016 1388862 3 2005 1244,5 2495223 4020025 1548780 4 2006 1302,3 2612414 4024036 1695985 5 2007 1373,3 2756213 4028049 1885953 6 2008 1449,3 2910194 4032064 2100470 Total 12033 7671,5 15386329 24132199 9882528

(Sumber : CEPCI, 2008) Data : n = 6 ∑ Xi = 12033 ∑ Yi = 1449,3

∑ XiYi = 15386329 ∑ Xi ² = 24132199 ∑ Yi² = 9882528

Gambar LE.1 Indeks Marshall dan Swift (CPCI, 2008)


Dengan memasukkan harga-harga pada Tabel LE.2, maka diperoleh harga koefisien

korelasi :

Chemical Engineering Plant Cost Index

R2 = 0,9971

0200400600800

1000120014001600

2002 2003 2004 2005 2006 2007 2008 2009

Year

Inde

x

Calculated Index

Linear (Calculated Index)

Gambar LE.2 Linearisasi cost index dari tahun 2003 – 2008

Di dapat harga R2 = 0,9971 ≈ 1

Harga koefisien yang mendekati +1 menyatakan bahwa terdapat hubungan linier

antar variabel X dan Y, sehingga persamaan regresi yang mendekati adalah

persamaan regresi linier.

Persamaan umum regresi linier, Y = a + b X

dengan: Y = indeks harga pada tahun yang dicari (2011)

X = variabel tahun ke n

a, b = tetapan persamaan regresi

Tetapan regresi ditentukan oleh :

( ) ( )( ) ( )2

i2

i

iiii

ΣXΣXnΣYΣXYΣXnb

−⋅⋅−⋅

=

22

2

Xi)(Xin.Xi.YiXi.XiYi.a

Σ−ΣΣΣ−ΣΣ

= (Montgomery, 1992)

Maka :

( )( ) ( )( )( )( ) ( )

64,8771429105

6812,112033241321996

5,767112033153863296b 2 ==−

−=

( )( ) ( )( )( )( ) ( )

7128832,526105

10360422812033241321996

1538632912033241321997671,5a 2 −=−

=−

−=


Sehingga persamaan regresi liniernya adalah :

Y = a + b X

Y = –128832,53 + 64,87714 X

Dengan demikian, harga indeks pada tahun 2011 adalah :

Y = –128832,53 + 64,87714 (2011)

Y = 1.635,4076

Perhitungan harga peralatan menggunakan harga faktor eksponsial (m) Marshall dan

Swift. Harga faktor eksponen ini beracuan pada Tabel 6-4, Peters, 2004. Untuk alat

yang tidak tersedia, faktor eksponensialnya diasumsikan sebesar 0,6 (Peters, 2004).

Contoh perhitungan harga peralatan :

Tangki Penyimpanan Bahan Baku Palm kernel Oil (F-102)

Kapasitas tangki. X2 = 488,811 m3. Dari Gambar LE.1. diperoleh untuk harga

kapasitas tangki (X1) 1 m³ pada tahun 2002 adalah (Cy) US$ 9700. Dari tabel 6-4.

Timmerhaus., 2004. faktor eksponen untuk tangki adalah (m) 0,49. Indeks harga

pada tahun 2002 (Iy) 1.104,2.

Capacity, m3

Purc

hase

d co

st, d

olla

r

106

105

104

103

102 103 104 105Capacity, gal

10-1 1 10 102 103

P-82Jan,2002

310 kPa (30 psig) Carbon-steel tank (spherical)

Carbon steel304 Stainless stellMixing tank with agitator

Gambar LE.3 Harga Peralatan untuk Tangki Penyimpanan (Storage) dan Tangki

Pelarutan (Timmerhaus., 2004)

Indeks harga tahun 2011 (Ix) adalah 1.635,4. Maka estimasi harga tangki untuk (X2)

488,811 m3 adalah:


Cx = US$ 9700 × 49,0

1488,811 ×

2,11041.635,4

Cx = US$ 68.789,89 × (Rp 8.655,-)/(US$ 1)

Cx = Rp 595.376.488 ,-/unit

2. Kolom Fraksinasi (C-110) Kolom fraksinasi yang dipergunakan berukuran diameter 1,1105 m dengan tinggi

kolom 24,5 m dengan banyaknya tray dalam kolom sebanyak 31 buah. Dari Gambar

LE.2. didapat bahwa untuk spesifikasi tersebut didapat harga peralatan pada tahun

2002 (Iy= 1103) adalah US$ 22.000,- untuk tinggi kolom 20 m dan faktor eksponen

untuk tangki adalah (m) 0,62. Maka harga sekarang (2011) adalah:

Cx.kolom = US$ 22.000 ×62,0

201,1105 ×

2,11041.635,4 × (Rp8,655,-)/(US$ 1)

Cx.kolom = Rp 46.973.963,-/unit

Gambar LE.4 Harga Peralatan untuk Kolom Distilasi. Harga Tidak Termasuk Trays.

Packing. atau Sambungan. (Timmerhaus., 2004)

Sedangkan dari Gambar LE.5 didapat harga tiap sieve tray adalah US$ 350,- untuk

kolom berdiameter 0,7 m dan faktor eksponen untuk tray adalah (m) 0,86. Maka:

Cx.tray = 31 × US$ 350 × 86,0

7,01105,1 ×

11031256,9 × (Rp 8.655,-)/(US$ 1)


Cx.tray = Rp 185.157.824,-

Jadi total harga keseluruhan unit fraksinasi (C-210) adalah:

= Rp 46.973.963,- + Rp 185.157.824,-

= Rp 232.131.786,-

Gambar LE.5 Harga Tiap Tray dalam Kolom Distilasi. Harga Termasuk Tanggul.

