Appendix Bab 4

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

Kapasitas produksi : 3 % × 85000 ton/tahun

= 2550 ton/tahun

Basis perhitungan : 1 jam operasi

Satuan berat : kilogram (kg)

Kapasitas produksi : 2550 tahunton ×

tonkg

11000 ×

haritahun

300×

jamhari

241

= 354 kg

Komposisi bahan baku :

Glukosa : 21,7 %

Sukrosa : 34,19 %

Air : 26,49 %

Abu : 17,62 %

(buletin analisa tetes PG Sei Semayang, 2002)

LA.1 FILTER PRESS I (FP-101)

Diharapkan semua abu dapat terpisah dari molase dan cake mengandung air sekitar

10 %.

Asumsi bahan baku = 1335 kg

Glukosa : FG1 = FG

3

Sukrosa : F

= 21,7 % × 1335 kg = 289,695 kg

S1 = FS

3

Air : F

= 34,19 % × 1335 kg = 456,436 kg

Air1

F

= 26,49 % × 1335 kg = 353,642 kg

Air2 = 10 % FAir

1 = 0,1 × 353,641 kg = 35,364 kg

F1 F3

F2

Glukosa Sukrosa

Air Abu

Air Abu

Glukosa Sukrosa

Air

Universitas Sumatera Utara

FAir1 = FAir

2 + FAir

F

3

Air3 = FAir

1 - FAir2

= 318,278 kg

= (353,642 – 35,364) kg

Abu : FAbu1 = FAbu

2

= 17,62 % × 1335 kg = 235,227 kg

LA.2 REAKTOR (R-101)

Pada reaktor, sukrosa akan terhidrolisa sempurna membentuk glukosa.

Reaksi hidrolisa :

C12H22O11 + H2O 2C6H12O6

Sukrosa : FS3

N

= 456,436 kg

S3

kmolkg

kg

342

436,456 = = 1,335 kmol

Berdasarkan stoikiometri 1,335 kmol sukrosa ekivalen dengan 1,335 kmol H2

O dan

ekivalen dengan 2,670 kmol glukosa.

Air yang dibutuhkan untuk hidrolisa = 1,335 kmol × 18 kg/kmol

= 24,030 kg

Glukosa hasil hidrolisa = 2,670 kmol × 180 kg/kmol

= 480,6 kg

Glukosa pada alur 3, FG3

Total glukosa F

= 289,695 kg

G5 = FG

3

= (289,695 + 480,6) kg

+ glukosa hasil hidrolisa

= 770,295 kg

Glukosa Sukrosa

Air F3

F4 Air proses

F5 Glukosa Air


Gula diencerkan hingga kadar gula mencapai 14% berat agar tidak menghambat

aktivitas bakteri untuk berkembangbiak dan gula dapat terkonversi sempurna

(E.Gumbira Sa’id, 1984)

14 % = %100×+ airmassaglukosamassa

glukosamassa

0,14 = 1770,295

770,295×

+ x

107,841 + 0,14 x = 770,295

0,14 x = 770,295 – 107,841

x = 14,0454,662 = 4731,814 kg

Massa air yang ditambahkan untuk mengencerkan glukosa hingga 14 % adalah :

(4731,814 – 318,278) kg = 4413,536 kg

Total air pada alur 4, FAir4 = air untuk hidrolisa + air untuk pengenceran – FAir

= (24,030 + 4413,536 – 318,278) kg

3

= 4119,288 kg

Air pada alur 5, FAir5 = FAir

3 + FAir4

= (318,278 + 4119,288 – 24,030) kg

– air untuk hidrolisa

= 4413,536 kg

Total substrat yang akan dihidrolisa adalah glukosa + sukrosa + air pada alur 4 :

= (770,295 + 456,436 + 4119,288) kg

= 5346,019 kg

LA.3 FERMENTOR (R-102)

R-102

Glukosa Air

F5

F6 Saccharomyces

F7 (NH4)2SO4

F8 H3PO4

Glukosa Etanol

Air Saccharomyces

F10

F9

CO2


Pada fermentor, glukosa terkonversi 90 % membentuk etanol dan CO

Reaksi pembentukan etanol : 2

C6H12O6 90 % 2C2H6O + 2CO

Glukosa masuk pada alur 5 sebanyak 770,295 karena yang terkonversi 90 %, maka

yang bereaksi hanya sebanyak :

2

770,29510090

× kg = 693,266 kg

Glukosa pada alur 10, FG10 = 0,1 FG

= 0,1 × 770,295 kg = 77,030 kg

5

Glukosa yang bereaksi, NG5

kmolkg

kg

180

693,266 = = 3,851 kmol

Berdasarkan stoikiometri 3,851 kmol glukosa ekivalen dengan 7,702 kmol etanol dan

ekivalen dengan 7,702 kmol CO

Etanol : F2

E10

= 354,292 kg

= 7,702 kmol × 46 kg/kmol

CO2 : FCO29

= 338,965 kg

= 7,702 kmol × 44 kg/kmol

Air pada alur 10, FAir10

Total substrat = glukosa + air

= air pada alur 5 = 4413,536 kg

= FG5 + FAir

= (770,295 + 4413,536) kg

5

= 5183, 831 kg

Fermentasi menggunakan Saccharomyces Cerevisiae sebagai bakteri pengurai dan

(NH4)2SO4 dan H3PO4

Saccharomyces Cerevisiae = 5 % total substrat (Wanto, 1980)

sebagai nutrisi untuk bakteri (Wanto, 1980)

(NH4)2SO4

H

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

3PO4

= 0,4 % total substrat

Saccharomyces : FSc6

= 5 % × 5183, 831 kg

= 5 % × total substrat

= 259,192 kg


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

= 0,4 % × 5183, 831 kg

= 0,4 % × total substrat

= 20,735 kg

H3PO4 : FH3PO48

= 0,4 % × 5183, 831 kg

= 0,4 % × total substrat

= 20,735 kg

Saccharomyces Cerevisiae keluar : FSc10 = FSc

6 + F(NH4)2SO47 + FH3PO4

= (259,192 + 20,735 + 20,735) kg

8

= 300,662 kg

LA.4 TANGKI PENAMPUNG FERMENTASI (T-102)

FG

10 = FG11

F

= 77,030 kg

E10 = FE

11

F

= 354,292 kg

Air10 = FAir

11

F

= 4413,536 kg

Sc10 = FSc

11

Total substrat = (77,030 + 354,292 + 4413,536 + 300,662) kg

= 300,662 kg

= 5145,520 kg

= 4

5145,520kg = 1286,380 kg

Lama dari waktu fermentasi adalah selama 36 jam, sedangkan hasil keluaran dari

T-102 adalah 5145,520 kg. Sistem yang digunakan adalah secara kontinu maka

setiap keluaran dari T-102 per jamnya akan dibagi menjadi empat yaitu sebanyak

1286,380 kg. Hal ini dilakukan agar T-102 tidak akan mengalami kekosongan pada

saat menunggu keluaran substrat berikutnya.

F10 F11 Glukosa Etanol

Air Saccharomyces

Glukosa Etanol

Air Saccharomyces


LA.5 FILTER PRESS II (FP-102)

Diharapkan keseluruhan Saccharomyces tersaring dan cake nya mengandung air

10%.

Neraca massa glukosa :

Glukosa masuk alur 11 = glukosa keluar alur 13

FG11 = FG

13

Neraca massa etanol :

= 77,030 kg

Etanol masuk alur 11 = Etanol keluar alur 13

FE11 = FE

13

Neraca massa Saccharomyces :

= 354,292 kg

Saccharomyces masuk alur 11= Saccharomyces masuk alur 12

FSc11 = FSc

12

Neraca massa air :

= 300,662 kg

FAir11

F

= 4413,536 kg

Air12 = 0,1 × FAir

11

= 441,354 kg

= 0,1 × 4413,536 kg

FAir13 = FAir

11 - FAir12

= 3972,182 kg

= (4413,536 – 441,354) kg

Total keluaran dari alur 13 adalah :

Etanol : FE13

Glukosa : F

= 354,292 kg

G13

Air : F

= 77,030 kg

Air13

Maka:

= 3972,182 kg

F13

= (354,292 + 77,030 + 3972,182) kg = 4403,504 kg

F11 F13

F12

Air Saccharomyces

Glukosa Etanol

Air

Glukosa Etanol

Air Saccharomyces


Dari total keluaran dari alur 13 diatas maka diperoleh :

XE13 %100

504,4403354,292

×kgkg = = 8,05 %

XG13 %100

4403,50477,030

×kg

kg = = 1,75%

XAir13 %100

4403,5043972,182

×kgkg = = 90,20%

LA.6 MENARA DESTILASI (MD-101)

V-1

FC PC

K-101

R-101

MD

Neraca total :

F14 = F15 + F

F

16 14

F

= 4403,504 kg 15

F

= 354,292 kg 16 = F14 - F

= (4403,504 – 354,292) kg = 4049,212 kg

15

Neraca alur F15

F

: 15

F

= 354,292 kg

E15

F

= 0,96 × 354,292 kg = 340,120 kg

Air15

F14

= (354,292 – 340,120) kg = 14,172 kg

F16

Glukosa Etanol

Air

Glukosa Etanol

Air

Etanol Air

F15

Vd

Ld

Vb

Lb

D

B


Neraca alur F16

F

: 16

F

= 4049,212 kg

E16 = FE

14 - FE15

F

= (354,292 – 340,120) kg = 14,172 kg

G16 = FG

= 77,030 kg

13

FAir16 = F16 – ( FE

16 + FG16

= 4049,212 – (14,172 + 77,030) kg

)

= 3958,010 kg

Perhitungan ratio refluks dengan metode Underwood

Tabel LA.1 Data tekanan uap (Pa)

:

glukosa

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

(Reklaitis, 1983)

Persamaan tekanan uap :

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

1983)

Untuk glukosa : ln(P) = A + B/(T) + C ln T + DT

E

Tabel LA.2 Neraca massa molar pada menara destilasi Laju

Komp

Umpan (alur 14) Destilat (alur 15) Bottom (alur 16)

F (kg) N (kmol)

Xi

F (kg) N (kmol)

yi

F (kg) N (kmol)

Xi Etanol 354,292 7,702 0,0337 340,120 7,394 0,9039 14,172 0,308 0,0014

H2 3972,182 O 220,432 0,9644 14,172 0,786 0,0961 3958,010 219,645 0,9967

Glukosa 77,030 0,428 0,0019 0 0 0 77,030 0,428 0,0019

Σ 4403,504 228,562 1 354,292 8,180 1 4049,212 220,381 1

Etanol

(KPa)

H2

(KPa)

O

A 16,1952 16,5362

B 3423,53 3985,44

C -55,7152 -38,9974


Titik didih umpan masuk

Titik didih umpan masuk : dew point

:

Dew point destilat

T = 354,14

: o

P = 100 KPa

K

Komponen yi Pa (KPa) ki yi/ki αi

Etanol 0,9039 112,527504 1,12527504 0,8032703 2,3012745

H2 0,0961 O 48,897905 0,48897905 0,1965320 1

Σ 1 0,9998023

Syarat Σxi = Σ kiyi = 1

Oleh karena Σ kiyi mendekati 1, maka dew point destilat adalah 354,14oK.

Bubble point bottom

T = 370,23

: o

P = 100 KPa

K

Komponen Xi Pa (KPa) ki ki.xi αi

Etanol 0,0014 202,367279 2,02367279 0,0028331 2,2390088

H2 0,9967 O 90,382529 0,90382529 0,9008427 1

Glukosa 0,0019 138,529732 1,38529732 0,0026321

Σ 1 0,9063081

Syarat Σyi = Σ ki.xi = 1

Oleh karena Σ ki.xi mendekati 1 maka bubble point bottom adalah 370,23o

• Refluks minimum destilat (R

K.

DM

R

)

DM Φ−i

xdiiαα .+ 1 = Σ ; 1 – q = Σ

Φ−ixfii

αα . (Geankoplis, 1997)

Umpan masuk adalah cairan pada titik didihnya maka q = 1

Sehingga : ΣΦ−i

xfiiαα . = 0

Suhu yang digunakan pada perhitungan adalah suhu relatif,


T = 2

bubbledew TT − = 2

23,37014,354 + = 362,185o

Trial nilai Φ :

K

Φ = 2,17705 Komponen xfi αi

Φ−ixfii

αα .

Etanol 0,0337 2,2700458 0,8201822

H2 0,9644 O 1 -0,8194218

Glukosa 0,0019 0,490278 -0,0005523

Σ 1 0,0002081

Oleh karena ΣΦ−i

xfiiαα . = 0, maka Φ = 2,17705

Menghitung Rd : Komponen Xid=yid Pa(362,185)

KPa

ki αi

Φ−ixdii

αα .

Etanol 0,9039 152,078981 1,52078981 2,2700458 22,0594952

H2 0,0961 O 66,9937948 0,66993748 1 -0,0818147

Σ 1 21,9776805

RDM Φ−i

xdiiαα .+ 1 = Σ

RDM

R

+ 1 = 21,9776805

DM

R

= 21,9776805 – 1 = 20,9776805

D = 1,5 . RDM

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

Data :

Neraca disekitar kondensor pada menara destilasi:

RD

Ket: Vd = uap destilat

= 31,4665

Ld = liquid destilat

F = Feed (umpan)


D = Destilat B = Bottom

Komposisi pada tiap alur (Vd, Ld, F) adalah sama.

Rd = Ld / D (Geankoplis, 1997)

D = N

Ld = 31,4665 · 8,180

15

= 257,396 kmol

Vd = N

= Ld + D

Vd

= 257,396 + 8,180

= 265,576 kmol

Tabel LA.3 Neraca Komponen Alur Ld :

Komponen xi N (kmol)

F (kg)

EtOH 0,9039 232,660 10718,646 H2O 0,0961 24,736 445,743 Σ 1 257,396 11164,389

F

Neraca Komponen Alur Vd:

EVd = LdetOH + FE

15

= 10718,646 + 340,120

= 11058,766 kg

FAirVd

= LdH2O + FAir

= 445,743 + 14,172

15

= 459,915 kg

Vd = FEVd + FAir

= (11058,766 + 459,915 ) kg

Vd

= 11518,681 kg

Keterangan : Lb : Liquid bottom

Neraca disekitar reboiler pada menara destilasi:

Vb : Vapour bottom


B : bottom

Komposisi pada tiap alur (Lb, Vb, B) adalah sama.

Lb = Ld + qF (Geankoplis, 1997)

Lb = Ld + F

Lb = (11164,389 + 4403,504) kg

14

= 15567,893 kg

Lb = FLb

Vb = Lb – B = Vd

= 15567,893 kg

= 11518,681 kg

F

Neraca komponen Lb : Lb

F

= 15567,893 kg

ELb

F

= 0,003500 × 15567,893 = 54,487 kg

AirLb

F

= 0,977477 × 15567,893 = 15217,257 kg

GLb = 0,019023 × 15567,893 = 296,148 kg

Vb = 11518,681 kg

Neraca komponen Vb :

VbE

Vb

= 0,003500 × 11518,681 = 40,315 kg

Air

Vb

= 0,977477 × 11518,681 = 11259,246 kg

G

= 0,019023 × 11518,681 = 219,120 kg


LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Basis perhitungan : 1 jam operasi

Satuan operasi : kkal/jam

Temperatur referensi : 25 0

C

Perhitungan neraca panas ini menggunakan rumus-rumus perhitungan dan data-data

sebagai berikut:

Perhitungan Panas Bahan Masuk (Qin) dan Keluar (Qout

dTCpmQ ii ⋅∫=

)

+∆+= ∫ ∫

BP T

BPiVLii dTCpgHdTCplNQ

298

.... (1)

…. (2)

Keterangan : Persamaan 2 di atas, merupakan perhitungan panas bahan yang disertai

perubahan fasa (phase transition)

(Reklaitis, 1983)

Perhitungan Panas Reaksi 00

2980

PR HHHHQ ∆+∆+∆=∆= .... (3)

dimana:

(Smith,

2001)

tan

000298

reakifii

produkifii HvHvH

∆−

∆=∆ ∑∑

( ) ( )TCpnHi

HiiR −

=∆ ∑ 2980

( ) ( )2980 −

=∆ ∑ TCpnH

iHiiP

Data kapasitas Panas, Panas laten, dan Panas Pembentukan

Tabel LB.1 Kapasitas Panas Gas, Cpg T°K = a + bT + cT2 + dT3 + eT4

Komponen

[ J/mol°K ]

A B C D E Air 3.40471E+01 -9.65064E-03 3.29983E-05 -2.04467E-08 4.30228E-12 Ethanol 1.76907E+01 1.49532E-01 8.94815E-05 -1.97384E-07 8.31747E-11


Tabel LB.2 Kapasitas Panas Gas, 22

coshsinh

+

+=

TE

TE

DT

CT

CBACp

Komponen A B C D E glukosa 1.09E+05 2.08E+05 -7.28E+02 1.32E+05 -2.46E+03 sukrosa 7.85E+04 1.80E+05 1.54E+03 1.28E+05 700.30