Permukaan Saluran Limpah. Saluran Uap dan Bagian Struktur Lainnya

(Timmerhaus., 2004) Dengan cara yang sama diperoleh perkiraan harga alat lainnya yang dapat dilihat

pada Tabel LE.3 untuk perkiraan peralatan proses dan Tabel LE.4 untuk perkiraan

peralatan utilitas. Sedangkan untuk pompa non-impor, harga diambil dari PT Duta

sarana.


Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses

Kode Alat

Proses Nama Alat harga 1 unit (Rp.) harga total

(Rp.) Import Non Import

F-101 Tangki PW Rp314.750.689 Rp314.750.689 Rp314.750.689

F-102 Tangki PKO Rp595.376.488 Rp4.167.635.416 Rp4.167.635.416

F-103 Tangki penyimpanan Gliserol Rp462.771.314 Rp462.771.314 Rp462.771.314

T-201 Tangki penyimpanan Blanded C8-C10 Rp430.906.875 Rp430.906.875 Rp430.906.875

T-202 Tangki penyimpanan Blanded C12-C14 Rp1.258.855.231 Rp1.258.855.231 Rp1.258.855.231


T-204 Tangki penyimpanan Blanded C18:1 Rp579.289.811 Rp579.289.811 Rp579.289.811


C-110 Kolom Splitting Rp484.082.615 Rp484.082.615 Rp484.082.615

C-210

Kolom Fraksinasi I Rp46.973.963 Rp46.973.963 Rp46.973.963

Tray Rp185.157.824 Rp185.157.824 Rp185.157.824

Rp232.131.786

C-220

Kolom Fraksinasi II Rp56.598.642 Rp56.598.642 Rp56.598.642

Tray Rp7.196.630 Rp7.196.630 Rp7.196.630

Rp63.795.272

C-230

Kolom Fraksinasi III Rp49.285.799 Rp49.285.799 Rp49.285.799

Tray Rp6.266.788 Rp6.266.788 Rp6.266.788

Rp55.552.587

C-240

Kolom Fraksinasi IV Rp44.017.911 Rp44.017.911 Rp44.017.911

Tray Rp5.596.965 Rp5.596.965 Rp5.596.965

Rp49.614.876

T-110 Tangki Intermediet Fatty Acid Rp124.294.247 Rp124.294.247 Rp124.294.247 FT-110 Flash Tank Gliserol Rp200.170.064 Rp200.170.064 Rp200.170.064 FT-220 Flash Tank Fatty Acid Rp350.873.940 Rp350.873.940 Rp350.873.940

D-210 Dryer Rp497.379.424 Rp497.379.424 Rp497.379.424

V-210 Accumulator Rp34.993.056 Rp34.993.056 Rp34.993.056




V-301 Hot Well Rp200.000.000 Rp200.000.000 Rp200.000.000

P-101 Pompa Sentrifugal Rp15.000.000 Rp15.000.000

Rp15.000.000

P-102 Pompa Sentrifugal Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-103 Pompa High Pressure Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-104 Pompa High Pressure Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-105 Pompa Sentrifugal Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-106 Pompa Sentrifugal Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-107 Pompa High Pressure Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000


P-108 Pompa Vakum Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-109 Pompa Vakum Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-201 Pompa Sentrifugal Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-202 Pompa High Pressure Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-211 Pompa Sentrifugal Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-212 Pompa Sentrifugal Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-221 Pompa Sentrifugal Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-222 Pompa Sentrifugal Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-231 Pompa Sentrifugal Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-232 Pompa Sentrifugal Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-241 Pompa Sentrifugal Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-242 Pompa Sentrifugal Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 P-301 Pompa Sentrifugal Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000 E-101 Heater Rp120.000.000 Rp120.000.000 Rp189.000.000

E-102 Heater Rp110.000.000 Rp110.000.000 Rp165.000.000

E-201 Heater Rp145.000.000 Rp145.000.000 Rp145.000.000

E-01 Heater Rp135.000.000 Rp135.000.000 Rp125.000.000

E-103 Kondensor Rp150.000.000 Rp150.000.000 Rp125.000.000

E-105 Kondensor Rp140.000.000 Rp140.000.000 Rp125.000









E-104 Cooler Rp150.000.000 Rp150.000.000 Rp150.000.000

E-212 Cooler Rp160.000.000 Rp160.000.000 Rp160.000.000

E-222 Cooler Rp155.000.000 Rp155.000.000 Rp155.000.000

E-232 Cooler Rp145.000.000 Rp145.000.000 Rp145.000.000

E-242 Cooler Rp160.000.000 Rp160.000.000 Rp160.000.000

E-244 Cooler Rp150.008.952 Rp150.008.952 Rp150.008.952

E-301 Cooler Rp150.008.952 Rp150.008.952 Rp150.008.952

EJ Ejektor Rp267.565.073 Rp802.695.219 Rp802.695.219 BC Barometrik condensor Rp350.527.500 Rp701.055.000 Rp701.055.000

Total haga peralatan Impor Rp15.102.240.606 - Total haga peralatan Non Impor - Rp300.000.000


Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas

Kode Alat

Utilitas Nama Alat harga 1 unit

(Rp.) harga total (Rp.) Import Non Import

T-704 Menara Air Rp365.890.000 Rp1.463.560.000 Rp1.463.560.000

T-708 Tangki Umpan Deaerator Rp520.757.325 Rp520.757.325 Rp520.757.325

M-701 Cooling Water Rp186.452.560 Rp186.452.560 Rp186.452.560

D-701 Deaerator Rp186.452.560 Rp559.357.680 Rp559.357.680

KU-01 Ketel uap Rp186.452.560 Rp372.905.120 Rp372.905.120

T-709 Tangki OTH Rp186.452.560 Rp186.452.560 Rp186.452.560

V-01 Expansion Vessel Rp186.452.560 Rp186.452.560 Rp186.452.560

KU-01 Ketel uap Rp186.452.560 Rp559.357.680 Rp559.357.680

V-02 Expansion Vessel Rp186.452.560 Rp372.905.120 Rp372.905.120

PU Pompa utilitas Rp10.000.000 Rp100.000.000 Rp100.000.000

T-710 Tangki Nitrogen Rp10.547.658 Rp10.547.658 Rp10.547.658

PL Pompa Limbah Rp20.000.000 Rp20.000.000

Rp20.000.000

G Generator Rp400.000.000 Rp1.600.000.000 Rp1.600.000.000

Total haga peralatan Import Rp1.994.864.983 -

Total haga peralatan Non Import - Rp1.720.000.000


Untuk harga alat impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut:

- 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 %

Untuk harga alat non impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai

berikut:

- PPn = 10 %

- PPh = 10 %

- Transportasi lokal = 0,5 %

- Biaya tak terduga = 0,5 %

Total = 21 %

Maka, total harga peralatan adalah: Harga impor = 1,43 × (Rp15.102.240.606 + Rp 1.994.864.983) = Rp. 24.448.860.993,-

Harga non impor = 1,21 (Rp300.000.000 + Rp 1.720.000.000) = Rp. 2.444.200.000,- Rp. 26.893.060.993, - Biaya pemasangan diperkirakan 30 % dari total harga peralatan (Timmerhaus 2004).

Biaya pemasangan = 0,3 × Rp. 26.893.060.993, -

= Rp. 8.067.918.298

Sehingga biaya peralatan + pemasangan (C):

= Rp. 26.893.060.993, - + Rp. 8.067.918.298

= Rp. 34.960.979.291

Instrumentasi dan Alat Kontrol

Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 30% dari total harga

peralatan (Timmerhaus et al, 2004).


Biaya instrumentasi dan alat kontrol (D) = 0,3 × Rp. 26.893.060.993, -

= Rp. 8.067.918.298

Biaya Perpipaan

Diperkirakan biaya perpipaan 60% dari total harga peralatan (Timmerhaus et al,

2004).

Biaya perpipaan (E) = 0,6 × Rp. 26.893.060.993, -

= Rp 16.135.836.596

Biaya Instalasi Listrik

Diperkirakan biaya instalasi listrik 20% dari total harga peralatan (Timmerhaus et

al, 2004).

Biaya instalasi listrik (F) = 0,2 × Rp. 26.893.060.993, -

= Rp 5.378.612.19 Biaya Insulasi

Diperkirakan biaya insulasi 20% dari total harga peralatan (Timmerhaus et al,

2004).

Biaya insulasi (G) = 0,2 × Rp. 26.893.060.993, -

= Rp 5.378.612.199

Biaya Inventaris Kantor

Diperkirakan biaya inventaris kantor 10% dari total harga peralatan (Timmerhaus

et al, 2004).

Biaya inventaris kantor (H)= 0,1 × Rp. 34.960.979.291

= Rp 3.496.097.929

Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan

Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 5% dari total harga

peralatan (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan ( I ) = 0,05× Rp. 34.960.979.291

= Rp 1.7748.048.964


Sarana Transportasi

Untuk mempermudah pekerjaan, perusahaan memberi fasilitas sarana

transportasi (J) seperti pada tabel berikut.

Tabel LE.5 Biaya Sarana Transportasi No Jenis Kendaraan Unit Tipe Harga/unit Harga/total

1 Mobil Dewan Komisaris 3 Toyota New Camry 2010

Rp706.850.000,00 Rp2.120.550.000,00

2 Mobil Direktur 1 Toyota Fortuner TRD

Rp509.700.000,00 Rp509.700.000,00

3 Mobil Manager dan Staf Ahli 9 Toyota Altis Rp429.250.000,00 Rp3.863.250.000,00

4 Mobil Kepala Seksi 14 Kijang Inova LUXURY

Rp300.450.000,00 Rp4.206.300.000,00

5 Ambulance 1 Minibus Rp200.000.000,00 Rp200.000.000,00

6 Bus Karyawan 3 Bus Rp350.000.000,00 Rp1.050.000.000,00

7 Truk 10 Truk Rp350.000.000,00 Rp3.500.000.000,00

8 Mobil Pemadam Kebakaran 2 Truk Rp250.000.000,00

Rp500.000.000,00

9 Fork Lift 2 Truk Rp271.550.000,00 Rp1.357.750.000,00

10 Traktor 2 Rp215.300.000,00 Rp430.600.000,00

Total Biaya Transportasi Rp.17.307.550.000,00

Total MITL = A + B + C + D + E + F + G + H + I + J

= Rp 116.143.960.475

E.1.2 Modal Investasi Tetap Tidak Langsung (MITTL)

Pra Investasi

Diperkirakan 20 % dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).

Pra Investasi (K) = 0,5 × Rp. 26.893.060.993

= Rp 5.378.612.199

Biaya Engineering dan Supervisi

Diperkirakan 32% dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya Engineering dan Supervisi (L) = 0,32 × Rp. 26.893.060.993


= Rp 8.605.779.518

Biaya Legalitas


Biaya Legalitas (M) = 0,1 × Rp. 26.893.060.993

= Rp 2.689.306.099

Biaya Kontraktor


Biaya Kontraktor (N) = 0,2 × Rp. 26.893.060.993

= Rp. 5.378.612.199

Biaya Tak Terduga

Diperkirakan 37% dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004) .