Tabel LB.3 Kapasitas Panas Liquid, Cpl T°K = a + bT + cT2 + dT3

Komponen [ J/mol°K ]

a b c d Air 1.82964E+01 4.72118E-01 -1.33878E-03 1.31424E-06 Ethanol -3.25137E+02 4.13787 -1.40E-02 1.70E-05

Tabel LB.4 Kapasitas Panas Liquid, Cpl = a+bT+cT^2+dT^3 (J/kmol K) Komponen A B C D sukrosa 6.11E+04 5.03E+02 0 0 glukosa 1.55E+05 0 0 0

Tabel LB.5 Panas Laten ( )32

1 rrrrVLETDTCTBTAH +++−=∆ (J/kmol)

Komponen a B C D Tc sukrosa 1.04E+08 3.85E-01 675 Air 5.21E+07 3.20E-01 -2.12E-01 2.58E-01 647.35 Etanol 5.69E+07 0.3359 513.92 glukosa 8.03E+07 4.09E-01 588

Tabel LB.6 Panas Reaksi Pembentukan ( ΔHfo

Komponen

)

ΔHf Satuan 0 sukrosa -1.274E+09 J/kmol (Hougen, 1960) glukosa -301215.2 kcal/kmol (Hougen, 1960) air -68317.4 kcal/kmol (Hougen, 1960) etanol -56120.00 kcal/kmol (Reklaitis, 1983) karbondioksida -94051.8 kcal/kmol (Hougen, 1960)

Data Kapasitas Panas Berbagai Zat yang Digunakan

zat Cp satuan

karbon dioksida = 0.202 kcal/kg K (Hougen et.all., 1960) Glukosa = 104.4 Kcal/kmol K (Hougen et.all., 1960)

Perhitungan Kebutuhan Steam

Qs = Qout - Qin s

ss

Qm

λ=

... (4)


Data Steam yang Digunakan

Media Pemanas : Superheated steam

Tekanan (atm) : 1

Suhu ( 0

H

C ) : 200

s

h

(kJ/kg) : 2875,3 : 687,213 kkal/kg (Smith, 2001)

sat.liq

λs (kJ/kg) : 2456,236 : 587,054 kkal/kg (Smith, 2001)

(kJ/kg) : 419,064 : 100,159 kkal/kg (Smith, 2001)

Perhitungan Kebutuhan Air Pendingin

Qc = Qin – Qout inout

c HHQcm−

=

Data Air Pendingin yang Digunakan

… (5)

Tekanan (atm) : 1

Tin ( 0

T

C ) : 25

out ( 0

H

C ) : 40

in

H

(kkal/kg) : 104,8 (Smith, 2001)

out

(kkal/kg) : 209,3 (Smith, 2001)

Perhitungan neraca panas pada masing-masing unit:

LB.1 REAKTOR (R-101)

R-101

Neraca panas masuk ke reaktor :

Qin

= m Cp (T

= m Cp ΔT

masuk – Treferensi

= m Cp (298 – 298) K

)

Glukosa Sukrosa

Air F3

F4 Air proses

F5 Glukosa Air

T = 25oC

T = 40oC

T = 25oC

200oC Steam

Kondensat


Tabel LB.7 Neraca panas masuk ke reaktor : Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp

(kkal/kg.K)

Q = m Cp ΔT

(kkal/jam)

Glukosa 289,695 1,608 0 104.4 0

Sukrosa 456,436 1,335 0 301,809 0

Air 318,278 17,662 0 1 0

Σ 0

Jadi panas yang masuk pada reaktor = 0 kkal/jam.

Contoh perhitungan untuk mencari Q glukosa berdasarkan data-data pada tabel di

atas :

Qin

= 289,695

= m Cp ΔT

kg × 104.4 Kkgkkal

. × (298 – 298) K

= 0 kkal

Neraca panas keluar reaktor :

Qout

= m Cp (T

= m Cp ΔT

keluar - Trefrensi

= m Cp (313 – 298) K

)

Tabel LB.8 Neraca panas keluar reaktor : Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp

(kkal/kg.K)

Q = m Cp ΔT

(kkal/jam)

Glukosa 770,295 4,276 15 104.4 1206281,970

Air 4413,536 244,924 15 1 66203,040

Σ 1272485,010

Jadi panas keluar reaktor : 1272485,010 kkal/jam

Reaksi :

C12H22O11 + H2O 2C6H12O

n = 1,335 kmol (Lampiran A-2) 6

ΔHr(298K)

= ΔHf C

= ΔHf produk – ΔHf reaktan

6H12O6 - { ΔHf C12H22O11 + ΔHf H2

= 2(-301215,2) - { (-304,289) + (-68317,4) }

O}

= -533808,711 kkal/kmol


n ΔHr(298K) kmol = 1,335 × -533808,711 kmol

kkal

= -712634,630 kkal

Sehingga dtdQ = Qout - n ΔHr(298K) + Q

= (1272485,010 - (-712634,630) + 0) kkal

in

= 1985119,640 kkal/jam

Sumber panas yang digunakan berasal dari steam.

dtdQ = 1985119,640 kkal/jam

Maka kebutuhan steam:

Qs = Qout - Q

= 1272485,010 kkal/kg in

ms

= 2167,577 kg/jam

LB.2 FERMENTOR (R-102)

R-102

Neraca panas masuk reaktor fermentor :

Qout

= m Cp (T

= m Cp ΔT

masuk - Trefrensi

= m Cp (313 – 298) K

)

Glukosa Air

F5

F6 Saccharomyces F7

(NH4)2SO4

T = 25oC

H3PO4

Glukosa Etanol

Air Saccharomyces

F10

F9

CO2

F8 Air Pendingin

T = 40oC

Air Pendingin bekas T = 40oC

T = 30oC


Tabel LB.9 Neraca panas masuk reaktor fermentor : Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp

(kkal/kg.K)

Q = m Cp ΔT

(kkal/jam)

Glukosa 770,295 4,276 15 104.4 1206281,970

Air 4413,536 244,924 15 1 66203,040

Σ 1272485,010

Jadi panas keluar tangki mixer = panas masuk reaktor fermentor

= 1272485,010 kkal.

Reaksi :

C12H22O11 + H2O 2C6H12O

6

Neraca panas keluaran reaktor fermentor :

Qout

= m Cp (T

= m Cp ΔT

keluar – Trefrensi

= m Cp (303 – 298) K

)

Tabel LB.10 Neraca panas keluaran reaktor fermentor : Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp

(kkal/kg.K)

Q = m Cp ΔT

(kkal/jam)

Glukosa 77,030 0,427 5 104,4 40209,660

etanol 354,292 7,690 5 118,863 210561,050

Air 4413,536 244,924 5 1 22067,680

CO 338,965 2 7,700 5 0,202 342,354

Σ 273257,667

Jadi panas keluaran fermentor : 273257,667 kkal/jam

Reaksi fermentasi :

C6H12O6 2C2H6O + 2CO

2

n = 3,851 kmol/jam (Lampiran A-4)

ΔHr(298K)

= { 2ΔHf C

= ΔHf produk – ΔHf reaktan

2H6O + 2ΔHf CO2} - ΔHf C6H12O

= { 2(-56120) + 2(-94051.8) } - (-301215,2) } 6

= 871,6 kkal/kmol


n ΔHr(298K) kmol = 3,851 × 871,6 kmolkkal

= 3356,532 kkal

Sehingga dtdQ = Qin - Qout + n ΔHr(298K)

= (1272485,010 - 273257,667 + 3356,532) kkal

= 1002583,875 kkal/jam

Untuk menjaga agar temperatur operasi konstan, maka butuh air pendingin :

Tin = 25oC = 298o

T

K

out = 40oC = 313o

Maka : Q

K

c = Qin – Qout =

= 9561,984 kg/jam

999227,343 kkal/jam

LB.3 HEATER (H-101)

1413

80

30200

Steam

kondensat

Perhitungan panas bahan masuk dan keluar dapat dilihat pada tabel berikut:

Neraca panas masuk heater :

Qout

= m Cp (T

= m Cp ΔT

keluar – Trefrensi

= m Cp (303 – 298) K

)

Tabel LB.11 Panas Bahan Masuk Heater Komponen m (kg) ΔT (K) Cp (kkal/kg.K) Q = m Cp ΔT

(kkal/jam)

Etanol 354,292 5 118,863 210561,050

Air 3972,182 5 1 19860,910

Glukosa 77,030 5 104.4 40209,660

Σ 270631,620


Tabel LB.12 Panas Bahan keluar Heater Komponen m (kg) ∫ Cpl dT + ΔHvl + ∫ Cpv dT

(kkal/kg.K)

Q = m Cp ΔT

(kkal/jam)

Etanol 354,292 1068,075 378410,428

Air 3972,182 230,296 914777,626

Glukosa 77,030 125,529 9669,499

Σ 1302857,553

Q

Menghitung Kebutuhan Steam

s = Qout - Q

= 1032225,933 kkal/jam in

ms

= 1758,315 kg/jam

LB.4 KONDENSOR (K-101)

Vd

Ld

DF

81.14

81.14

92.61

15

Perhitungan panas bahan masuk dan keluar :

Tabel LB.13 Panas bahan masuk kondensor Komponen Vd (kg) ∫ Cpl dT + ΔHvl + ∫ Cpv dT

(kkal/kg.K)

Q (kkal/jam)

Air 459,915 2719,043 1250528,661

Etanol 11058,766 1088,658 12039214,08

Σ 13289742,741


Tabel LB.14 Panas bahan keluar (alur Ld) kondensor Komponen Ld (kg) ∫ Cpl dT + ΔHvl + ∫ Cpv dT

(kkal/kg.K)

Q (kkal/jam)

Air 445,743 235,102 104795,071

Etanol 10718,646 1069,914 11468029,42

Σ 11572824,491

Tabel LB.15 Panas bahan keluar (alur D) kondensor Komponen F15 = D (kg) ∫ Cpl dT + ΔHvl + ∫ Cpv dT

(kkal/kg.K)

Q (kkal/jam)

Air 14,172 235,102 3331,865

Etanol 340,120 1069,914 363899,150

Σ 367231,015

ΔQout = QLd + Q

= 11940055,516 kkal/jam D

Menghitung kebutuhan air pendingin :

QC = Qin - Q

= 1349687,235 kkal/jam out

mc

= 12915,667 kg/jam

LB.5 REBOILER (RB-101)

BLb

Vb

F

92.6192.61

97.23

16


Perhitungan panas bahan masuk dan keluar :

Tabel LB.16 Panas bahan masuk reboiler Komponen Lb (kg) ∫ Cpl dT + ΔHvl + ∫ Cpv dT

(kkal/kg.K)

Q (kkal/jam)

Air 15217,257 283,532 4314579,312

Etanol 54,487 142,519 7765,433

Glukosa 296,148 125,529 37175,162

Σ 4359519,907

Tabel LB.17 Panas bahan keluar (alur Vb) reboiler Komponen Vb (kg) ∫ Cpl dT + ΔHvl + ∫ Cpv dT

(kkal/kg.K)

Q (kkal/jam)

Air 11259,246 303,080 3412452,278

Etanol 40,315 1096,331 44198,584

Glukosa 219,120 132,523 29038,440

Σ 3485689,302

Tabel LB.18 Panas bahan keluar (alur B) reboiler Komponen F16 = Lb (kg) ∫ Cpl dT + ΔHvl + ∫ Cpv dT

(kkal/kg.K)

Q (kkal/jam)

Air 3958,010 283,532 1122222,491

Etanol 14,172 1088,658 15428,461

Glukosa 77,030 125,529 9669,499

Σ 1147320,451

ΔQout = QVb + Q

= 4633009,753 kkal/jam B

Menghitung kebutuhan steam :

Qh = Qout - Q

= 273489,846 kkal/jam in

mh

= 465,868 kg/jam

Saccharomyces


LAMPIRAN C

PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT

LC.1 Tangki Penyimpanan Molase (T-101)

Jenis sambungan : Single-welded butt joint

Kondisi penyimpanan : T = 25o

Laju alir bahan : 1335 kg/jam

C, P = 1 atm

Densitas bahan :

Tabel LC.1 Densitas bahan dalam tangki molase Komponen xi ρ (kg/m3)

Glukosa 0,2170 1180

Sukrosa 0,3419 1514

Air 0,2649 998

Abu 0,1762 1395,5

Σ 1,0000

Untuk menentukan densitas campuran digunakan persamaan berikut :

ρcamp

ixiρ

Σ

1 = ............................................................................ (1)

ρcamp

5,13951762,0

9982649,0

15143419,0

11802170,0

1

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

3

1. Menentukan ukuran tangki

a. Volume Tangki, V

Volume bahan, V =

T

camp

Fρ

= 3/439,12481335

mkgkg = 1,069 m

Faktor keamanan, fk = 20 %

3

Volume tangki, VT = ( 1 + fk ) × 1,069 = 1,283 m

b. Diameter Tangki, D

3

T dan Tinggi Tangki, H

Direncanakan : - . tinggi silinder : diameter ( HT

s

- . tinggi head : diameter ( H

: D) = 1 : 2

h : D) = 1 : 4


• Volume silinder : VS4π = D2 Hs

=

(Brownell, 1959)

4π D2

21( D) = 0,3925 D

• Volume tutup : V

3

h 3π = R2 Hh

=

(Brownell, 1959)

6π D2

41 ( D) = 0,1308 D

Volume tangki, V

3

T = VS + Vh

= 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D

D

3

T31

5233,0

TV = = 31

5233,01,283

= 1,344 m

Untuk desain digunakan :

• Diameter tangki = 1,344 m

• Tinggi silinder, HS

• Tinggi head, H

= 0,5 × D = 0,672 m

h41 = × D = 0,336 m

Jadi total tinggi tangki, HT = HS + 2Hh

= 1,344 m

2. Tebal Sheel dan Tutup Tangki

a. Tebal Shell

t =PES

RP6,0.

.−

+ n.c ( Brownell, 1959)

dimana :

t = tebal shell (in) c = faktor korosi = 0,0125/tahun

R = jari-jari dalam tangki (in) n = umur tangki = 15 tahun

P = tekanan design (psi)

S = allowable stress = 17500 psi

E = joint efficiency = 0,9

Tekanan hidrostatis, Phs144

)1( −SHρ = 14,7 + (Brownell, 1959)


= 14,7 + 144

)1205,2(94,77 − = 15,35 psi

Faktor keamanan = 10 %

Tekanan desain, Pd = 1,1 × Phs

Tebal shell, t =

= 16,9 psi

)9,16(6,0)9,0(175002409,49,16

−

+ 15 × 0,0125

= 0,189 in

Digunakan tebal shell standart 3/16 in.

b. Tebal tutup

Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang

sama = 3/16 in.

LC.2 Reaktor (R-101)



Laju alir bahan : 5346,019 kg/jam

C, P = 1 atm

Densitas bahan :

Tabel LC.2 Densitas bahan dalam reaktor Komponen Massa (kg) Volume (m3) ρ (kg/m3)

Glukosa 289,695 0,246 1180

Sukrosa 456,436 0,301 1514

Air 4599,888 4,609 998

Σ 5346,019 5,156

Densitas campuran, ρ

Laju volumetrik, Vcamp

o = 5,156 m3 = 184,143 ft

ρ

3

camp

ixiρ

Σ

1 = ............................................................................ (1)

ρcamp

998860,0

1514085,0

1180054,0

1

++ = = 1036,854 kg/m3 = 64,728 lbm/ft

3



a. Volume Tangki, V

Faktor keamanan, fk = 20 % T

Volume tangki, VT

V

= ( 1 + fk ) × V

T = ( 1 + fk ) × 5,156 = 6,187 m

3

b. Diameter Tangki, DT dan Tinggi Tangki, H


s


: D) = 1 : 2

h

• Volume silinder : V

: D) = 1 : 4

S4π = D2 Hs

=

(Brownell, 1959)

4π D2

21( D) = 0,3925 D


3

h 3π = R2 Hh

=

(Brownell, 1959)

6π D2

41 ( D) = 0,1308 D

Volume tangki, V

3

T = VS + Vh

= 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D

D

3

T31

5233,0

TV = = 31

5233,0187,6

= 2,259 m




• Tinggi head, H

= 0,5 × D = 1,129 m

h 41 = × D = 0,565 m


= 2,259 m


a. Tebal Shell

t =PES

RP6,0.

.−



dimana :







)1( −SHρ = 14,7 + (Brownell, 1959)

= 14,7 + 144

)1704,3(728,64 − = 15,91 psi



Tebal shell, t =

= 19,1 psi

)1,19(6,0)9,0(187502411,71,19

−

+ 15 × 0,0125

= 0,192 in


b. Tebal tutup


sama 3/16 in.

3. Tenaga pengaduk

Jenis pengaduk yang digunakan adalah propeller

t

a

DD

= 0,3 aD

W = 51

aDL =

41

EDt = 4 (Geankoplis, 1997)

Dt

Da = diameter pengaduk = 0,3 × Dt = 0,678 m

= diameter tangki = 2,259 m

W = lebar pengaduk = 51 Da = 0,136 m

L = panjang daun pengaduk = 41 Da = 0,169 m


E = jarak pengaduk dari dasar tangki = 41 Dt = 0,565 m

P =550

53

××××

gcDnK maT ρ

Dimana :

KT

n = kecepatan pengaduk = 25 rpm = 0,4166 rps

= konstanta pengaduk = 6,3

Da

ρ

= diameter pengaduk = 1,5540 ft

m = densitas bahan = 64,7273 lbm/ft

gc = konstanta gravitasi = 32,2 lbm ft / lbf det

3

P =

2

5502,32728,64224,24166,03,6 53

×××× = 0,090 hp

Effisiensi motor = 75 %

Daya aktual, Pa = 75,0

090,0 = 0,12 hp

4. Menentukan ukuran dan putaran koil

Koefisien perpindahan panas pada tangki pengaduk dengan menggunakan koil :

hijD

k = j3

1

kc µ

14,0

wb

µµ

(Prabhudesai, 1984)

dimana :

hi = koefisien perpindahan panas, Btu/jam ft2

j = konstanta yang berhubungan dengan bilangan Reynold

F

c = panas spesifik

μ = viskositas, lb/ft jam

k = konstanta panas, Btu/jam ft F

ρ = densitas, lb/ft

3

Data :

Densitas campuran, ρcamp = 64,728 lbm/ft

Viskositas campuran, μ

3

camp

Konduktivitas panas campuran, k

= 2,7416 lb/ft

camp = 0,3047 Btu/ft jam F


Panas spesifik campuran, Cpcamp

L = 0,554 ft

= 0,9209 Btu/lb F

Dj = 7,411 ft

N = 25 rpm = 1500 rph

NRe = µ

ρNL3

= 7416,2

728,641500554,0 3 ×× = 6021,555

Dari gambar 20.2 Kern 1960 diperoleh j = 200

3

1

kc µ =

31

3047,07416,29209,0

× = 2,0221

14,0

wb

µµ

= 1

hi411,7

3047,0 = 200 × × 1 × 2,022 = 16,580 Btu/jam ft2

Bahan untuk koil adalah IPS 1 in, sch 40

F

OD = 1,32 in = 0,109 ft

ID = 1,049 in = 0,087 ft

• Koefisien perpindahan panas untuk steam, h

h

o

o IDOD = × h

=

i

087,0109,0 × 16,580 = 20,773 Btu/jam ft2

• Koefisien menyeluruh bersih, U

F

U

c

coi

oi

hhhh

+×

= = 20,77316,58020,77316,580

+× = 9,220 Btu/jam ft2

Asumsi R

F

d = 0,005 ; hddR

1 = = 005,01 = 200 Btu/jam ft2

• Koefisien menyeluruh desain, U

F

U

D

Ddc

dc

hUhU

+×

= = 2009,2202009,220

+× = 88,140 Btu/jam ft2

Panas yang dibutuhkan ; Q = 1985119,640 kkal

F

= 7872460,501 Btu


T1 = 40oC = 104o

T

F

2 = 25oC = 77o

Luas permukaan perpindahan panas pada koil, A

F

A = TU

Q

D ∆× =

2788,14017872460,50

× = 330,806 ft

external surface IPS 1 in sch 40 = 0,344 ft

2

2

jika diameter helix ( D satu putaran ), D

/ft

H

Luas permukaan tiap 1 putaran, A

= 4 ft

p = π × 4 × 0,344 = 4,321 ft

Maka jumlah putaran yang dibutuhkan :

2

pAA =

4,321330,806 = 76,558 putaran

Panjang koil = surfaceexternal

A = 961,645 = 962 ft

LC.3 Fermentor (R-102)



Laju alir bahan : 5183, 831 kg/jam

C, P = 1 atm

Densitas campuran :

ρcamp

ixiρ

Σ

1 = ............................................................................ (1)

ρcamp

998983,0

1180017,0

1

+ = = 1025,635 kg/m3 = 64,028 lbm/ft

Laju volumetrik, Vo = m / ρ = 5183,831 / 1025,635 = 5,054 m

3


3

a. Volume Tangki, V

Faktor keamanan, fk = 20 % T

Volume tangki, VT

V

= ( 1 + fk ) × V

T = ( 1 + fk ) × 5,054 = 6,065 m


3



s


: D) = 1 : 2

h : D) = 1 : 4


• Volume silinder : VS4π = D2 Hs

=

(Brownell, 1959)

4π D2

21( D) = 0,3925 D


3

h 3π = R2 Hh

=

(Brownell, 1959)

6π D2

41 ( D) = 0,1308 D

Volume tangki, V

3

T = VS + Vh

= 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D

D

3

T31

5233,0

TV = = 31

5233,06,065

= 2,245 m




• Tinggi head, H

= 0,5 × D = 1,122 m

h41 = × D = 0,561 m


= 2,244 m


a. Tebal Shell

t =PES

RP6,0.

.−


dimana :






Tekanan hidrostatis, Phs 144)1( −SHρ

= 14,7 + (Brownell, 1959)


= 14,7 + 144

)1681,3(028,64 − = 15,9 psi



Tebal shell, t =

= 19,1 psi

)1,19(6,0)9,0(187502365,71,19

−

+ 15 × 0,0125

= 0,192 in

Digunakan tebal shell standard 3/16 in.

b. Tebal tutup


sama 3/16 in.

3. Tenaga pengaduk

Jenis pengaduk yang digunakan adalah propeller

t

a

DD

= 0,3 aD

W = 51

aDL =

41

EDt = 4 (Geankoplis, 1997)

Dt

Da = diameter pengaduk = 0,3 × Dt = 0,673 m

= diameter tangki = 2,245 m

W = lebar pengaduk = 51 Da = 0,135 m

L = panjang daun pengaduk = 41 Da = 0,168 m

E = jarak pengaduk dari dasar tangki = 41 Dt = 0,561 m

P =550

53

××××

gcDnK maT ρ

Dimana :

KT

n = kecepatan pengaduk = 35 rpm = 0,5833 rps

= konstanta pengaduk = 6,3

Da

ρ

= diameter pengaduk = 1,5437 ft

m = densitas bahan = 64,0281 lbm/ft

gc = konstanta gravitasi = 32,2 lbm ft / lbf det

3 2


P =5502,32

028,64208,25833,03,6 53

×××× = 0,237 hp

Effisiensi motor = 75 %

Daya aktual, Pa = 75,0

237,0 = 0,316 hp

Perancangan jaket sebagai penahan reaksi eksoterm, desain jaket yang dinginkan

sesuai dengan bentuk tangki yang diletakkan di sekeliling tangki.

R2

R1

Massa air pendingin yang dibutuhkan, m = 9561,984 kg

ρair = 998 kg/m

waktu tinggal air pendingin ; 10 menit

3

• Penentuan volume jaket, Vj

Vj = menitpendinginair6010

×ρ

= 1,597 m

• Penentuan R

3

Vj =

1

( ) ( ){ } sp HtRR ×+−× 22

21 ππ

1,597 = ( ) ( ){ } 1,1220049,01,122 221 ×+−× ππ R

R1

• Penentuan tebal jaket :

= 1,641 m

R1 = R2 + tp + t

tj

j = R1 – (R2 + tp

= 0,514 m

)


LC.4 Tangki Penampung Fermentasi (T-102)




C, P = 1 atm

Densitas bahan :

Tabel LC.3 Densitas bahan dalam tangki penampung fermentasi Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m3)

Glukosa 77,030 0,0150 1180

Etanol 354,292 0,0688 789

Air 4413,536 0,8578 998

Saccharomyces 300,662 0,0584 1670,1

Σ 5145,520 1

ρcamp

ixiρ

Σ

1 = ............................................................................ (1)

ρcamp

1,16700584,0

9988578,0

7890688,0

11800150,0

1

+++ = = 1010,101 kg/m3 = 63,058 lbm/ft

3


a. Volume Tangki, VT

camp

Fρ

volume bahan, V = = 5,094 m


3

Volume tangki, VT

V

= ( 1 + fk ) × V

T = ( 1 + fk ) × 5,094 = 6,113 m


3



s


: D) = 1 : 2

h


: D) = 1 : 4

S 4π = D2 Hs

=

(Brownell, 1959)

4π D2

21( D) = 0,3925 D3


• Volume tutup : Vh3π = R2 Hh

=

(Brownell, 1959)

6π D2

41 ( D) = 0,1308 D

Volume tangki, V

3

T = VS + Vh

= 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D

D

3

T31

5233,0

TV = = 31

5233,06,113

= 2,251 m




• Tinggi head, H

= 0,5 × D = 1,125 m

h41 = × D = 0,563 m


= 2,251 m


a. Tebal Shell

t =PES

RP6,0.

.−


dimana :






Tekanan hidrostatis, Phs 144)1( −SHρ

= 14,7 + (Brownell, 1959)

= 14,7 + 144

)1691,3(058,63 − = 15,9 psi


Tekanan desain, Pd = 1,1 × Phs = 17,5 psi


Tebal shell, t = )17,5(6,0)9,0(17500

2385,717,5

−

+ 15 × 0,0125

= 0,192 in


b. Tebal tutup


sama 3/16 in.

LC.5 Tangki Penyimpanan Etanol (T-104)

Jenis Sambungan : double welded butt joints

Jumlah : 2 unit

Kondisi Operasi : Tekanan : 1 atm

Suhu : 25 0

Laju alir massa : 354,292 kg/jam

C

ρ bahan : 318 kg/m3

19,852 lbm/ft³

(Perry, 1999)

Kebutuhan rancangan : 15 hari

Faktor Kelonggaran : 20 %

Perhitungan:

a. Volume Tangki

Volume larutan, Vl 3/3182415/354,292

mkgjamharijamkg ×× = = 401,085 m

Volume larutan untuk 1 tangki = 401,085 / 2 = 200,542 m

3

Volume tangki, V

3

t = (1 + 0,2) × 200,542 m3 = 240,650 m

b. Spesifikasi Tangki

3

Silinder (Shell)


Vs H4D2π = , diambil D = H

(Brownell, 1959)

maka, Vs4D3π =

Tutup Elipsoidal (elipsoidal head)

minor ratio axis = 2: 1

Vh24D3π = (Brownell, 1959)

Hh16D = (Brownell, 1959)

Tangki

Vt = Vs + V

Vt =

h

4D3π +

24D3π

Vt = 0,9812 D

240,650 = 0,861 D

3 3

D = 6,538 m = 257,401 in

– 0,0048

H = 6,538 m

Hh

Tebal Silinder dan Tutup Tangki

= 0,409 m

Tinggi cairan dalam tangki,

Hs 26,538 200,5424

××π

= = 5,976 m = 19,606 ft

Tebal shell, Cc1,2P2SE

PDt +−

= (Peters, 2003)

P = Poperasi + Ph

psi,144

)1H(Ph s ρ−=

Ph 852,19144

1-19,606× = = 2,565 psi

P = (14,7 + 2,565) × 1,2 = 20,718 psi

(faktor kelonggaran 20%)


Joint efficiency (E) = 0,85 (Peters, 2003)

Allowable stress (S) = 18.750 psi (Brownell,1959)

Allowable corrosion (Cc) = 0,02 in/thn (Perry, 1999)

= 0,2 in (untuk 10 tahun)

Maka, tebal shell:

in

t

0,367

2.0)1,2(20,718,85)2(18750)(0

(257,401) (20,718)

=

+−

=

Tebal shell standar yang digunakan = 3/8 in (Brownell,1959)

Tebal elips head, Cc0.2P2SE

PDt +−

= (Peters, 2003)

in

t

0,367

2.0)1,2(20,718,85)2(18750)(0

(257,401) (20,718)

=

+−

=

Tebal head standar yang digunakan = 3/8 in (Brownell,1959)

LC.6 Filter Press I (FP-101)

Jenis : plate and frame filter


Laju umpan : 1335 kg/jam

C, P = 1 atm

1. Filtrat

• laju filtrat, Ff = 1064,409 kg

• densitas filtrat, ρ

Tabel LC.4 Densitas filtrat pada filter press I f

Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m3)

Glukosa 289,695 0,2722 1180

Sukrosa 456,436 0,4288 1514

Air 318,278 0,2990 998

Σ 1064,409 1

ρcamp

9982990,0

15144288,0

11802722,0

1

++ = = 1250 kg/m

volume filtrat, V

3

f3851,0

1250409,1064 m

F

f

f ==ρ

=


2. Cake

• laju alir cake, Fc = 270,591 kg

• densitas cake, ρ

Tabel LC.5 Densitas cake pada filter press I c


Abu 235,227 0,8693 1395,5

Air 35,364 0,1307 998

Σ 270,591 1

ρcamp

9981307,0

5,13958963,0

1

+ = = 1428,5714 kg/m3 = 89,183 lbm/ft

volume cake, V

3

c3189,0

5714,1428270,591 m

F

c

c ==ρ

=

Perhitungan :

Luas penyaringan efektif, A dihitung menggunakan persamaan :

L×A(1-ε) ρc = (Vf + ε × L × A) ρ f

−WW

1 (Prabhudesai, 1984)

Dimana:

L : tebal cake pada frame A : luas efektif penyaringan

ρc : densitas cake, kg/m3 ρf : densitas filtrat, kg/m

W : fraksi massa cake dalam umpan ε : porositas cake

3

Waktu proses, tp

• tebal cake, L =< 200 mm (20 cm) (Ulrich, 1984)

direncanakan selama 1 jam

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

• luas permukaan plate direncanakan = 0,2 m

• W =

3

203,01335

270,591==

umpanalirlajucakemassaalirlaju

• Porositas cake, ε = 173,0183,89

8,7318,731 =−=−cakeρ

Luas efektif penyaringan, A

0,05 A (1 – 0,173) 1428,5714 = ( ){ }

−

×+203,01

203,0125005,0173,0851,0 A

59,071 A = ( ) 75,31810.65,8851,0 3 A−+


59,071 A = 271,256 + 2,757 A

A = 4,817 m


2

Maka luas plate = ( 1 + fk ) A = 5,299 m

Jumlah plate yang dibutuhkan =

2

=2,0

5,299 26,5 buah

Digunakan jumlah plate sebanyak 27 buah

LC.7 Filter Press II (FP-102)

Jenis : plate and frame filter


Laju umpan : 5145,520 kg/jam

C, P = 1 atm

1. Filtrat

• laju filtrat, Ff = 4403,504 kg

• densitas filtrat, ρ

Tabel LC.6 Densitas filtrat pada filter press II f


Glukosa 77,030 0,0175 1180

Etanol 354,292 0,0804 789

Air 3972,182 0,9021 998

Σ 4403,504 1

ρcamp

9989021,0

7890804,0

11800175,0

1

++ = = 990,099 kg/m

volume filtrat, V

3

f3447,4

0990,9904403,504 m

F

f

f ==ρ

=

2. Cake

• laju alir cake, Fc = 742,016 kg

• densitas cake, ρ

Tabel LC.7 Densitas cake pada filter press II c


Saccharomyces 300,662 0,4052 1670,1

Air 441,354 0,5948 998


Σ 742,016 1

ρcamp

9985948,0

1,16704052,0

1

+ = = 1250 kg/m3 = 78,035 lbm/ft

volume cake, V

3

c3594,0

1250742,016 m

F

c

c ==ρ

=

Perhitungan :

Luas penyaringan efektif, A dihitung menggunakan persamaan :

L×A(1-ε) ρc = (Vf + ε × L × A) ρ f

−WW

1 (Prabhudesai, 1984)

Dimana:

L : tebal cake pada frame A : luas efektif penyaringan

ρc : densitas cake, kg/m3 ρf : densitas filtrat, kg/m

W : fraksi massa cake dalam umpan ε : porositas cake

3

Waktu proses, tp

• tebal cake, L =< 200 mm (20 cm) (Ulrich, 1984)

direncanakan selama 1 jam

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

• luas permukaan plate direncanakan = 0,2 m

• W =

3

1442,05145,520742,016

==umpanalirlaju

cakemassaalirlaju

• Porositas cake, ε = 054,0035,788,7318,731 =−=−

cakeρ

Luas efektif penyaringan, A

0,05 A (1 – 0,054) 1250 = ( ){ }

−

×+1442,01

1442,0099,99001,0054,0447,4 A

59,125 A = ( ) 337,16610.4,5447,4 4 A−+

59,125 A = 739 + 0,090 A

A = 12,518 m


2

Maka luas plate = ( 1 + fk ) A = 13,769 m2


Jumlah plate yang dibutuhkan = =2,0

13,769 68,845 buah

Digunakan jumlah plate sebanyak 69 buah

LC.8 Pompa I (P-101)

Jenis : centrifugal pump

Laju alir masuk : 1335 kg/jam : 0,742 lbm/s

Densitas, ρ : 1248,439 kg/m3 : 77,94 lbm/ft3

Laju alir volumetrik,Q:

Viskositas, μ : 14,8851 cp : 0,00998 lbm/ft s

Q = sftm 3

00952,094,77

742,0==

ρ

1. Perncanaan Pompa

Diameter pipa ekonomis, D

De = 3,9Qe

0,45ρ

= 3,9 (0,00952)