Biaya Tak Terduga (O) = 0,37 × Rp. 26.893.060.993

= Rp. 9.950.432.567

Total MITTL = K + L + M + N + O

= Rp. 32.002.742.581

Total MIT = MITL + MITTL

= Rp 116.143.960.475 + Rp. 32.002.742.581

= Rp. 148.146.703.056

E.2 Modal Kerja

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

E.2.1 Persediaan Bahan Baku

A. Bahan baku proses

1. Palm Kernel Oil (PKO)

Kebutuhan = 15.000 kg

Harga = Rp 8500,- /kg (BPS, 2011)

Harga total = 90 hari × 24 jam/hari × 15.000 kg/jam × Rp 8500 /kg

= Rp 275.400.000.000,00

B. Persediaan bahan baku utilitas dan pengolahan limbah


1. Kebutuhan air industri

Kebutuhan = 372,329 m3/jam

Harga = Rp. 15.000,-/ m3

Harga total = 90 hari × 24 jam × 372,329 m3/jam × Rp 15.000,-/kg

= Rp. 12.063.459.600

2. Solar

Kebutuhan = 1523,15 L/jam

Harga solar untuk industri = Rp. 5.700,-/L (Pertamina, 2011)

Harga total = 90 hari × 24 jam/hari × 1523,15 L/jam × Rp. 5.700,-/L

= Rp. 18.753.036.070

3. Nitrogen

Kebutuhan = 303.003,3875 kg

Harga Nitrogen = Rp. 5.500,-/kg (Aneka Gas, 2011)

Harga total = 90 hari × 24 jam/hari × 303.003,3875 kg × Rp. 5.000,-/kg

= Rp. 588.667.832

4. Pengolahan limbah

Limbah = 0,795 m3/jam

Pengolahan = Rp. 8.325,-/m3

Harga total = 90 hari × 24 jam/hari × 0,795 m3/jam × Rp. 8.325,-/ m3

= Rp. 14.295.690

Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 bulan (90 hari)

= Rp 306.819.459.191

E.2.2 Kas

A. Gaji Pegawai

Tabel LE.6 Perincian gaji

Jabatan Jumlah Gaji/bulan Total Gaji/bulan Dewan Komisaris 3 Rp15.000.000 Rp45.000.000 Direktur 1 Rp18.000.000 Rp18.000.000 Sekretaris 2 Rp2.500.000 Rp5.000.000


Staf ahli 5 Rp12.000.000 Rp60.000.000 Manajer Produksi 1 Rp10.000.000 Rp10.000.000 Manajer Teknik 1 Rp10.000.000 Rp10.000.000 Manajer Umum dan Keuangan 1 Rp10.000.000 Rp10.000.000 Manajer Pembelian dan Pemasaran 1 Rp10.000.000 Rp10.000.000 Kepala Seksi Proses 1 Rp6.000.000 Rp6.000.000 Kepala Seksi Laboratorium R&D 1 Rp6.000.000 Rp6.000.000 Kepala Seksi Utilitas 1 Rp6.000.000 Rp6.000.000 Kepala Seksi Listrik 1 Rp6.000.000 Rp6.000.000 Kepala Seksi Instrumentasi 1 Rp6.000.000 Rp6.000.000 Kepala Seksi Pemeliharaan Pabrik 1 Rp6.000.000 Rp6.000.000 Kepala Seksi Keuangan 1 Rp6.000.000 Rp6.000.000 Kepala Seksi Administrasi 1 Rp6.000.000 Rp6.000.000 Kepala Seksi Personalia 1 Rp6.000.000 Rp6.000.000 Kepala Seksi Humas 1 Rp6.000.000 Rp6.000.000 Kepala Seksi Keamanan 1 Rp6.000.000 Rp6.000.000 Kepala Seksi Pembelian 1 Rp6.000.000 Rp6.000.000 Kepala Seksi Penjualan 1 Rp6.000.000 Rp6.000.000 Kepala Seksi Gudang / Logistik 1 Rp6.000.000 Rp6.000.000 Karyawan Proses 25 Rp3.500.000 Rp87.500.000 Karyawan Laboratorium, R&D 6 Rp3.000.000 Rp18.000.000 Karyawan Utilitas 7 Rp3.000.000 Rp21.000.000 Karyawan Unit Pembangkit Listrik 8 Rp3.000.000 Rp24.000.000 Karyawan Instrumentasi Pabrik 8 Rp3.000.000 Rp24.000.000 Karyawan Pemeliharaan Pabrik 7 Rp3.000.000 Rp21.000.000 Karyawan Bagian Keuangan 4 Rp2.000.000 Rp8.000.000 Karyawan Bagian Administrasi 3 Rp2.000.000 Rp6.000.000 Karyawan Bagian Personalia 3 Rp2.000.000 Rp6.000.000 Karyawan Bagian Humas 3 Rp2.000.000 Rp6.000.000 Karyawan Pembelian 6 Rp2.000.000 Rp12.000.000 Lanjutan... Karyawan Penjualan / Pemasaran 6 Rp2.000.000 Rp12.000.000 Petugas Keamanan 8 Rp1.800.000 Rp14.400.000 Karyawan Gudang / Logistik 8 Rp1.800.000 Rp14.400.000 Dokter 1 Rp2.500.000 Rp2.500.000 Perawat 2 Rp1.800.000 Rp3.600.000 Petugas Kebersihan 10 Rp1.250.000 Rp10.000.000


Supir 8 Rp1.500.000 Rp12.000.000 Total 150 Rp553.300.000

Diperkirakan seluruh karyawan bekerja lembur, dimana gaji lembur dihitung

dengan rumus: 1/173 x gaji per bulan, dimana untuk 1 jam pertama dibayar 1,5 kali

gaji perjam dan jam berikutnya 2 kali dari gaji satu jam (Kep. Men, 2003).