0,13

0,45(77,94)0,13

Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih :

= 0,846 in = 0,0705 ft

• Jenis pipa carbon stell, sch 40

• Diameter nominal = 1 in = 0,083 ft

• Diameter dalam = 1,049 in = 0,087 ft

• Diameter luar = 1,315 in = 0,109 ft

Luas penampang pipa dalam (Ai) = 0,00600 ft

2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe

2

Kecepatan rata-rata fluida, V

V = sft

AQ 587,1

00600,000952,0

==

NRe = 256,107800998,0

587,1870,094,77=

××=

µρ VID (laminar)

Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft

Kekasaran relatif = 0017,0087,0

00015,0==

IDε

Untuk aliran laminar, f = 015,0256,1078

16Re

16==

N

3. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL


kelengkapan pipa

• Panjang pipa lurus, L1

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

= 10 ft

L2

• 3 buah elbow standart 90

= 1×13×0,087 = 1,131 ft o

L

(L/D = 30)

3

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

= 3×30×0,087 = 5,22 ft

L4

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

= 1×28×0,087 = 2,436 ft

L5

ΣL = L

= 1×58×0,087 = 5,046 ft

1 + L2 + L3 + L4 + L5

4. Menentukan Friksi, ΣF

= 23,833 ft

ΣF = lbmlbfft

IDgcLVf 643,0

087,02,322833,23587,1015,04

24 22

=××

×××=

∑

5. Kerja yang dibutuhkan, -W

-Wf = ΔZ

f

gcg +

ρP

gcV ∆

+∆2

2

+ ΣF

ΔZ diperkirakan 2 ft

-Wf = 2,643 lbmlbf

6. Daya pompa, Ws

Ws = 0036,0550

94,7700952,02,643550

=××

=− ρQWf hp

Jika effisiensi pompa 75 %

Maka daya aktual motor = 005,075,0

0036,0= hp

LC.9 Pompa II (P-102)


Laju alir masuk : 5183, 831 kg/jam : 2,879 lbm/s





Q = sftm 3

045,09913,63879,2

==ρ

1. Perncanaan Pompa


De = 3,9Qe

0,45ρ

= 3,9 (0,045)

0,13

0,45(63,9913)0,13


= 1,659 in = 0,138 ft







2


V = sft

AQ 93,1

02330,0045,0

==

NRe = 253,354040006,0

93,1172,09913,63=

××=

µρ VID (turbulen)



00015,0==

IDε

Untuk aliran turbulen, f = 00576,0253,35404

079,0Re079,0

25,025,0 ==N


kelengkapan pipa



= 10 ft

L2


= 1×13×0,172 = 2,236 ft o

L

(L/D = 30)

3


= 3×30×0,172 = 10,32 ft


L4


= 1×28×0,172 = 4,816 ft

L5

ΣL = L

= 1×58×0,172 = 9,976 ft

1 + L2 + L3 + L4 + L5


= 37,348 ft

ΣF = lbmlbfft

IDgcLVf 289,0

172,02,322348,3793,100576,04

24 22

=××

×××=

∑


-Wf = ΔZ

f

gcg +

ρP

gcV ∆

+∆2

2

+ ΣF

ΔZ diperkirakan 3,5 ft

-Wf = 3,789 lbmlbf

6. Daya pompa, Ws

Ws = 0198,0550

9913,63045,03,789550

=××

=− ρQWf hp



0198,0= hp

LC.10 Pompa III (P-103)


Laju alir masuk : 5145,520 kg/jam : 2,859 lbm/s




Q = sftm 3

047,09782,60859,2

==ρ

1. Perncanaan Pompa


De = 3,9Qe

0,45ρ

= 3,9 (0,047)

0,13

0,45(60,9782)0,13


= 1,681 in = 0,140 ft








2


V = sft

AQ 01,2

02330,0047,0

==

NRe = 714,301150007,0

01,2172,09782,60=

××=

µρ VID (turbulen)



00015,0==

IDε


079,0Re079,0

25,025,0 ==N


kelengkapan pipa



= 10 ft

L2


= 1×13×0,172 = 2,236 ft o

L

(L/D = 30)

3


= 3×30×0,172 = 10,32 ft

L4


= 1×28×0,172 = 4,816 ft

L5

ΣL = L

= 1×58×0,172 = 9,976 ft

1 + L2 + L3 + L4 + L5


= 37,348 ft

ΣF = lbmlbfft

IDgcLVf 326,0

172,02,322348,3701,200599,04

24 22

=××

×××=

∑



-Wf = ΔZ

f

gcg +

ρP

gcV ∆

+∆2

2

+ ΣF


-Wf = 3,826 lbmlbf

6. Daya pompa, Ws

Ws = 02,0550

9782,60047,03,826550

=××

=− ρQWf hp


Maka daya aktual motor = 03,075,002,0

= hp

LC.11 Pompa IV (P-104)






Q = sftm 3

039,04528,61446,2

==ρ

1. Perncanaan Pompa


De = 3,9Qe

0,45ρ

= 3,9 (0,039)

0,13

0,45(61,4528)0,13


= 1,547 in = 0,129 ft


• Diameter nominal = 1,5 in = 0,125 ft





2



V = sft

AQ 76,2

01414,0039,0

==

NRe = 959,3111000073,0

76,2134,04528,61=

××=

µρ VID (turbulen)



00015,0==

IDε


079,0Re079,0

25,025,0 ==N


kelengkapan pipa



= 10 ft

L2


= 1×13×0,134 = 1,742 ft o

L

(L/D = 30)

3


= 3×30×0,134 = 8,04 ft

L4


= 1×28×0,134 = 3,752 ft

L5

ΣL = L

= 1×58×0,134 = 7,772 ft

1 + L2 + L3 + L4 + L5


= 31,306 ft

ΣF = lbmlbfft

IDgcLVf 658,0

134,02,322306,3176,200595,04

24 22

=××

×××=

∑


-Wf = ΔZ

f

gcg +

ρP

gcV ∆

+∆2

2

+ ΣF


-Wf = 4,158 lbmlbf

6. Daya pompa, Ws


Ws = 02,0550

4528,61039,0158,4550

=××

=− ρQWf hp



= hp

LC.12 Menara Destilasi (MD-101)

Jenis : sieve-tray

Kondisi Operasi :

Temperatur : 92.61 0

Tekanan : 1 atm

C

Data :

Dari perhitungan neraca massa, didapat:

light key (LK) = etanol

heavy key (HK) = air

RDM = 20,977 XHF

R

= 0,965

D = 31,466 XLF

X

= 0,034

LW

X

= 0,002 D = 354,292 kg/jam

HW

X

= 0,997 W = 4049,212 kg/jam

HD = 0,096 αLD

X

= 2.301

LD = 0,904 αLW

= 2.239

Mencari tahap minimum dengan menggunakan persamaan:

)log()]WX/WX)(DX/DXlog[(

Nav,L

LWHWHDLDm α= (Geankoplis, 1997)

dimana LWLDav,L .αα=α

2,272,239301,2, =⋅=avLα

3134,1027.2

)]002.0/997.0()096.0/904.0log[(==mN ≈ 11 tahap


−

++

−=+

−= 5.0

m

X1X

X2.11711X4.541exp1

1NNN

Y (Walas, 1988)

dimana, 1R

RRX

d

dmd

+−

=

0.3231131,466977,2031,466

=+

−=X

0.42060.3231

10.32310.32312.11711

0.32314.541exp1 5.0 =

−

⋅+⋅+

−=Y

tahap20 711.190.420610.420611

1

1

==−+

=

−+

=

+−

=

N

YYN

N

NNN

Y

m

m

Maka, jumlah tahap teoritis = 20 tahap = 19 tray teoritis + 1 reboiler

Efisiensi tray 85%, maka jumlah tray = 353.2285.0

19= ≈ 23 trays = 24 tahap

Penentuan Umpan Masuk dengan persamaan:

=

2

HD

LW

LF

HF

XX

DW

XX

log206.0NsNelog (Geankoplis, 1997)

=

2

0.0960.002

292,354212,4049

0.0340.965log206.0log

NsNe

-0,1831log =NsNe

0,656=NsNe

Ne = 0,656 N

N = Ns

e + N

24 = 0,656 Ns

s + N

Ns

s

N

= 14

e

Jadi, umpan masuk pada piring ke – 10 dari atas.

= 24 – 14 = 10


Disain kolom Destilasi

Direncanakan :

Jarak tray (t) = 0.4 m (Treybal, 1984)

Hole diameter (do

Space between hole center (p’)= 12 mm (Treybal, 1984)

) = 6 mm (Treybal, 1984)

Weir height (hw

Pitch = triangular ¾ in (Treybal, 1984)

) = 5 cm (Treybal, 1984)

Data :

Suhu dan tekanan pada destilasi adalah 365.610 K dan 1 atm

Tabel LC.8 Komposisi bahan pada alur Vd

Komponen alur Vd(kmol/jam) %mol Mr %mol x Mr EtOH 240,081 0.904 46.070 41.647 H2O 25,495 0.096 18.016 1.729

Avg.mol wieght 265,576 43.376 Laju alir gas (G`) = 265,576 kmol/jam = 0.0738 kmol/s

ρv 610.365273

4.22376.43

×= = 1,446 kg/m

Laju alir volumetrik gas (Q) =

3

273610,3654,220738,0 ×× = 2,213 m3

Tabel LC.9 Komposisi bahan pada alur Lb

/s

bahan F (kg/jam) N (kmol/jam) ρ (kg/m3) V (m3 %vol ) ρ (kg/m3) EtOH 54,487 1,183 513,06 0,1062 0.0102 5,233 H2O 15217,257 844,465 1616,81 9,4119 0.9039 1461,434 Glukosa 296,148 1,644 331,15 0,8943 0.0859 28,446 Total 15567,893 847,292 10,4124 1 1495,113

Laju alir massa cairan (L`) = 15567,893 kg/jam = 4,324 kg/s

Laju alir volumetrik cairan (q) = 113,1495

4,324 = 0.00289 m3

/s

Surface tension (σ) = 0.04 N/m (Lyman, 1982) 2

o

a

o

p'd

907.0AA

=

2

a

o

0.01200.006907.0

AA

= = 0.2268


2/12/1

V

L

1,4461495,113

2,2130,00289

ρρ

Q'q

=

= 0.04 ≈ 0.1

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

α = 0.0744t + 0.01173 = 0.0744(0.4) + 0.01173 = 0.04149

β = 0.0304t + 0.05 = 0.0304(0.4) + 0.05 = 0.02716

CF

2,0

21

VL0.02

σβ)ρ/(q/Q)(ρ

1logα

+⋅ =

= 2,0

0.020.040.02716

0,11log 0.04149

+

= 0,0788

VF

5,0

V

VLF ρ

ρρC

− =

= 5,0

1,4461,4461495,1130,0788

−

= 2,532 m/s

Asumsi 80 % kecepatan luapan (Treybal, 1984)

V = 0.8 × 2,532 = 2,025 m/s

An2,0252,213 = = 1,093 m

Untuk W = 0,7T dari tabel 6.1 Treybal, diketahui bahwa luas daerah semburan

bawah sebesar 8,8%.

2

At 1,198088,01

1,093=

− = m

Column Diameter (T) = [4(1,198)/π]

2

0.5

Weir length (W) = 0.7(1,198) = 0.839 m

= 1,235 m = 48,622 in

Downsput area (Ad) = 0.088(1,198) = 0.1054 m

Active area (A

2

a) = At – 2Ad = 1,198 – 2(0.1054) = 0,9872 m

2

Tinggi puncak (h1

Misalkan h

)

1

h

= 0.025 m

1/T = 0.025/1,235 = 0.0202


2

1

5,0222eff

WT

Th21

WT

WT

WW

+

−

−

=

(Treybal,1984)

25,0222eff

0.8391,235

1,2350.02521

0.8391.235

0.8391,235

WW

+

−

−

=

( ) ( )( ){ }22

eff 1.4720.02022687,02,167W

W+−=

269,1W

Weff =

3/2eff

3/2

1 WW

Wq666.0h

=

( ) 3/23/2

1 1,2690.839

0.00289666.0h

=

m 0.0172h1 =

perhitungan diulangi dengan memakai nilai h1 = 0,0172 m hingga nilai h1

Perhitungan Pressure Drop

konstan pada nilai 0,0173 m.

Dry pressure drop

Ao = 0,2268 × 0,9872 = 0,2239 m

u

2

o 884,90,2239

213,2AQ

o

== =

Co

25.0o

ld

09.1

=

untuk ho = 6 mm, l/do

C

= 0.32 (Tabel 6.2, Treybal, 1984)

o 1.449232.0109.1

25.0

=

=

=

L

v2

o

2o

d ρρ

Cu

0.51h

=

1495,1131,446

1,4492884,90.51h 2

2

d

m 0021.0mm135,2h d ==


Hydraulic head

0,98722,213

AQV

aa == = 2,242 m/s

2

0.8391,2352 W Tz +

=+

= = 1,037 m

+−+=

zq225.1ρVh 238.0h 725.00061.0h 5,0

VawwL

+−+=

1,0370.00289225.142)(1.446)(0.05)(2,2 238,0(0.05) 725.00061.0h 5,0

L

m 0.0136h L = Residual pressure drop

gdρ

g σ 6h

oL

cR =

8)(0.006)(9. 1495,113

(1) (0.04) 6h R = = 0.0027 m

Total gas pressure drop

hG = hd + hL + h

hR

G 0021.0 = + 0.0136 + 0.0027

hG

= 0.0184 m

Pressure loss at liquid entrance

Ada = 0.025 W = 0.021 m2

da2 A

qg23h

=

2

2

2 0.0210.00289

g23h

= = 0.0029 m

Backup daerah semburan bawah

h3 = hG + h

h2

3

h

= 0.0184 + 0.0029

3

= 0.0213 m


Pengecekan luapan

hw + h1 + h3

h

= 0.05 + 0,0173 + 0.0213

w + h1 + h3

t/2 = 0.4/2 = 0.2 m

= 0.0886 m

karena nilai hw + h1 + h3

Spesifikasi kolom destilasi

lebih kecil dari t/2, maka spesifikasi ini dapat

diterima, artinya dengan rancangan plate seperti ini diharapkan tidak terjadi

luapan.

Tinggi kolom = 24 × 0.4 m = 9.6 m

Tinggi tutup = ( )235,141 = 0.309 m

Tinggi total = 9.6 + 2(0.309) = 10,218 m

Tebal tray = oo

ddl×

= 6167.0 × = 1,002 mm

Tekanan operasi = 1 atm = 14.694 psi

Faktor kelonggaran = 20 %

Maka, Pdesign

Joint efficiency = 0.85 (Brownell,1959)

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

Allowable stress = 12650 psia (Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

1,2P-2SEPDt =

2)1.2(17,635-.85)2(12650)(048,622)(17,6352)(t = = 0.0399 in

Faktor korosi = 0.125 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0.0399 in + 0.125 in = 0.165 in

Tebal shell standar yang digunakan = 3/16 in (Brownell,1959)


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

Deskripsi :

Tabel LC.10 Deskripsi Kondensor

DESCRIPTION Unit SHELL SIDE TUBE SIDE Hot Fluid Cold Fluid 1 Fluid Type Camp. etanol Cold water In Out In Out 2

Temperature (T) °C 92.61 81.14 25 40 °F 199 178 77 104

3 Total Flow (W) kg/h 11518,681 12915,667 lb/h 23037,362 28414,467 4

Total Heat Transfer (Q)

kkal/h 1349687,235 Btu/h 1279251,640

5 Pass 1 4 6

Length (L) Ft - 12

In - 144 7 OD Tubes In - 0.75 8 BWG - 16 9 Pitch (Square) In - 1

Mencari Δt

( )12

12

t/tlnttLMTD∆∆∆−∆

= (Kern, 1965)

untuk aliran counter: 122

211

tTt

tTt

−=∆

−=∆

Keterangan :

T1 & T2 = Suhu masuk dan keluar fluida panas, 0

t

F

1 & t2 = Suhu masuk dan keluar fluida dingin, 0

F

FLMTD o88.32

)77178()104199(ln

)77178()104(199=

−−

−−−=

Koreksi LMTD (CMTD)

CMTD (Δt) = LMTD × Ft

12

21

ttTT

R−−

= = 0.4677104

178199=

−−


11

12

tTtt

S−−

= = 0.3717819977104

=−−

Dari Fig. 18, Kern, 1988 didapat Ft = 0.97

CMTD (Δt) = 88.32 × 0.97 = 85.67 0

Caloric Temperature (T

F

c dan tc

188.52

1781992

TTT 21c =

+=

+=

)

0

5.99210477

2ttt 21

c =+

=+

=

F

0

Menghitung jumlah tubes yang digunakan

F

Dari Tabel 8. Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas light organic dan fluida

dingin air, diperoleh UD = 75 – 150, faktor pengotor (Rd

Diambil U

) = 0,003

D = 90 Btu/jam⋅ft2

a. Luas permukaan untuk perpindahan panas,

⋅°F

2

D

ft915,16585.6790

01279251,64ΔtU

QA =×

=×

=

Luas permukaan luar (a″) = 0.1963 ft2

Jumlah tube,

/ft (Tabel 10. Kern, 1965)

43,70/ftft 0.1963ft 12

ft915,165aL

AN 2

2

"t =×

=×

= buah

Nilai terdekat adalah 70 buah dengan ID shell = 10 in (Tabel 9. Kern, 1965)

b. Koreksi UD

(Koefisien menyeluruh kotor)

tAQU D ∆⋅

=

A = 0.1963 × 12 × 70 = 164,892 ft

2

558,9085,67 164,892

01279251,64=

⋅=DU Btu/ h ft2 0

Penentuan R

F

D

1. Flow Area (a)

design:

a. shell side

Pt144B'CIDa s ×××

= (Kern, 1965)


Keterangan:

C’ = 1 – 0.75 = 0.25 in

B = 2.67 in

0.0461144

67.225.010=

×××

=sa ft

b. tube side

2

n144'aNt

a tt ×

×=

a ’t = 0.302 (Tabel 10, Kern, 1965)

0.0374144

0.30270=

××

=ta ft

2. Mass Velocity (G)

2

a. shell side

saWGs = (Kern, 1965)

217,5008120.046

23037,362==Gs lb/h ft

G” =

2

32tNL

W⋅

(Kern, 1965)

G” = h232 lb/ft579,83

701623037,362

=⋅

b. tube side

taWGt = (Kern, 1965)

568,7679580.037

28414,467==Gt lb/h ft

V =

2

ρ3600Gt

V = fps311,364,4283600

568,767958=

⋅

3. Koefisien Perpindahan Panas

a. shell side

asumsi awal ho = 200 Btu/hr ft2 F


b. tube side

untuk V = 3,311 fps (99.5 0F), hi

ODIDhh iio ×=

= 850 Btu/hr ft2 F (Fig 25, Kern, 1965)

950,70275.0

0.62850 =×=ioh Btu/hr ft2 F

Temperatur dinding (Tw

T

)

w ( )ccc tThohio

hot −+

+ =

Tw ( ) 119,1695.99188.5200950,702

2005.99 =−+

+ = o

Temperatur film (t

F

f

)

159,0842

119,1691992

1 =+

=+

= wf

TTt 0

untuk t

F

f

μf = 1.2 lb/ft h

didapat data sebagai berikut:

kf = 0.1 Btu/ ft h ºF

sf = 0.5 kg/L

dari nilai G” = 739,93 lb/h ft2 dan data-data pada tf

h

didapat,

o sebenarnya = 180 Btu/ft2

4. Koefisien perpindahan panas menyeluruh bersih (Uc)

h (fig 12.9, Kern, 1965)

oio

oio

hhhh

Uc+×

=

143,305180702,950180 702,950

=+×

=Uc Btu/ h ft2 0

5. Faktor Pengotor (R

F

D

DC

DCD UU

UUR

⋅−

=

)

0.037221,93143,305221,93143,305

=⋅−

=DR

RD ≥ hitung RD ketentuan, maka spesifikasi dapat diterima.


6. Bilangan Reynold (NRe

a. shell side

)

fs

GsDeReµ×

=

( ) in0.0875.012

4/75.014De22

=⋅π⋅⋅π×

=

481,333871.2

217,50081208.0Re =×

=s

b. tube side

µ×

=GtDRe t

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

279,241201,645

568,76795812/62,0Re =×

=t

Perhitungan Pressure Drop :

a. Shell side

se10

2s

s sD1022.5)1N(DGf

21P

φ⋅⋅⋅⋅+⋅⋅⋅

⋅=∆ (Kern, 1965)

untuk Re 481,33387 = , f = 0.0015 ft2/in2

(Fig.29, Kern, 1965)

(N+1) = L/B (Kern, 1965)

= 144 /2.67 = 53,93

ΔPs ≤ yang diperbolehkan adalah 10 psi, maka ΔPs

b. Tube side

dapat diterima.

t10

2t

t sID1022.5NLGf

Pφ⋅⋅⋅⋅

⋅⋅⋅=∆ (Kern, 1965)

untuk Re 279,24120 = , f = 0.00017 ft2/in2

(Fig.26, Kern, 1965)

461,0110,62/121022,5

412568,7679580.0001710

2

=⋅⋅⋅⋅⋅⋅⋅

=∆ tP psi

psi024,211.208.01022.5

93,5310217,5008120015.05.0 10

2

=⋅⋅⋅⋅⋅⋅⋅

×=∆ sP


'

2

r g2V

sn4P ⋅=∆

untuk Gt 568,767958 = , '

2

g2V = 0,078 (Fig.27, Kern, 1965)

624,00,0781

44=⋅

⋅=∆ rP psi

rtT PPP ∆+∆=∆

psiPT 085,1=∆

ΔPT ≤ yang diperbolehkan adalah 10 psi, maka ΔPT

dapat diterima.

LC.14 Tangki Penampung Distilat (T-103)

Jenis sambungan : Double welded butt joints

Tabel LC.11 Komposisi Distilat

Komp. F ρ V %V ρ camp

EtOH 11058,766 0.789 14016,180 0.9682 0.7639 H2O 459,915 0.998 460,837 0.0318 0.0317 Total 11518,681 14477,017 1 0.7956

Kondisi operasi

Temperatur = 81.14 °C

:

Tekanan = 1 atm

Laju alir massa = 11518,681 kg/jam

Kebutuhan perancangan= 5 menit

Faktor kelonggaran = 15 %

Densitas campuran = 0.795 kg/L = 49,6301 lb/ft

3

Perhitungan:

a. Volume tangki

Volume larutan, Vl 3kg/m 795

mnt 60jam 1mnt x 5 x kg/jam 11518,681

= = 1,207 m

Volume tangki, V

3

t = (1 + 0.15) × 1,207 m3 = 1,388 m

Fraksi volum = 1,207 / 1,388 = 0.869

3


Untuk Fraksi volum 0.869 maka H/D = 0.815 (Tabel 10.64, Perry, 1999)

Volume tangki, Vt

αα−

α cossin30.57

LR 2 = (Perry, 1999)

Dimana cos α = 1-2H/D

cos α = 1-2(0.815)

cos α = -0.63

α = 129,05 derajat

Asumsi panjang tangki (Lt

Maka, volume tangki, V

) = 2 m

t

αα−

α cossin30.57

LR 2 =

1,388 =

− 05,129cos05,129sin

30.5705,1292 2R

R (radius) = 1,437 m

D (diameter) = 2,874 m = 113,149 in

Hs

(tinggi cairan) = 2,337 m = 7,667 ft

b. Spesifikasi Tangki

Tebal shell, Cc1,2P2SE

PDt +−

= (Peters, 2003)

P = Poperasi + Ph

Ph 6301,49144

1-7,667× = = 2,283 psi

P = (14,696 + 2,283) × 1.15 = 19,526 psi

(faktor kelonggaran 15%)

Joint efficiency (E) = 0.85 (Peters, 2003)

Allowable stress (S) = 18750 psi (Brownell,1959)

Allowable corrosion (Cc) = 0.125 in/10 thn (Peters, 2003)

Maka, tebal shell:

in

t

0.243

125.0psi) 1,2(19,526psi)(0,85) 2(18750

in) (113,149 psi) (19,526

=

+−

=

Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in (Brownell,1959)

psi,144

)1H(Ph s ρ−

=


Tebal head,

Diameter tutup = diameter tangki = 2,874 m

Ratio axis = L:D = 1: 4

Lh 2,87441Hh

×

=×

D

D = = 0,718 m

Lt (panjang tangki) = Ls + Lh

L

s

Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell sehingga tebal

tutup ¼ in.

(panjang shell) = 2 m – 2(0,718 m) = 0,564 m

LC.15 Pompa Refluks Destilasi (P-105)


Temperatur

Kondisi operasi

= 81,14 0 C

Densitas larutan (ρ) = 0,7956 kg/L = 49,6301 lbm/ft

Viskositas larutan (µ)

3

= 0,420 cp = 0,00028 lbm

Laju alir massa (F)

/ft⋅s

= 11164,389 kg/jam = 6,202 lbm

Laju alir volumetrik, Q =

/s

ρm = 3lbm/ft 49,6301

lbm/s 6,202 = 0,125 ft3

1. Perncanaan Pompa

/s


De = 3,9Qe

0,45ρ

= 3,9 (0,125)

0,13

0,45(49,6301)0,13


= 2,542 in = 0,212 ft







2



V = sft

AQ 76,3

03322,0125,0

==

NRe = 286,13728900028,0

76,3206,06301,49=

××=

µρ VID (turbulen)



00015,0==

IDε


079,0Re079,0

25,025,0 ==N


kelengkapan pipa



= 16 ft

L2

• 1 buah Tee (L/D = 30)

= 1×13×0,206 = 2,678 ft

L3


= 1×50×0,206 = 10,3 ft

L4


= 1×28×0,206 = 5,768 ft

L5

ΣL = L

= 1×58×0,206 = 11,948 ft

1 + L2 + L3 + L4 + L5


= 46,694 ft

ΣF = lbmlbfft

IDgcLVf 816,0

206,02,322694,4676,30041,04

24 22

=××

×××=

∑


-Wf = ΔZ

f

gcg +

ρP

gcV ∆

+∆2

2

+ ΣF


-Wf = 14,316 lbmlbf

6. Daya pompa, Ws

Ws = 16,0550

6301,49125,0316,14550

=××

=− ρQWf hp




= hp

LC.16 Pompa I Destilasi (P-106)


Temperatur Kondisi operasi

= 81,14 0 C



3

= 0,420 cp = 0,00028 lbm

Laju alir massa (F)

/ft⋅s

= 354,292 kg/jam = 0,197 lbm


/s

ρm = 3lbm/ft 49,6301

lbm/s 0,197 = 0,0039 ft3

1. Perncanaan Pompa

/s


De = 3,9Qe

0,45ρ

= 3,9 (0,0039)

0,13

0,45(49,6301)0,13


= 0,534 in = 0,044 ft







2


V = sft

AQ 85,1

00211,00039,0

==

NRe = 1705000028,0

85,1052,06301,49=

××=

µρ VID (turbulen)



00015,0==

IDε


Untuk aliran turbulen, f = 0069,017050

079,0Re079,0

25,025,0 ==N


kelengkapan pipa



= 20 ft

L2


= 1×13×0,052 = 0,676 ft o

L

(L/D = 30)

3


= 3×30×0,052 = 4,68 ft

L4


= 1×28×0,052 = 1,456 ft

L5

ΣL = L

= 1×58×0,052 = 3,016 ft

1 + L2 + L3 + L4 + L5


= 29,828 ft

ΣF = lbmlbfft

IDgcLVf 841,0

052,02,322828,2985,10069,04

24 22

=××

×××=

∑


-Wf = ΔZ

f

gcg +

ρP

gcV ∆

+∆2

2

+ ΣF


-Wf = 13,841 lbmlbf

6. Daya pompa, Ws

Ws = 005,0550

6301,490039,0841,13550

=××

=− ρQWf hp



= hp


LC.17 Pompa II Destilasi (P-107)


Temperatur

Kondisi operasi

= 92,61 0 C



3

= 0,171 cp = 0,00011 lbm

Laju alir massa (F)

/ft⋅s

= 4049,212 kg/jam = 2,249 lbm


/s

ρm = 3lbm/ft 68,7954

lbm/s 2,249 = 0,033 ft3

1. Perncanaan Pompa

/s


De = 3,9Qe

0,45ρ

= 3,9 (0,033)

0,13

0,45(68,7954)0,13


= 1,456 in = 0,121 ft







2


V = sft

AQ 33,2

01414,0033,0

==

NRe = 636,19526300011,0

33,2134,068,7954=

××=

µρ VID (turbulen)



00015,0==

IDε


079,0Re079,0

25,025,0 ==N


kelengkapan pipa




= 15 ft

L2


= 1×13×0,134 = 1,742 ft o

L

(L/D = 30)

3


= 1×30×0,134 = 4,02 ft

L4


= 1×28×0,134 = 3,752 ft

L5

ΣL = L

= 1×58×0,134 = 7,772 ft

1 + L2 + L3 + L4 + L5


= 32,286 ft

ΣF = lbmlbfft

IDgcLVf 300,0

134,02,322286,3233,20037,04

24 22

=××

×××=

∑


-Wf = ΔZ

f

gcg +

ρP

gcV ∆

+∆2

2

+ ΣF


-Wf = 5,300 lbmlbf

6. Daya pompa, Ws

Ws = 022,0550

7954,68033,0300,5550

=××

=− ρQWf hp



022,0= hp


LC.18 Reboiler (RB-101)

Jenis : shell and tube exchanger

Deskripsi :

Tabel LC.12 Deskripsi Reboiler

DESCRIPTION Unit SHELL SIDE TUBE SIDE Cold Fluid Hot Fluid 1 Fluid Type Camp. etanol steam In Out In Out 2

Temperature (T) °C 92.61 97.23 200 200 °F 198.698 207 392 392



kkal/h 273489,846 Btu/h 259217,339

5 Pass 1 2 6

Length (L) ft - 12

in - 144 7 OD Tubes in - 1 8 BWG - 10 9 Pitch (Square) in - 1.25

Mencari Δt

( )12

12


= (Kern, 1965)

FLMTD o190

)198.698392()207392(ln

)198.698392()207(392=

−−

−−−=

Koreksi LMTD (CMTD)


12

21

ttTT

R−−

= = 0198.698207

392392=

−−

11

12

tTtt

S−−

= = 0.04198.698392198.698207

=−−

R = 0, maka Ft = 1

CMTD (Δt) = 190 × 1 = 190 0

F


Caloric Temperature (Tc dan tc

3922

3923922

TTT 21

c =+

=+

=

)

0

202.852198.698207

2ttt 21

c =+

=+

=

F

0


F

Dari Tabel 8. Kern, 1965, reboiler untuk fluida dingin light organic dan fluida

panas steam, diperoleh UD =100 – 200, faktor pengotor (Rd

Diambil U

) = 0,003



⋅°F

2

D

ft643,13190100

259217,339ΔtU

QA =×

=×

=


Jumlah tube,


343,4/ftft 0,2618ft 12

ft 643,13aL

AN 2

2

"t =×

=×

= buah


b. Koreksi UD

(Koefisien menyeluruh kotor)

tAQU D ∆⋅

=

dimana, NtL''aA ××=

A = 0,2618 × 12 × 16 = 50,266 ft

2

142,27190266,05

259217,339=

⋅=DU Btu/ h ft2 0

Penentuan R

F

D

1. Flow Area (a)

design:

a. shell side


= (Kern, 1965)

Keterangan:

C’ = 1.25 – 1 = 0.25 in

B = 4 in


0,0551144

425,08=

×××

=sa ft

b. tube side

2

n144'aNt

a tt ×

×=

a’t = 0,421 (Tabel 10, Kern, 1965)

0.02342144

0,42116=

××

=ta ft

2. Mass Velocity (G)

2

a. shell side


2,6610550,055

31135,786==Gs lb/h ft

b. tube side

2


529,437990,0234

1024,909==Gt lb/h ft

3. Koefisien Perpindahan Panas

2

a. shell side

asumsi awal ho = 300 Btu/hr ft2

b. tube side

F

untuk steam, hio = 1500 Btu/ ft2

Temperatur dinding (T

F

w

T

)

w ( )ccc tThohio

hot −+

+ =

Tw ( ) 234.38202.853923001500

300202.85 =−+

+ = o

(Δt)

F

w = Tw – tc

= 234.38 – 202.85 = 31,53

o

dari fig. 15.11, Kern, 1965, nilai h

F

o > 300, maka ; ho = 300 Btu/hr ft2 F


4. Koefisien perpindahan panas menyeluruh bersih (Uc)

oio

oio

hhhh

Uc+×

=

25030015003001500

Uc =+×

= Btu/ h ft2 0

5. Faktor Pengotor (R

F

D

DC

DCD UU

UUR

⋅−

=

)

0.033142,27250142,27250

=⋅−

=DR

RD ≥ hitung RD

6. Pengecekan nilai flux

ketentuan, maka spesifikasi dapat diterima.

20000AQ<

19000,025643,13

259217,339=

nilai flux < 20000, maka perhitungan memenuhi.


a. Shell side

ΔPs

b. Tube side

diabaikan

µ×

=GtDRe t

D = ID tube = 0,732 in (Tabel 10. Kern, 1965)

771,26710.041

529,43799(0,732/12)Re =×

=t

untuk Re 771,2671 = , f = 0.0004 ft2/in2

(Fig.26, Kern, 1965)

t10

2t

t sID1022.5NLGf

Pφ⋅⋅⋅⋅

⋅⋅⋅=∆ (Kern, 1965)


007,010,8570,732/121022.5

212529,437990.000410

2

=⋅⋅⋅⋅

⋅⋅⋅=∆ tP psi

'

2

r g2V

sn4P ⋅=∆

untuk Gt 529,43799 = , '

2

g2V = 0.02 (Fig.27, Kern, 1965)

0,1870,02857,0

24=⋅

⋅=∆ rP psi

rtT PPP ∆+∆=∆

psiPT 194,00,187007,0 =+=∆

ΔPT ≤ yang diperbolehkan adalah 10 psi, maka ΔPs

dapat diterima.