Dan Keputusan Menteri Tenaga Kerja Dan Transmigrasi Republik Indonesia

Nomor: Kep.234/Men/2003 yaitu 8 jam sehari atau 48 jam per minggu dan jam kerja

selebihnya dianggap lembur. Perhitungan uang lembur menggunakan acuan 1/173

dari upah sebulan (Pasal 10 Kep.234/Men/2003)

Sehingga diperkirakan seluruh karyawan bekerja lembur, dimana dalam 1

bulan ada 6 hari libur sehingga 1 tahunnya ada 42 hari libur. Dalam 1 bulan diberi

maksimum lembur cuti sebanyak 3 hari atau 24 jam kerja.

Gaji lembur untuk 8 jam kerja yaitu:

1 jam pertama = 1,5 x 1 x 1/173 x Rp 553.300.000 = Rp. 4.797.399,-

7 jam berikutnya = 2 x 7 x 1/173 x Rp 553.300.000= Rp. 44.775.723,-

Total gaji lembur dalam 1 bulan = Rp 148.719.364,-

Jadi, gaji pegawai selama 1 bulan beserta lembur

= Rp 148.719.364,-+ Rp 553.300.000 = Rp 702.019.092

Total gaji pegawai selama 3 bulan beserta lembur

= Rp 702.019.364 x 3 = Rp 2.106.058.092

B. Biaya Administrasi Umum

Diperkirakan 20 % dari gaji pegawai = 0,2 × Rp 1.659.900.0

00

= Rp. 421.211.618

C. Biaya Pemasaran

Diperkirakan 20 % dari gaji pegawai = 0,2 × Rp 1.659.900.000

= Rp. 421.211.618


Tabel LE.7 Perincian Biaya Kas

No. Jenis Biaya Jumlah (Rp) 1 Gaji Pegawai Rp2.106.058.092 2 Administrasi Umum Rp421.211.618 3 Pemasaran Rp421.211.618 Total Rp2.948.481.329

D. Biaya Start – Up

Diperkirakan 20 % dari Modal Investasi Tetap (Timmerhaus et al, 2004).

= 0,2 × Rp. 148.146.703.056 = Rp 29.629.340.611

E.2.3 Piutang Dagang

HPT12IPPD ×=

dimana: PD = piutang dagang

IP = jangka waktu kredit yang diberikan (1 bulan)

HPT = hasil penjualan tahunan

Penjualan :

1. Harga jual Blanded C12-C14 = Rp. 6.700/kg ( BPS,2011 )

Produksi Blanded C12-C14 = 9.175,759 kg/jam

Hasil penjualan Blanded C12-C14 tahunan

= 9.175,759 kg/jam × 24jam/hari × 335hari/thn × Rp. 6.700/kg

= Rp. 494.279.791.737

2. Harga jual Asam Oleat = Rp. 7.700 /kg ( BPS, 2011 )

Produksi Asam Oleat = 1.903,800 kg/jam

Hasil penjualan Asam Oleat tahunan


= Rp. 117.8600.465.416

3. Harga jual Blanded C8-C10 = Rp. 12.300/kg ( BPS, 2011 )





= Rp. 103.6800.647.967

4. Harga jual Blanded C16-C18 = Rp. 11.200 /kg ( BPS,2011 )



= 1.514,504 kg/jam × 24jam/hari × 335hari/thn × Rp. 11.200 /kg

= Rp. 136.378.076.156

5. Harga jual Blanded C18-C20 = Rp. 6.800/kg ( BPS,2011 )

Produksi Blanded C18-C20 = 853,183 kg/jam


= 853,183 kg/jam × 24jam/hari × 335hari/thn × Rp. 6.800/kg

= Rp. 46.645.243.892

6. Harga jual Gliserol = Rp. 8.900/kg ( BPS,2011 )

Produksi Gliserol = 1.392,813 kg/jam

Hasil penjualan Gliserol tahunan


= Rp. 99.664.140.452

Total hasil penjualan produk = Rp. 951.863.121.728

Piutang Dagang = 123× Rp. 951.863.121.728

= Rp. 237.965.780.432

Perincian modal kerja dapat dilihat pada tabel di bawah ini.

Tabel LE.8 Perincian Modal Kerja


No. Biaya Jumlah (Rp) 1 Bahan baku proses dan utilitas Rp306.819.459.191 2 Kas Rp2.948.481.329 3 Start up Rp.29.629.340.611 4 Piutang Dagang Rp237.965.780.432 Total Rp577.363.061.564

Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja

= Rp. 148.146.703.057 + Rp. 577.363.061.564

= Rp. 725.509.764.620

Modal ini berasal dari:

- Modal sendiri = 60 % dari total modal investasi

= 0,6 × Rp. 725.509.764.620

= Rp. 435.305.858.772

- Pinjaman dari Bank = 40 % dari total modal investasi

= 0,4 × Rp. 725.509.764.620

= Rp. 290.203.905.848

E.3 Biaya Produksi Total

E.3.1 Biaya Tetap (Fixed Cost = FC)

A. Gaji Tetap Karyawan

Gaji tetap karyawan terdiri dari gaji tetap tiap bulan ditambah 2 bulan gaji yang

diberikan sebagai tunjangan, sehingga (P)

Gaji total = (12 + 2) × Rp 702.019.364,-

= Rp 9.828.271.098,-

B. Bunga Pinjaman Bank

Bunga pinjaman bank adalah 15 % dari total pinjaman (Bank Mandiri, 2011).

Bunga bank (Q) = 0,15 × Rp. 290.203.905.848

= Rp. 43.530.585.877,-

C. Depresiasi dan Amortisasi

Pengeluaran untuk memperoleh harta berwujud yang mempunyai masa

manfaat lebih dari 1 (satu) tahun harus dibebankan sebagai biaya untuk

mendapatkan, menagih, dan memelihara penghasilan melalui penyusutan (Rusdji,


2004). Pada perancangan pabrik ini, dipakai metode garis lurus atau straight line

method. Dasar penyusutan menggunakan masa manfaat dan tarif penyusutan sesuai

dengan Undang-undang Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000 Pasal 11 ayat 6

dapat dilihat pada tabel LE.11.