LC.19 Pompa Reboiler (P-108)


Temperatur

Kondisi operasi

= 92,61 0 C



3

= 0,171 cp = 0,00011 lbm

Laju alir massa (F)

/ft⋅s

= 15567,893 kg/jam = 8,649 lbm


/s

ρm

= 3lbm/ft 68,7954lbm/s 8,649 = 0,126 ft3

1. Perncanaan Pompa

/s


De = 3,9Qe

0,45ρ

= 3,9 (0,126)

0,13

0,45(68,7954)0,13


= 2,661 in = 0,222 ft





Luas penampang pipa dalam (Ai) = 0,05130 ft2




V = sft

AQ 46,2

05130,0126,0

==

NRe = 545,39385400011,0

46,2256,068,7954=

××=

µρ VID (turbulen)



00015,0==

IDε


079,0Re079,0

25,025,0 ==N


kelengkapan pipa



= 15 ft

L2


= 1×13×0,256 = 3,328 ft o

L

(L/D = 30)

3


= 1×30×0,256 = 7,68 ft

L4


= 1×28×0,256 = 7,168 ft

L5

ΣL = L

= 1×58×0,256 = 14,848 ft

1 + L2 + L3 + L4 + L5


= 48,024 ft

ΣF = lbmlbfft

IDgcLVf 218,0

256,02,322024,4846,20031,04

24 22

=××

×××=

∑


-Wf = ΔZ

f

gcg +

ρP

gcV ∆

+∆2

2

+ ΣF


-Wf = 5,218 lbmlbf


6. Daya pompa, Ws

Ws = 082,0550

7954,68126,0218,5550

=××

=− ρQWf hp



082,0= hp

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

Bentuk : persegi panjang

Kondisi Operasi :

Tekanan : 1 atm

Suhu : 25 0


C

ρ bahan : 1333.33 kg/L


Perhitungan :

a. Volume Bak

Volume fltrat, Vl 3/33,13331/270,591

mkgjamjamkg × = = 0,203 m

Volume cake 1 hari proses = 24 × 0,203 = 4,872 m

3

3

Volume bak, V

b = (1 + 0,2) × 4,872 m3 = 5,846 m

b. Ukuran Bak Penampung

3

Direncanakan, p : l : t = 1 : 1 : 2/3

Vb = p × l × t

= 2/3 × x

x =

3

846,523

3 ×

x = 2,062 m

maka, panjang = 2,062 m

lebar = 2,062 m

tinggi = 1,381 m


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

Bentuk : persegi panjang

Kondisi Operasi :

Tekanan : 1 atm

Suhu : 25 0


C

ρ bahan : 1204,819 kg/L


Perhitungan :

a. Volume Bak

Volume fltrat, Vl 3/819,12041/742,016

mkgjamjamkg × = = 0,616 m

Volume cake 1 hari proses = 24 × 0,616 = 14,784 m

3

3

Volume bak, V

b = (1 + 0,2) × 14,784 m3 = 17,741 m

c. Ukuran Bak Penampung

3

Direncanakan, p : l : t = 1 : 1 : 2/3

Vb = p × l × t

= 2/3 × x

x =

3

17,74123

3 ×

x = 2,985 m

maka,

panjang = 2,985 m

lebar = 2,985 m

tinggi = 1,999 m


LC.22 Heater (H-101)

Jenis : shell and tube exchanger

Deskripsi HE :

Tabel LC.13 Deskripsi Heater

DESCRIPTION Unit SHELL SIDE TUBE SIDE Cold Fluid Hot Fluid 1 Fluid Type Camp. Etanol Steam In Out In Out 2

Temperature (T) °C 30.00 80.00 200 200 o 86.00 F 176.00 392 392



kkal/h 1032225,933 Btu/h 978357,565

5 Pass 1 2 6

Length (L) ft - 16

in - 192 7 OD Tubes in - 0.75 8 BWG - 10 9 Pitch (Square) in - 1

Mencari Δt

( )12

12


= (Kern, 1965)

FLMTD o84

)86392()176392(ln

)86392()176392(=

−−

−−−=

Koreksi LMTD (CMTD)


12

21

ttTT

R−−

= = 086176392392

=−−

11

12

tTtt

S−−

= = 0,298692386176

=−−

Dikarenakan R = 0, maka Ft

CMTD (Δt) = 84 × 1 = 84

= 1 0

F


Caloric Temperature (Tc dan tc

39252

3929232

TTT 21c =

+=

+=

)

0

2192

861762

ttt 21c =

+=

+=

F

0


F

Dari Tabel 8. Kern, 1965, untuk heater fluida dingin medium organic- fluida

panas steam, diperoleh UD = 50 – 100, faktor pengotor (Rd

Diambil U

) = 0.003.



⋅°F

2

D

ft 018,8521977

978357,565ΔtU

QA =×

=×

=


Jumlah tube,


47,18/ftft 0.1963ft 16

ft 018,85aL

AN 2

2

"t =×

=×

= buah


b. Koreksi UD

(Dirt Overall Heat Transfer Coefficient)

tAQU D ∆⋅

=

A = 0.1963 × 16 × 32 = 100,506 ft

2

885,11584 100,506

978357,565=

⋅=DU Btu/ h ft2 0

Penentuan R

F

D

1 Flow Area (a)

design:

a. shell side


= (Kern, 1965)

C’ = 1 – 0.75 = 0.25 in

B = 2,5 in

0.0351144

5.225.08=

×××

=sa ft

2


b. tube side

n144'aNt

a tt ×

×=

a’t = 0.182 (Tabel 10, Kern, 1965)

0.0202144

182.032=

××

=ta ft

2 Mass Velocity (G)

2

a. shell side


8,2516280,035

8807,008==Gs lb/h ft

b. tube side

2


650,1934140,020

3868,293==Gt lb/h ft

3 Bilangan Reynold (N

2

Re

a. shell side

)

µ×

=GsDeRes

( ) in0.0875.012

4/75.014De22

=⋅π⋅⋅π×

=

026,156901,283

8,25162808,0Re =×

=s

b. tube side

µ×

=GtDRe t

D = ID tube = 0.482 in (Tabel 10. Kern, 1965)

564,1992000,039

650,193414)12/482,0(Re =×

=t


4 Koefisien Perpindahan Panas

a. shell side 14.0

w

31e

o PrjHk

Dh

µµ

= (Kern, 1965)

Dari fig.28, Kern, 1965 didapat jH = 150

k

CpPr µ⋅= = 21,34

0,1061,2831,763

=⋅

14.0

31

21,34150106.008.0

⋅=

woh

µµ

ho

14.0

w

µµ = 545,479

b. tube side

hio = 1500 Btu/ h ft2 0

dikarenakan viskositas etanol rendah, maka

F (Kern, 1965) 14.0

w

µµ ≈ 1

545,479=oh Btu/ h ft2 0

5 Clean Overall Heat Transfer Coefficient (Uc)

F

oio

oio

hhhh

Uc+×

=

013,004 545,4791500 545,4791500=

+×

=Uc Btu/ h ft2 0

6 Dirt Factor (R

F

D

DC

DCD UU

UUR

⋅−

=

)

0.003416,185013,004416,185013,004

=⋅−

=DR

RD ≥ hitung RD

ketentuan, maka spesifikasi dapat diterima.



a. Shell side

se10

2s

s sD1022.5)1N(DGf

Pφ⋅⋅⋅⋅

+⋅⋅⋅=∆ (Kern, 1965)

untuk Re 026,15690 = , f = 0.002 ft2/in2

(Fig.29, Kern, 1965)

(N+1) = L/B (Kern, 1965)

= (192 /2,5) = 76.8

ΔPs ≤ yang diperbolehkan adalah 10 psi, maka ΔPs

b. Tube side

dapat diterima.

t10

2t

t sID1022.5NLGf

Pφ⋅⋅⋅⋅

⋅⋅⋅=∆ (Kern, 1965)

untuk Re 564,199200 = , f = 0.00011 ft2/in2

(Fig.26,Kern,1965)

067,0110.482/121022.5

216650,1934140.0001110

2

=⋅⋅⋅⋅⋅⋅⋅

=∆ tP psi

'

2

r g2V

sn4P ⋅=∆

untuk Gt 650,193414 = , '

2

g2V = 0,005 (Fig.27, Kern, 1965)

04,00,0051

24=⋅

⋅=∆ rP psi

rtT PPP ∆+∆=∆

psiPT 107,004,0067,0 =+=∆

ΔPT ≤ yang diperbolehkan adalah 10 psi, maka ΔPs

dapat diterima

psi86,510.31808.01022.58.7688,251628002.0

10

2

=⋅⋅⋅⋅

⋅⋅⋅=∆ sP


LC.23 Tangki Penyimpanan Saccharomyces (T-105)




C, P = 1 atm

Densitas bahan : 1670,1 kg/m3 = 104,261 lbm/ft

3


a. Volume Tangki, V

Volume bahan, V =

T

camp

Fρ

= 3/1,1670192,259

mkgkg = 0,155 m


3



3



s


: D) = 1 : 2

h


: D) = 1 : 4

S 4π = D2 Hs

=

(Brownell, 1959)

4π D2

21( D) = 0,3925 D


3

h3π = R2 Hh

=

(Brownell, 1959)

6π D2

41 ( D) = 0,1308 D

Volume tangki, V

3

T = VS + Vh

= 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D

D

3

T31

5233,0

TV = = 31

5233,00,186

= 0,710 m




• Tinggi head, H

= 0,5 × D = 0,355 m

h41 = × D = 0,178 m



= 0,710 m


a. Tebal Shell

t =PES

RP6,0.

.−


dimana :







)1( −SHρ = 14,7 + (Brownell, 1959)

= 14,7 + 144

)1165,1(104,261 − = 14,819 psi



Tebal shell, t =

= 16,301 psi

)16,301(6,0)9,0(175002329,216,301

−

+ 15 × 0,0125

= 0,189 in


b. Tebal tutup


sama = 3/16 in.

LC.24 Tangki Penyimpanan (NH4)2SO4


(T-106)



C, P = 1 atm

Densitas bahan : 1769 kg/m3 = 110,435 lbm/ft

3



a. Volume Tangki, V

Volume bahan, V =

T

camp

Fρ

= 3/1769735,20

mkgkg = 0,012 m


3



3



s


: D) = 1 : 2

h


: D) = 1 : 4

S 4π = D2 Hs

=

(Brownell, 1959)

4π D2

21( D) = 0,3925 D


3

h3π = R2 Hh

=

(Brownell, 1959)

6π D2

41 ( D) = 0,1308 D

Volume tangki, V

3

T = VS + Vh

= 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D

D

3

T31

5233,0

TV = = 31

5233,00,014

= 0,304 m




• Tinggi head, H

= 0,5 × D = 0,152 m

h41 = × D = 0,076 m


= 0,304 m


a. Tebal Shell

t =PES

RP6,0.

.−



dimana :







)1( −SHρ = 14,7 + (Brownell, 1959)

= 14,7 + 144

)1499,0(110,435 − = 14,316 psi



Tebal shell, t =

= 15,748 psi

)15,748(6,0)9,0(175002998,015,748

−

+ 15 × 0,0125

= 0,188 in


b. Tebal tutup


sama = 3/16 in.

LC.25 Tangki Penyimpanan H3PO4


(T-107)



C, P = 1 atm

Densitas bahan : 1834 kg/m3 = 114,493 lbm/ft

3


a. Volume Tangki, V

Volume bahan, V =

T

camp

Fρ

= 3/1834735,20

mkgkg = 0,011 m


3

Volume tangki, VT = ( 1 + fk ) × 0,011 = 0,013 m3


b. Diameter Tangki, DT dan Tinggi Tangki, H


s


: D) = 1 : 2

h


: D) = 1 : 4

S4π = D2 Hs

=

(Brownell, 1959)

4π D2

21( D) = 0,3925 D


3

h 3π = R2 Hh

=

(Brownell, 1959)

6π D2

41 ( D) = 0,1308 D

Volume tangki, V

3

T = VS + Vh

= 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D

D

3

T31

5233,0

TV = = 31

5233,00,013

= 0,300 m




• Tinggi head, H

= 0,5 × D = 0,150 m

h 41 = × D = 0,075 m


= 0,300 m


a. Tebal Shell

t =PES

RP6,0.

.−


dimana :








)1( −SHρ = 14,7 + (Brownell, 1959)

= 14,7 + 144

)1492,0(114,493 − = 14,190 psi



Tebal shell, t =

= 15,609 psi

)15,609(6,0)9,0(175002984,015,609

−

+ 15 × 0,0125

= 0,188 in


b. Tebal tutup


sama = 3/16 in.

LC.26 Pompa IX (P-109)



Densitas, ρ : 1834 kg/m3 : 114,493 lbm/ft3



Q = sftm 3

0001,0493,114120,0

==ρ

1. Perncanaan Pompa


De = 3,9Qe

0,45ρ

= 3,9 (0,0001)

0,13

0,45(114,493)0,13


= 0,114 in = 0,0095 ft


• Diameter nominal = 1/8 in = 0,010 ft



Luas penampang pipa dalam (Ai) = 0,00040 ft2




V = sft

AQ 25,0

00040,00001,0

==

NRe = 39750002,0

25,0220,0493,144=

××=

µρ VID (laminar)



00015,0==

IDε

Untuk aliran laminar, f = 004,0397516

Re16

==N


kelengkapan pipa



= 10 ft

L2


= 1×13×0,022 = 0,286 ft o

L

(L/D = 30)

3


= 2×30×0,022 = 1,320 ft

L4


= 1×28×0,022 = 0,616 ft

L5

ΣL = L

= 1×58×0,022 = 1,276 ft

1 + L2 + L3 + L4 + L5


= 13,498 ft

ΣF = lbmlbfft

IDgcLVf 009,0

022,02,322498,1325,0004,04

24 22

=××

×××=

∑


-Wf = ΔZ

f

gcg +

ρP

gcV ∆

+∆2

2

+ ΣF


-Wf = 2,009 lbmlbf


6. Daya pompa, Ws

Ws = 00005,0550

493,1440001,02,009550

=××

=− ρQWf hp



00005,0= hp


LAMPIRAN D

PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

UTILITAS

LD.1 Bak Pengendapan (BP)

Fungsi : untuk menampung dan mengendapkan kotoran terbawa dari

sumur bor

Bentuk : bak dengan permukaan persegi

Konstruksi : beton kedap air

Densitas air pada suhu 30oC : 998 kg/m

Direncanakan lama penampungan 1 jam, maka :

3

Jumlah air masuk = 1 jam × 27738,791 kg/jam


Volume bak = 998

27738,7912,1 × = 33,353 m

Panjang (p) = 3 × tinggi bak (t)

3

Lebar (l) = 2 × tinggi bak (t)

Maka,

V = p × l × t

33,353 = 6t

t =

3

36

33,353 = 1,771 m = 5,810 ft

diperoleh :

t = 1,771 m = 5,810 ft

p = 5,313 m = 17,431 ft

l = 3,542 m = 11,620 ft


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

Fungsi : membuat larutan Aluminium Sulfat Al

(TP-101)

2(SO4)3

Bahan konstruksi : plate steel SA-167, Tipe 304

Bentuk : silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Kondisi pelarutan : Temperatur = 30o

Tekanan = 1 atm

C

Jumlah air yang diolah = 27738,791 kg/jam

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

×61050 27738,791 = 1,387 kg/jam

Tangki pelarutan aluminium sulfat dirancang untuk 1 hari

Banyak alum yang dilarutkan = 24 × 1,387 = 33,288 kg

Densitas Al2(SO4)3 = 1363,1 kg/m


3

Volume larutan, V

Ukuran tangki

11,13633,0

33,288×

= = 0,081 m

Volume tangki, V

3

t = 1,2 × 0,081 m3 = 0,097 m

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

3

V = 41 π D2

0,097 m

H (Brownell, 1959)

3

41 = π D2

D

13

0,097 m3

43 = π D

Maka,

3

D = 0,345 m = 1,132 ft

H = 1,035 m = 3,396 ft

Tinggi Al2(SO4)32

3

)345,0(41

0,081

m

m

π dalam tangki = = 0,778 m


Direncanakaj digunakan bahan konstruksi plate steel SA-167, Tipe 304

Tebal dinding tangki

Dari tabel 13.1 Brownell & Young (1959), diperoleh data :

− Allowable stress (s) = 12750

− Efisiensi sambungan (E) = 0,8

− Faktor korosi,( CA ) = 1/8 in

− Tekanan operasi, Po

− Faktor keamanan tekanan = 20 %

= 1 atm = 14,7 psi

− Tekanan desain = 1,2 × Po

= 17,64 psi

t =

Tebal dinding silinder tangki

CAPSE

PD+

− 2,12 ( Brownell, 1959)

= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12750(2

12)132,1)(64,17(+

−× = 0,137 in

Dari tabel 5.4 Brownell & Young (1959) dipilih tebal tangki standar 3/16 in.