Tabel LE.9 Aturan depresiasi sesuai UU Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000

Kelompok Harta

Berwujud

Masa

(tahun)

Tarif

(%)

Beberapa Jenis Harta

I. Bukan Bangunan

1.Kelompok 1

2. Kelompok 2

3. Kelompok 3

4

8

16

25

12,5

6,25

Mesin kantor, perlengkapan, alat perangkat/

tools industri.

Mobil, truk kerja

Mesin industri kimia, mesin industri mesin

II. Bangunan

Permanen

20

5

Bangunan sarana dan penunjang (Waluyo, 2000 dan Rusdji, 2004)

Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol.

n

LPD −=

dimana: D = depresiasi per tahun

P = harga awal peralatan

L = harga akhir peralatan

n = umur peralatan (tahun)

Tabel LE.10 Perhitungan Biaya Depresiasi sesuai UURI No. 17 Tahun 2000

Komponen Biaya Umur (tahun) Depresiasi (Rp)

Bangunan Rp.14.163.080.000 20 Rp. 708.154.000 Peralatan proses dan utilitas Rp34.960.979.291 16 Rp2.185.061.206 Instrumentrasi dan pengendalian proses Rp8.067.918.298 4 Rp2.016.979.574,46 Perpipaan Rp16.135.836.596 4 Rp4.033.959.148,93 Instalasi listrik Rp5.378.612.199 4 Rp1.344.653.049,64 Insulasi Rp5.378.612.199 4 Rp1.344.653.049,64 Inventaris kantor Rp3.496.097.929 4 Rp874.024.482,27 Perlengkapan keamanan Rp1.748.048.965 5 Rp437.012.241,13


dan kebakaran Sarana transportasi Rp17.307.550.000 8 Rp2.163.443.750,00 TOTAL Rp15.107.940.502

Semua modal investasi tetap langsung (MITL) kecuali tanah mengalami

penyusutan yang disebut depresiasi, sedangkan modal investasi tetap tidak langsung

(MITTL) juga mengalami penyusutan yang disebut amortisasi.

Pengeluaran untuk memperoleh harta tak berwujud dan pengeluaran lainnya

yang mempunyai masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun untuk mendapatkan,

menagih, dan memelihara penghasilan dapat dihitung dengan amortisasi dengan

menerapkan taat azas (UURI Pasal 11 ayat 1 No. Tahun 2000). Para Wajib Pajak

menggunakan tarif amortisasi untuk harta tidak berwujud dengan menggunakan masa

manfaat kelompok masa 4 (empat) tahun sesuai pendekatan prakiraan harta tak

berwujud yang dimaksud (Rusdji, 2004).

Untuk masa 4 tahun, maka biaya amortisasi adalah 25 % dari MITTL. sehingga :

Biaya amortisasi = 0,25 × Rp 32.002.742.581

= Rp. 8.000.685.645,-

Total biaya depresiasi dan amortisasi (R)

= Rp15.107.940.501 + Rp. 8.000.685.645,-

= Rp. 23.108.626.147,-

D. Biaya Tetap Perawatan

1. Perawatan mesin dan alat-alat proses

Perawatan mesin dan peralatan dalam industri proses berkisar 2 sampai 20%,

diambil 10 % dari harga peralatan terpasang pabrik (Timmerhaus et al,

2004).

Biaya perawatan mesin = 0,1 × Rp 34.960.979.291

= Rp. 3.496.097.929,-

2. Perawatan bangunan

Diperkirakan 10 % dari harga bangunan (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan bangunan = 0,1 × Rp14.163.080.000


= Rp 1.416.308.000 3. Perawatan kendaraan

Diperkirakan 10 % dari harga kendaraan (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan kenderaan = 0,1 × Rp17.307.550.000

= Rp 1.730.755.000

4. Perawatan instrumentasi dan alat kontrol

Diperkirakan 10 % dari harga instrumentasi dan alat kontrol (Timmerhaus et

al, 2004).

Perawatan instrumen = 0,1 × Rp 8.067.918.298

= Rp 806.791.830

5. Perawatan perpipaan

Diperkirakan 10 % dari harga perpipaan (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan perpipaan = 0,1 × Rp16.135.836.596

= Rp 1.613.583.660

6. Perawatan instalasi listrik

Diperkirakan 10 % dari harga instalasi listrik (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan listrik = 0,1 × Rp 5.378.612.199

= Rp 537.861.220

7. Perawatan insulasi

Diperkirakan 10 % dari harga insulasi (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan insulasi = 0,1 × Rp5.378.612.199

= Rp 537.861.220

8. Perawatan inventaris kantor

Diperkirakan 10 % dari harga inventaris kantor (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan inventaris kantor = 0,1 × Rp 3.496.097.929

= Rp 349.609.793

9. Perawatan perlengkapan kebakaran

Diperkirakan 10 % dari harga perlengkapan kebakaran (Timmerhaus et al,

2004).

Perawatan perlengkapan kebakaran = 0,1 × Rp1.748.048.965

= Rp 174.804.896


Total biaya perawatan (S) = Rp. 10.663.673.548

E. Biaya Tambahan Industri (Plant Overhead Cost)

Biaya tambahan industri ini diperkirakan 20 % dari modal investasi tetap

(Timmerhaus et al, 2004).

Plant Overhead Cost (T) = 0,2 × Rp148.146.703.057

= Rp29.629.340.611

F. Biaya Administrasi Umum

Biaya administrasi umum selama 3 bulan adalah Rp 4.444.401.092

Biaya administrasi umum selama 1 tahun (U) = 4 × Rp. 4.444.401.092,-

= Rp 17.777.604.367

G. Biaya Pemasaran dan Distribusi

Biaya pemasaran selama 1 tahun = Rp 23.703.472.489

Biaya distribusi diperkirakan 50 % dari biaya pemasaran, sehingga :

Biaya distribusi = 0,5 × Rp 23.703.472.489

= Rp 11.851.736.245

Biaya pemasaran dan distribusi (V) = Rp 35.555.208.734

H. Biaya Laboratorium, Penelitan dan Pengembangan

Diperkirakan 5 % dari biaya tambahan industri (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya laboratorium (W) = 0,05 × Rp 29.629.340.611

= Rp 4.444.401.092

I. Hak Paten dan Royalti

Diperkirakan 1% dari modal investasi tetap (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya hak paten dan royalti (X) = 0,01 × Rp 148.143.960.475

= Rp 1.481.467.031

J. Biaya Asuransi

1. Biaya asuransi pabrik adalah 4,8 permil dari modal investasi tetap

langsung (Asosiasi Asuransi Jiwa Indonesia-AAJI, 2011).

= 0,0048 × Rp 116.143.960.475

= Rp 5.574.910.103


Biaya asuransi karyawan

Premi asuransi = Rp. 375.000,-/tenaga kerja (Asuransi Jiwa Bersama

Bumiputera, 2008)

Maka biaya asuransi karyawan = 150 orang × Rp. 375.000,-/orang

= Rp. 56.250.000,-

Total biaya asuransi (Y) = Rp 5.631.160.103

K. Pajak Bumi dan Bangunan

Dasar perhitungan Pajak Bumi dan Bangunan (PBB) mengacu kepada Undang-

Undang RI No. 20 Tahun 2000 Jo UU No. 21 Tahun 1997 tentang Bea Perolehan Hak

atas Tanah dan Bangunan sebagai berikut:

Yang menjadi objek pajak adalah perolehan hak atas tanah dan atas bangunan (Pasal 2

ayat 1 UU No.20/00).

Dasar pengenaan pajak adalah Nilai Perolehan Objek Pajak (Pasal 6 ayat 1 UU

No.20/00).

Tarif pajak ditetapkan sebesar 5% (Pasal 5 UU No.21/97).

Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak ditetapkan sebesar Rp. 30.000.000,-

(Pasal 7 ayat 1 UU No.21/97).

Besarnya pajak yang terutang dihitung dengan cara mengalikkan tarif pajak dengan

Nilai Perolehan Objek Kena Pajak (Pasal 8 ayat 2 UU No.21/97).

Maka berdasarkan penjelasan di atas, perhitungan PBB ditetapkan sebagai berikut :

Wajib Pajak Pabrik Pembuatan Blanded C12-C14 dan Asam Oleat

Nilai Perolehan Objek Pajak

Total NJOP Rp 23.670.305.000,-

Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak Rp. 30.000.000,- –

Nilai Perolehan Objek Pajak Kena Pajak Rp 23.640.305.000,-

Pajak yang Terutang (5% × NPOPKP) Rp 1.182.015.250,-

Pajak Bumi dan Bangunan (Z) adalah Rp 1.182.015.250,-

Total Biaya Tetap = P + Q + R + S + T + U +V + W + X + Y + Z


= Rp. 182.832.353.857

E.3.2 Biaya Variabel

A. Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas per tahun

Biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 90 hari adalah

= Rp 306.819.459.191

Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 1 tahun

= Rp 306.819.459.191× 90335

= Rp 1.142.050.209.212

B. Biaya Variabel Tambahan

1. Perawatan dan Penanganan Lingkungan

Diperkirakan 10 % dari biaya variabel bahan baku

Biaya perawatan lingkungan = 0,1 × Rp 1.142.050.209.212

= Rp. 114.205.020.921

2. Biaya Variabel Pemasaran dan Distribusi

Diperkirakan 10% dari biaya variabel bahan baku

Biaya variabel pemasaran = 0,1 × Rp 1.142.050.209.212

= Rp 114.205.020.921

Total biaya variabel tambahan = Rp. 228.410.041.842

C. Biaya Variabel Lainnya

Diperkirakan 10 % dari biaya variabel tambahan

= 0,1 × Rp. 228.410.041.842

= Rp. 22.841.004.184

Total biaya variabel = Rp. 251.251.046.027

Total biaya produksi = Biaya Tetap + Biaya Variabel

= Rp. 434.083.399.883

E.4 Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan


E.4.1 Laba Sebelum Pajak (Bruto)

Laba atas penjualan = total penjualan – total biaya produksi

= Rp 951.863.121.729 – Rp 434.083.399.883

= Rp 517.779.721.845

Bonus perusahaan untuk karyawan 1% dari keuntungan perusahaan

= 0,01 × Rp 517.779.721.845

= Rp 5.177.797.218

Pengurangan bonus atas penghasilan bruto sesuai dengan UU RI No. 17/00

Pasal 6 ayat 1 sehingga :

Laba sebelum pajak (bruto) = Rp 517.779.721.845– Rp 5.177.797.218

= Rp. 512.601.924.627

E.4.2 Pajak Penghasilan

Berdasarkan UURI Nomor 17 ayat 1 Tahun 2000, Tentang Perubahan

Ketiga atas Undang-undang Nomor 7 Tahun 1983 Tentang Pajak Penghasilan

adalah (Rusjdi, 2004):

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 % × Rp 50.000.000 = Rp. 5.000.000,-

- 15 % × (Rp 100.000.000 – Rp 50.000.000) = Rp. 7.500.000,-

- 30% × (Bruto – Rp. 100.000.000)) = Rp. 153.750.577.388,-

Total PPh = Rp. 153.763.077.388,-

E.4.3 Laba setelah pajak

Laba setelah pajak = laba sebelum pajak – PPh

= Rp. 512.601.924.627,- – Rp. 153.763.077.388,- = Rp 358.838.847.239,-


E.5 Analisa Aspek Ekonomi

A. Profit Margin (PM)

PM = penjualantotal

pajaksebelumLaba × 100 %

PM = 100% 1.729951.863.12 Rp.

4.627,-512.601.92 Rp.×

= 53,852 %

B. Break Even Point (BEP)

BEP = VariabelBiayaPenjualanTotal

TetapBiaya−

× 100 %

BEP = 100% 6.027,-251.251.04 Rp. 1.729951.863.12 Rp.

3.857,-182.832.35 Rp.×

−

= 26,096 %

Kapasitas produksi pada titik BEP = 26,096 %× 89.080 ton/tahun

= 23.246 ton/tahun

Nilai penjualan pada titik BEP = 26,096 % × Rp. 951.863.121.729

= Rp. 248.399.051.530

C. Return on Investment (ROI)

ROI = investasi modal Total

pajak setelah Laba × 100 %

ROI = 100% 64.621725.5098.7 Rp.7.239,-358.838.84 Rp.

× = 49,460 %

D. Pay Out Time (POT)

POT = tahun1 ROI

1×

POT = 2,022 tahun

E. Return on Network (RON)

RON = sendiriModal

pajaksetelahLaba × 100 %


RON = 100% 8.772435.305.85 Rp.

7.239,-358.838.84 Rp.× = 82,434 %

F. 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

- Masa pembangunan disebut tahun ke nol

- Jangka waktu cash flow dipilih 10 tahun

- Perhitungan dilakukan dengan menggunakan nilai pada tahun ke – 10

- Cash flow adalah laba sesudah pajak ditambah penyusutan.

Dari Tabel LE.12, diperoleh nilai IRR = 61,004 %

Tabel LE.11 Analisa Parameter Kelayakan Pabrik Blanded C12-C14 dan Asam Oleat

Parameter Kriteria Kelayakan Hasil Perhitungan PM Nilai Positif 53,852 % BEP Nilai Positif 26,096 % ROI Nilai Positif 49,460 % POT < 8 tahun 2,022 tahun RON Nilai Positif 82,434 % IRR > Suku bunga pinjaman 61,004 %


BREAK EVEN POINT PABRIK PEMBUATAN BLANDED C12-C14 DAN ASAM OLEAT

DARI FRAKSINASI PALM KERNEL OIL KAPASITAS PRODUKSI 89.080 TON/TAHUN

Gambar LE.6 Grafik BEP

26,096 %


Tabel. LE.13 Data Perhitungan Break Even Point (BEP)

% Kapasitas Biaya tetap Biaya variabel Biaya produksi Penjualan 0 0,1828 0,0000 0,1828 0,0000 10 0,1828 0,0251 0,2080 0,0952 20 0,1828 0,0503 0,2331 0,1904 30 0,1828 0,0754 0,2582 0,2856 40 0,1828 0,1005 0,2833 0,3807 50 0,1828 0,1256 0,3085 0,4759 60 0,1828 0,1508 0,3336 0,5711 70 0,1828 0,1759 0,3587 0,6663 80 0,1828 0,2010 0,3838 0,7615 90 0,1828 0,2261 0,4090 0,8567

100 0,1828 0,2513 0,4341 0,9519


Tabel. LE.12 Data Perhitungan Internal Rate of Return (IRR)

IRR = 61 %+ ( )%01,61%61)138.610.76(648.539.54

54.539.648−×

−−

IRR = 61,004 %

Tahun Laba sebelum pajak Pajak Laba sesudah

pajak Depresiasi Net cash flow P/F pada I = 61 %

PV pada I = 61 %

P/F pada I = 61,01 %

PV pada I = 61,01 %

0 - - - - (725.509.764.621) 1,00000 (725.509.764.621) 1,00000 (725.509.764.621)

1 512.601.924.627 153.763.077.388 358.838.847.239 23.108.626.147 381.947.473.386 0,62112 237.234.455.519 0,62108 237.219.721.375

2 563.862.117.090 169.141.135.127 394.720.981.963 23.108.626.147 417.829.608.110 0,38579 161.193.475.603 0,38574 161.173.453.434

3 620.248.328.798 186.056.998.640 434.191.330.159 23.108.626.147 457.299.956.306 0,23962 109.578.040.948 0,23957 109.557.625.216

4 682.273.161.678 204.664.448.504 477.608.713.175 23.108.626.147 500.717.339.322 0,14883 74.522.793.597 0,14880 74.504.281.492

5 750.500.477.846 225.132.643.354 525.367.834.492 23.108.626.147 548.476.460.639 0,09244 50.702.411.214 0,09241 50.686.668.057

6 825.550.525.631 247.647.657.689 577.902.867.942 23.108.626.147 601.011.494.089 0,05742 34.508.614.389 0,05740 34.495.756.831

7 908.105.578.194 272.414.173.458 635.691.404.736 23.108.626.147 658.800.030.883 0,03566 23.494.839.287 0,03565 23.484.626.676

8 998.916.136.013 299.657.340.804 699.258.795.209 23.108.626.147 722.367.421.356 0,02215 16.001.148.027 0,02214 15.993.199.367

9 1.098.807.749.615 329.624.824.884 769.182.924.730 23.108.626.147 792.291.550.877 0,01376 10.900.643.595 0,01375 10.894.551.959

10 1.208.688.524.576 362.589.057.373 846.099.467.203 23.108.626.147 869.208.093.350 0,00855 7.427.882.090 0,00854 7.423.270.074

54.539.648 (76.610.138)


Appendix 2

Documents

Transcript of Appendix 2