Tipe pengaduk : marine propeller dengan jarak pitch = 2D

Daya pengaduk

Di

t/Di

D

= 3 , Baffle = 4 (Brown, G.G 1960)

t

D

= 1,132 ft

i

Kecepatan pengadukan, N = 400 rpm = 6,667 rps

= 0,377 ft

Viskositas Al2(SO4)3 = 6,72 × 10-4

Dari persamaan 3.4-1, Geankoplis untuk bilangan Reynold adalah

lbm/ft.det (Kirk Othmer, 1967)

NReµ

ρ 2)(DiN =

= 4

2

1072,6)377,0)(667,6)(095,85(

−× = 1,199 × 10

Untuk N

5

Re 1,199 × 105 diperoleh NPo

Sehingga dari persamaan 3.4-2 Geankoplis :

= 1

P = c

Po

gDiNN ρ53


= 550174,32

)095,85()377,0()667,6)(1( 53

× = 0,011

Efisiensi motor penggerak = 80 %

Daya motor penggerak = 8,0

011,0 = 0,014

Maka daya motor yang dipilih = 0,05 hp

LD.3 Tangki Pelarutan Natrium Karbonat (Na2CO3

Fungsi : membuat larutan Natrium Karbonat (Na

) (TP-102)

2CO3)




Tekanan = 1 atm

C

Jumlah air yang diolah = 27738,791 kg/jam

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

×61027 27738,791 = 0,749 kg/jam

Tangki pelarutan aluminium sulfat dirancang untuk 1 hari

Banyak alum yang dilarutkan = 24 × 0,749 = 17,976 kg

Densitas Na2CO3 = 1327 kg/m


3

Volume larutan, V

Ukuran tangki

113273,0

17,976×

= = 0,045 m

Volume tangki, V

3

t = 1,2 × 0,045 m3 = 0,054 m


3

V = 41 π D2

0,054 m

H (Brownell, 1959)

3

41 = π D2

D

13

0,054 m3

43 = π D

3


Maka,

D = 0,284 m = 0,932 ft

H = 0,852 m = 2,795 ft

Tinggi Na2CO32

3

)284,0(41

0,045

m

m










= 1 atm = 14,7 psi


= 17,64 psi

t =


CAPSE

PD+

− 2,12 (Brownell, 1959)

= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12750(2

12)932,0)(64,17(+

−× = 0,135 in



Daya pengaduk

Di

t/Di

D

= 3 , Baffle = 4 (Brown, G.G 1960)

t

D

= 0,932 ft

i


= 0,310 ft

Viskositas Na2CO3 = 3,69 × 10-4



NReµ

ρ 2)(DiN =


= 4

2

1069,3)310,0)(667,6)(842,82(

−× = 1,438 × 10

Untuk N

5



= 1

P = c

Po

gDiNN ρ53

= 550174,32

)842,82()310,0()667,6)(1( 53

× = 0,004



004,0 = 0,005


LD.4 Tangki Pelarutan Asam Sulfat (H2SO4

Fungsi : membuat larutan Asam Sulfat (H

) (TP-103)

2SO4)




Tekanan = 1 atm

C

H2SO4

Laju massa H

yang digunakan mempunyai konsentrasi 50 % (% berat)

2SO4

1 × regenerasi = 7,5 hari

= 43,630 kg/hari

Densitas H2SO4 50 % = 1387 kg/m3 = 86,587 lbm/ft

Kebutuhan perancangan = 7 hari

3


Volume larutan, V

Ukuran tangki

1 13875,0630,43×

= = 0,063 m

Volume tangki, V

3

t = 1,2 × 0,063 m3 = 0,076 m


3

V = 41 π D2 H (Brownell, 1959)


0,076 m3

41 = π D2

D

13

0,076 m3

43 = π D

3

Maka,

D = 0,317 m = 1,040 ft

H = 0,951 m = 3,120 ft

Tinggi H2SO42

3

)317,0(41

063,0

m

m










= 1 atm = 14,7 psi


= 17,64 psi

t =


CAPSE

PD+

− 2,12 (Brownell, 1959)

= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12750(2

12)040,1)(64,17(+

−× = 0,136 in



Daya pengaduk

Di

t/Di

D

= 3 , Baffle = 4 (Brown, G.G 1960)

t

D

= 1,040 ft

i


= 0,347 ft


Viskositas H2SO4 = 3,69 × 10-3



NReµ

ρ 2)(DiN =

= 3

2

1069,3)347,0)(667,6)(587,86(

−× = 1,884 × 10

Untuk N

5



= 1

P = c

Po

gDiNN ρ53

= 550174,32

)587,86()347,0()667,6)(1( 53

× = 0,007



007,0 = 0,009


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

Fungsi : membuat larutan Natrium Hidroksida (NaOH)




Tekanan = 1 atm

C

NaOH yang digunakan mempunyai konsentrasi 50 % (% berat)

Laju massa NaOH = 22,7 kg/hari

1 × regenerasi = 12 hari

Densitas NaOH 50 % = 1518 kg/m3 = 94,765 lbm/ft

Kebutuhan perancangan = 7 hari

3


Volume larutan, V

Ukuran tangki

1 15185,07,22

× = = 0,030 m3


Volume tangki, Vt = 1,2 × 0,030 m3 = 0,036 m


3

V = 41 π D2

0,036 m

H (Brownell, 1959)

3

41 = π D2

D

13

0,036 m3

43 = π D

3

Maka,

D = 0,247 m = 0,810 ft

H = 0,741 m = 2,431 ft

Tinggi NaOH dalam tangki = 2

3

)247,0(41

030,0

m

m

π = 0,625 m









= 1 atm = 14,7 psi


= 17,64 psi

t =


CAPSE

PD+

− 2,12 (Brownell, 1959)

= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12750(2

12)810,0)(64,17(+

−× = 0,133 in



Daya pengaduk

i


Dt/Di

D

= 3 , Baffle = 4 (Brown, G.G 1960)

t

D

= 0,810 ft

i


= 0,270 ft

Viskositas NaOH = 4,302 × 10-4



NReµ

ρ 2)(DiN =

= 4

2

10302,4)270,0)(667,6)(765,94(

−× = 1,071 × 10

Untuk N

5



= 1

P = c

Po

gDiNN ρ53

= 550174,32

)765,94()270,0()667,6)(1( 53

× = 0,002



002,0 = 0,003


LD.6 Clarifier (CL)

Fungsi : memisahkan endapan (flok) yang terbentuk karena

penambahan alum dan soda abu

Bahan : Carbon steel SA-53 Grade B

Laju massa air = 27738,791 kg/jam = 7705,219 gr/det

Laju massa Al2(SO4)3

Laju massa Na

= 1,387 kg/jam = 0,385 gr/det

2CO3

Massa total = 7705,812 gr/det

= 0,749 kg/jam = 0,208 gr/det

ρ air = 0,998 gr/ml

ρ Al2(SO4)3

ρ Na

= 1,363 gr/ml

2CO3 = 1,327 gr/ml


V = ρm

Vair 660,7720998,0

7705,219= = ml

VAl2(SO4)3363,1

0,385 = = 0,282 ml

VNa2CO3 157,0327,1

0,208= = ml

Vtotal

ρ campuran =

= 7721,099 ml

campuran

campuran

vm

= 7721,0997705,812 = 0,998 gr/cm

ρ partikel =

3

327,10,208

363,10,385

)0,2080,385(

+

+ = 439,0593,0 = 1,351 gr/cm

kecepatan terminal dihitung dengan menggunakan :

3

µρρ

υ18

)( 2gDpss

−=

Dimana :

υs

ρ

: kecepatan terminal pengendapan, cm/det

s : densitas partikel campuran pada 30o

ρ : densitas larutan pada 30

C o

D

C

p

g : percepatan gravitasi = 980 cm/det

: diameter partikel = 0,002 cm

μ : viskositas larutan pada 30o

maka,

C = 0,0345 gr/cm.det (Perry, 1999)

0345,018

002,0980)998,0351,1( 2

×××−

=sυ = 0,02 cm/det

Laju volumetrik, Q =

Ukuran clarifier

998,07705,812 = 7721,254 cm3

Q = 4 × 10

/det

-4 × D2

Dimana :

(Ulrich, 1984)

Q : laju alir volumetrik umpan, cm3/det


D : diameter clarifier, m

Sehingga :

D = 533,439310.4

7721,25410.4

21

4

21

4 =

=

−−

Q = 4,393 m = 14,412 ft

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

Waktu pengendapan :

t = s

tHυ

= det/02,0

11005,4cm

mcmm ×× = 22500 det

= 6,25 jam

T

Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-53, Grade B

ebal dinding clarifier

Dari tabel 13.1 Brownell&Young (1959), diperoleh data :



− Faktor korosi = 1/8 in



= 1 atm = 14,7 psi

− Tekanan desain, P = 1,2 × Po = 17,64 psi

t =


CAPSE

PD+

− 2,12 (Brownell, 1959)

= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12750(2

12)412,14)(64,17(+

−× = 0,275 in

Dari tabel 5.4 Brownell&Young dipilih tebal tangki 3/8 in.

P = 0,006 D

Daya clarifier 2

Dimana :

(Ulrich, 1984)

P : daya yang dibutuhkan clarifier, kW

P = 0,006 × (4,393)2

= 0,116 hp = 0,087 kW


LD.7 Sand Filter (SF)

Fungsi : menyaring air yang berasal dari clarifier

Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan : Carbon Steel SA-53 Grade B


Densitas air pada 30oC: 998 kg/m

Tangki direncanakan menampung air setiap ¼ jam

3

Faktor keamanan : 20 %

Maka,

Volume air = 3/99825,0/27740,927

mkgjamjamkg × = 6,949 m

Volume tangki = 1,2 × 6,949 = 8,339 m

3

Direncanakan perbandingan tinggi penyaring dengan diameter (H

3

s

tinggi head dengan diameter (H

: D) = 2:1

h

V

: D) = 1:6

s4π = D2Hs

4π = D2

2π(2D) = D3 = 1,57 D3

V

(Brownell, 1959)

h 24π = D3 = 0,131 D

V

3

t = Vs + V

8,339 = 1,57 Dh

3 + 0,131 D

D =

3

3701,1

8,339 = 1,699 m = 5,574 ft

Hs

H

= 2 D = 2 (1,699) = 3,398 m = 11,148 ft

h

Sehingga, tinggi tangki = 3,398 + 2(0,284) = 3,966 m = 13,012 ft

= 1/6 D = 1/6 (1,699) = 0,284 m = 0,932 ft

Volume air = 6,949 m

V shell =

3

3

3Dπ = 5,133 m

Tinggi air (Ha)=

3

3,3986,9495,133

× = 2,511 m = 8,238 ft

Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-53, Grade B









= 1 atm = 14,7 psi


t =


CAPSE

PD+

− 2,12 (Brownell, 1959)

= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12750(2

12)5,574)(64,17(+

−× = 0,183 in


LD.8 Menara Air (MA)

Fungsi : mendistribusikan air untuk berbagai keperluan

Jenis : silinder tegak dengan tutup dan alas datar

Bahan : Plate stell SA-167, Tipe 304


Densitas air pada 30oC: 998 kg/m

Faktor keamanan : 20 %

3

Maka,

Volume air = 3/998/27740,927

mkgjamkg = 27,796 m

Volume tangki = 1,2 × 27,796 = 33,355 m

3

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder H = 3D

3

V = 41 πD2

V =

H (Brownell, 1959)

43 πD3

4333,355 = πD

D = 2,419 m = 7,936 ft

3

H = 7,257 m = 23,809 ft


Direncanakan digunakan bahan konstruksi Plate stell SA-167, Tipe 304








= 1 atm = 14,7 psi


t =


CAPSE

PD+

− 2,12 (Brownell, 1959)

= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12750(2

12)936,7)(64,17(+

−× = 0,207 in

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

LD.9 Menara Pendingin Air (WCT)

Fungsi : mendinginkan air pendingin bekas dari temperatur

40oC menjadi 25o

Jenis : Mechanical Draft Cooling Tower

C

Bahan konstruksi : Carbon Stell SA-53 Grade B

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Suhu air masuk menara (TL2) = 40oC = 104o

Suhu air keluar menara (T

F

L1) = 25oC = 77o

Suhu udara (T

F

G1) = 25oC = 77o

Dari gambar 12-14, Perry, 1999, diperoleh suhu bola basah, T

F

w = 70o

Dari kurva kelembaban, diperoleh H = 0,020 kg uap air/kg udara kering

C

Dari gambar 12-14, Perry, 1999, diperoleh konsentrasi air = 1,25 gal/ft2

Densitas air (40

.menit oC) = 998 kg/m

Laju massa air pendingin = 22477,651 kg/jam

3

Laju volumetrik air pendingin= 22477,651 / 998 = 22,523 m3/jam


Kapasitas air, Q = 22,523 m3/jam × 264,17 gal/m3

= 99,165 gal/menit

/ 60 menit/jam

Faktor keamanan = 20%

Luas menara, A = 1,2 × (kapasitas air/konsentrasi air)

= 1,2 × (99,165 gal/menit)/(1,25 gal/ft2

= 95,198 ft

.menit)

Laju alir air tiap satuan luas (L)=

2

)1)(3600)(95,198()2808,3)(1)(/22477,651(

22

2

msftftjamjamkg

= 0,215 kg/s.m

Perbandingan L : G direncanakan = 5 : 6

2

Sehingga laju alir gas tiap satuan luas (G) = 0,180 kg/m2

.s

Perhitungan tinggi menara

Dari pers. 9.3-8, Geankoplis 1997 :

:

Hy1 = (1,005 + 1,88 H)(T1-T0

= (1,005 + 1,88 × 0,020)(25-0) + 2501,4 (0,020)

) + (2501,4 H)

= 76,093 kJ/kg = 76,093.103

Dari pers. 10.5-2, Geankoplis 1997 :

J/kg

G (Hy2 – Hy1) = LcL (TL2 – TL1

0,180 (Hy

)

2 – 76,093.103) = 0,215 (4,187.103

Hy

)(40-25)

2 = 151,111.103

J/kg

050

100150200250300350400450500

0 20 40 60 80

Suhu (C)

Enta

lpi 1

0^3(

J/kg

)

kesetimbangan

garis operasi

Gambar LD.1 Grafik Entalpi dan Temperatur Cairan

pada Cooling Tower (CT)


Ketinggian menara, z = ∫ −

2

1*..

y

y

H

HG HyHydHy

akMG (Geankoplis, 1997)

Tabel LD.1 Perhitungan Entalpi dalam Penentuan Tinggi Menara Pendingin Hy Hy* 1/(Hy*-Hy)

76,093 80 0,256

101,1 105 0,256

126,106 130 0,257

151,111 175 0,042

0

0.05

0.1

0.15

0.2

0.25

0.3

0 50 100 150 200

Hy

1/(H

y*-H

y)

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

Luasan daerah di bawah kurva dari Gambar LD.2 : ∫ −

2

1*

y

y

H

H HyHydHy = 1,986

Estimasi kG.a = 1,207.10-7 kg.mol/s.m3

Maka ketinggian menara, z =

(Geankoplis, 1997)

986,1)10.013,1)(10.207,1(29

180,057 ×

× − = 1,006 m

Diambil performance menara 90%, maka dari gambar 12-15 Perry, 1999,

diperoleh tenaga kipas 0,03 hp/ft2

Daya yang diperlukan = 0,03 hp/ft

. 2 × 10,828 ft2

Digunakan daya standart 0,5 hp

= 0,33 hp


LD.10 Penukar Kation/Cation Exchanger (CE)

Fungsi : mengurangi kesadahan air


Bahan konstruksi : Carbon Stell SA-283 Grade C

Kondisi penyimpanan : Temperatur : 30o

Tekanan : 1 atm

C

Laju massa air = 1141,852 + 1,818 = 1143,670 kg/jam

Densitas air = 998 kg/m


3

Va =

Ukuran Cation Exchanger

9981143,670 = 1,146 m

Maka volume Cation Exchanger = 1,2 × 1,146 = 1,375 m

3

Direncanakan perbandingan tinggi silinder dengan diameter (H

3

s


: D) = 3:1

h

Vs =

:D) = 1:6

4π D2 Hs

4π = D2

43 (3D) = π D3 = 2,355 D

Vh =

3

24π D3 = 0,131 D

Vt = Vs + Vh

3

1,375 = 2,355 D3 + 0,131 D

D =

3

3486,2

1,375 = 0,821 m = 2,694 ft

Hs

H

= 3D = 2,463 m = 8,081 ft

h

Sehingga tinggi tangki = 2,463 + 2(0,137) = 2,737 m = 8,979 ft

= 1/6 D = 0,137 m = 0,449 ft

V air = 1,146 m

V sheel =

3

3

3Dπ = 0,579 m

Tinggi air (H

3

a1,1460,579)= × 2,463 = 1,244 m = 4,081 ft


Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-283, Grade C








= 1 atm = 14,7 psi


t =


CAPSE

PD+

− 2,12 (Brownell, 1959)

= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12650(2

12)694,2)(64,17(+

−× = 0,153 in


LD.11 Penukar Anion/Anion Exchanger (AE)

Fungsi : mengurangi kesadahan air


Bahan konstruksi : Carbon Stell SA-283 Grade C


Tekanan : 1 atm

C

Laju massa air = 1143,670 + 0,946 = 1144,616 kg/jam



3

Va =

Ukuran Anion Exchanger

9981144,616 = 1,147 m

Maka volume Anion Exchanger = 1,2 × 1,147 = 1,376 m

3


3

s


: D) = 3:1

h:D) = 1:6


Vs = 4π D2 Hs

4π = D2

43 (3D) = π D3 = 2,355 D

Vh =

3

24π D3 = 0,131 D

Vt = Vs + Vh

3

1,376 = 2,355 D3 + 0,131 D

D =

3

3486,2

1,376 = 0,821 m = 2,694 ft

Hs

H

= 3D = 2,463 m = 8,081 ft

h


= 1/6 D = 0,137 m = 0,449 ft

V air = 1,146 m

V sheel =

3

3

3Dπ = 0,579 m

Tinggi air (H

3

a1,1460,579)= × 2,463 = 1,244 m = 4,081 ft









= 1 atm = 14,7 psi


t =


CAPSE

PD+

− 2,12 (Brownell, 1959)

= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12650(2

12)694,2)(64,17(+

−× = 0,153 in



LD.12 Deaerator (D)

Fungsi : menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air umpan

ketel

Bentuk : Silinder horizontal dengan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : Plate Stell SA-167 Tipe 304


Tekanan : 1 atm

C

Laju massa air = 1144,616 kg/jam



3

Va =

Ukuran Deaerator

9981144,616 = 1,147 m

Maka volume Deaerator = 1,2 × 1,147 = 1,376 m

3


3

s


: D) = 3:1

h

Vs =

:D) = 1:6

4π D2 Hs

4π = D2

43 (3D) = π D3 = 2,355 D

Vh =

3

24π D3 = 0,131 D

Vt = Vs + Vh

3

1,376 = 2,355 D3 + 0,131 D

D =

3

3486,2

1,376 = 0,821 m = 2,694 ft

Hs

H

= 3D = 2,463 m = 8,081 ft

h


= 1/6 D = 0,137 m = 0,449 ft

V air = 1,146 m

V sheel =

3

3

3Dπ = 0,579 m

Tinggi air (H

3

a1,1460,579)= × 2,463 = 1,244 m = 4,081 ft










= 1 atm = 14,7 psi


t =


CAPSE

PD+

− 2,12 (Brownell, 1959)

= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12650(2

12)694,2)(64,17(+

−× = 0,153 in


LD.13 Ketel Uap (B)

Fungsi : menyediakan uap untuk keperluan proses

Jenis : pipa air

Bahan konstruksi : Carbon Steel

Kondisi operasi :

Uap jenuh yang digunakan bersuhu 200°C

Dari steam table, Smith, 2001, diperoleh kalor laten steam 1053,56 Btu/lbm

Kebutuhan uap = 5709,262 kg/jam = 12560,376 lb

m

Perhitungan:

/jam

H3,970P5,34W ××

=

Menghitung Daya Ketel Uap

dimana: P = daya boiler, hp

W = kebutuhan uap, lbm

H = kalor laten steam, Btu/lb

/jam

m


Maka,

3,9704,351053,5612560,376

××

=P = 385,259 hp

Luas permukaan perpindahan panas, A = P × 10 ft

Menghitung Jumlah Tube 2

= 385,259 hp × 10 ft

/hp 2

= 3852,59 ft

/hp

Direncanakan menggunakan tube dengan spesifikasi:

2

Panjang tube, L = 30 ft

Diameter tube 3 in

Luas permukaan pipa, a′ = 0,917 ft2

Sehingga jumlah tube,

/ft (Kern, 1965)

917,0303852,59

' ×=

×=

aLANt = 140,043 ≈ 140 buah

LD.14 Pompa Sumur Bor (P-101)

Fungsi : memompa air dari sumur bor ke bak pengendapan

Jenis : pompa sentrifugal

Jumlah : 1 unit

Bahan konstruksi : Cast Iron

Kondisi operasi :

Temperatur : 30o

Densitas air : 998 kg/m

C 3 = 62,178 lbm/ft3

Viskositas air : 0,85 cP = 5,71 × 10

(Perry, 1999) -4

Laju alir massa (F) : 27738,791 kg/jam = 16,951 lbm/det

lbm/ft.s (Perry, 1999)

Laju alir volume, Q : ρF = 3/178,62

det/16,951ftlbm

lbm = 0,273 ft3

Diameter optimum, D

/s

e= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13

= 3,9 × (0,273)

(Timmerhouse, 2003) 0,45 × (62,178)

= 3,720 in

0,13

Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih :

− Ukuran pipa nominal : 4 in


− Schedule pipa : 40

− Diameter dalam (ID) : 4,026 in = 0,335 ft

− Diameter luar (OD) : 4,500 in = 0,375 ft

− Luas penampang dalam (Ai) : 0,08840 ft

Kecepatan linier, v =

2

iAQ = 2

3

08840,0/273,0ft

sft = 3,088 ft/s

Bilangan Reynold, NReµ

ρ Dv = = 410.71,5)335,0)(088,3)(178,62(

− = 112647,986

Untuk cast iron, ε = 0,00085 ft


00085,0==

IDε

Untuk aliran turbulen, f = 325,025,0 10.312,4

112647,986079,0

Re079,0 −==

N

Instalasi pipa :

− Panjang pipa vertikal, L1

− Panjang pipa horizontal, L

= 4 m = 13,123 ft

2

− 1 buah gate valve fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980)

= 5 m = 16,404 ft

L3

− 1 buah elbow standard 90

= 1 × 13 × 0,335 = 8,710 ft o

L

(L/D = 30, Appendix C-2a, Foust, 1980)

4

Panjang pipa total (ΣL) = 13,123 + 16,404 + 8,710 + 10,050 = 48,287 ft

= 1 × 30 × 0,335 = 10,050 ft

Faktor gesekan, F = Dg

Lvf

c2

2 ∑ = )335,0)(174,32(2

)287,48()088,3)(10.312,4( 23−

= 0,092 ft.lbf

Tinggi pemompaan, Δz = 2,5 m = 8,202 ft

/lbm

Static head, Δz cg

g = 8,202 ft.lbf

Velocity head,

/lbm

cgv

2

2∆ = 174,322

088,3 2

× = 0,148

Pressure head, ρP∆ = 0


Wscg

g = Δz + cg

v2

2∆ + ρP∆ + F

= 8,202 + 0,148 + 0 + 0,092

= 8,442 ft.lbf

Tenaga pompa, P =

/lbm

550ρQWs =

550)178,62)(273,0)(8,442( = 0,260 hp

Untuk efisiensi 80%, maka :

Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,0

260,0 = 0,325 hp

Digunakan daya pompa 0,5 hp

LD.15 Pompa Bak Pengendapan (P-102)

Fungsi : memompa air dari bak pengendapan ke clarifier


Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

Temperatur : 30o


C 3 = 62,178 lbm/ft3


(Perry, 1999) -4




det/16,951ftlbm

lbm = 0,273 ft3

Diameter optimum, D

/s

e= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13

= 3,9 × (0,273)

(Timmerhouse, 2003) 0,45 × (62,178)

= 3,720 in

0,13






− Luas penampang dalam (Ai) : 0,08840 ft2


Kecepatan linier, v = iA

Q = 2

3

08840,0/273,0ft

sft = 3,088 ft/s


ρ Dv = = 410.71,5)335,0)(088,3)(178,62(

− = 112647,986



00085,0==

IDε


112647,986079,0

Re079,0 −==

N

Instalasi pipa :



= 4 m = 13,123 ft

2


= 5 m = 16,404 ft

L3


= 1 × 13 × 0,335 = 8,710 ft o

L


4


= 1 × 30 × 0,335 = 10,050 ft


Lvf

c2

2 ∑ = )335,0)(174,32(2

)287,48()088,3)(10.312,4( 23−

= 0,092 ft.lbf


/lbm

Static head, Δz cg

g = 8,202 ft.lbf

Velocity head,

/lbm

cgv

2

2∆ = 174,322

088,3 2

× = 0,148


Wscg

g = Δz + cg

v2

2∆ + ρP∆ + F

= 8,202 + 0,148 + 0 + 0,092

= 8,442 ft.lbf/lbm


Tenaga pompa, P = 550

ρQWs = 550

)178,62)(273,0)(8,442( = 0,260 hp



260,0 = 0,325 hp


LD.16 Pompa Tangki Al2(SO4)3

Fungsi : memompa Al

(P-103)

2(SO4)3


ke clarifier

Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

Temperatur : 30o

Densitas Al

C

2(SO4)3 : 87,93 lbm/ft3

Viskositas Al

(Perry, 1999)

2(SO4)3 : 6,719 × 10-4




det/0008,0ftlbm

lbm = 9,098.10-6 ft3

Diameter optimum, D

/s

e= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13

= 3,9 × (9,098.10

(Timmerhouse, 2003) -6) 0,45 × (87,93)

= 0,366 in

0,13


− Ukuran pipa nominal : 3/8 in






2

iAQ = 2

3-6

0,00133/9,098.10

ftsft = 6,841.10-3

Bilangan Reynold, N

ft/s

Reµ

ρ Dv = = 4

-3

10.719,6)041,0)(6,841.10)(93,87(

− = 37,208




00085,0==

IDε


16Re

16==

N

Instalasi pipa :



= 6 m = 19,685 ft

2


= 6 m = 19,685 ft

L3


= 1 × 13 × 0,022 = 0,572 ft o

L


4


= 1 × 30 × 0,022 = 0,660 ft


Lvf

c2

2 ∑ = )041,0)(174,32(2

)602,40()6,841.10)(430,0( 2-3

= 4,527.10-8 ft.lbf


/lbm

Static head, Δz cg

g = 18,7 ft.lbf

Velocity head,

/lbm

cgv

2

2∆ = 174,322

)6,841.10( 2-3

× = 1,063.10

Pressure head,

-10

ρP∆ = 0

Wscg

g = Δz + cg

v2

2∆ + ρP∆ + F

= 18,7 + 1,063.10-10 + 0 + 4,527.10

= 18,700 ft.lb

-8

f

Tenaga pompa, P =

/lbm

550ρQWs =

550)93,87)(9,098.10)(700,18( -6

= 2,727.10-5


hp



2,727.10-5

= 3,409.10-5


hp

LD.17 Pompa Tangki Na2CO3

Fungsi : memompa Na

(P-104)

2CO3


ke clarifier

Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

Temperatur : 30o

Densitas Na

C

2CO3 : 82,842 lbm/ft3

Viskositas Na

(Perry, 1999)

2CO3 : 3,689 × 10-4




det/0005,0ftlbm

lbm = 6,035.10-6 ft3

Diameter optimum, D

/s

e= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13

= 3,9 × (6,035.10

(Timmerhouse, 2003) -6) 0,45 × (82,842)

= 0,241 in

0,13


− Ukuran pipa nominal : ¼ in






2

iAQ = 2

3-6

00072,0/6,035.10

ftsft = 8,382.10-3

Bilangan Reynold, N

ft/s

Reµ

ρ Dv = = 4

-3

10.689,3)030,0)(8,382.10)(842,82(

− = 56,926



00085,0==

IDε



16Re

16==

N

Instalasi pipa :



= 6 m = 19,685 ft

2


= 6 m = 19,685 ft

L3


= 1 × 13 × 0,041 = 1,066 ft o

L


4


= 1 × 30 × 0,041 = 1,230 ft


Lvf

c2

2 ∑ = )030,0)(174,32(2

)666,41()8,382.10)(281,0( 2-3

= 5,084.10-8 ft.lbf


/lbm

Static head, Δz cg

g = 18,7 ft.lbf

Velocity head,

/lbm

cgv

2

2∆ = 174,322

)8,382.10( 2-3

× = 1,303.10

Pressure head,

-10

ρP∆ = 0

Wscg

g = Δz + cg

v2

2∆ + ρP∆ + F

= 18,7 + 1,303.10-10 + 0 + 5,084.10

= 18,700 ft.lb

-8

f

Tenaga pompa, P =

/lbm

550ρQWs =

550)842,82)(6,035.10)(700,18( -6

= 1,700.10-5


hp


1,700.10-5

= 2,125.10-5


hp


LD.18 Pompa Sand Filter (P-105)

Fungsi : memompa air dari sand filter ke menara air


Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

Temperatur : 30o


C 3 = 62,178 lbm/ft3


(Perry, 1999) -4




det/16,953ftlbm

lbm = 0,273 ft3

Diameter optimum, D

/s

e= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13

= 3,9 × (0,273)

(Timmerhouse, 2003) 0,45 × (62,178)

= 3,720 in

0,13








2

iAQ = 2

3

08840,0/273,0ft

sft = 3,088 ft/s


ρ Dv = = 410.71,5)335,0)(088,3)(178,62(

− = 112647,806



00085,0==

IDε


112647,806079,0

Re079,0 −==

N


Instalasi pipa :



= 8,5 m = 27,887 ft

2


= 8,5 m = 27,88 ft

L3


= 1 × 13 × 0,335 = 8,710 ft o

L


4


= 1 × 30 × 0,335 = 10,050 ft


Lvf

c2

2 ∑ = )335,0)(174,32(2

)534,74()088,3)(10.312,4( 23−

= 0,142 ft.lbf

Tinggi pemompaan, Δz = 5 m = 16,404 ft

/lbm

Static head, Δz cg

g = 16,404 ft.lbf

Velocity head,

/lbm

cgv

2

2∆ = 174,322

088,3 2

× = 0,148


Wscg

g = Δz + cg

v2

2∆ + ρP∆ + F

= 16,404 + 0,148 + 0 + 0,142

= 16,694 ft.lbf

Tenaga pompa, P =

/lbm

550ρQWs =

550)178,62)(273,0)(16,694( = 0,515 hp



515,0 = 0,644 hp

Digunakan daya pompa 1 hp


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

Fungsi : mendistribusikan air pendingin


Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

Temperatur : 30o


C 3 = 62,178 lbm/ft3


(Perry, 1999) -4




det/13,736ftlbm

lbm = 0,221 ft3

Diameter optimum, D

/s

e= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13

= 3,9 × (0,221)

(Timmerhouse, 2003) 0,45 × (62,178)

= 3,382 in

0,13


− Ukuran pipa nominal : 3,5 in






2

iAQ = 2

3

06870,0/221,0ft

sft = 3,217 ft/s


ρ Dv = = 410.005,6)296,0)(217,3)(178,62(

− = 98597,835



00085,0==

IDε

Untuk aliran turbulen, f = 325.025,0 10.458,4

835,98597079,0

Re079,0 −==

N


Instalasi pipa :



= 8 m = 26,246 ft

2


= 8 m = 26,246 ft

L3


= 1 × 13 × 0,296 = 7,696 ft o

L


4


= 1 × 30 × 0,296 = 8,880 ft


Lvf

c2

2 ∑ = )296,0)(174,32(2

)068,69()217,3)(10.458,4( 23−

= 0,167 ft.lbf


/lbm

Static head, Δz cg

g = 16,404 ft.lbf

Velocity head,

/lbm

cgv

2

2∆ = 174,322

217,3 2

× = 0,161


Wscg

g = Δz + cg

v2

2∆ + ρP∆ + F

= 16,404 + 0,161 + 0 + 0,167

= 16,732 ft.lbf

Tenaga pompa, P =

/lbm

550ρQWs =

550)178,62)(221,0)(16,732( = 0,418 hp



418,0 = 0,522 hp



LD.20 Pompa Tangki H2SO4

Fungsi : memompa H

(P-107)

2SO4

Jenis : pompa sentrifual

ke Cation Exchanger

Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

Temperatur : 30o

Densitas H

C

2SO4 : 1387 kg/m3 = 86,587 lbm/ft3

Viskositas H

(Perry, 1999)

2SO4 : 3,7 × 10-3




det/001,0ftlbm

lbm = 1,155.10-5 ft3

Diameter optimum, D

/s

e= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13

= 3,9 × (1,155.10

(Timmerhouse, 2003) -5) 0,45 × (86,587)

= 0,070 in

0,13


− Ukuran pipa nominal : 1/8 in






2

iAQ = 2

35

00040,0/10.155,1

ftsft−

= 0,029 ft/s


ρ Dv = = 410.005,6)022,0)(029,0)(587,86(

− = 91,590



00085,0==

IDε


16Re

16==

N


Instalasi pipa :



= 1 m = 3,281 ft

2


= 5 m = 16,404 ft

L3


= 1 × 13 × 0,022 = 0,572 ft o

L


4


= 1 × 30 × 0,022 = 0,660 ft


Lvf

c2

2 ∑ = )022,0)(174,32(2

)917,20()029,0)(175,0( 2

= 2,174.10-3 ft.lbf


/lbm

Static head, Δz cg

g = 3,281 ft.lbf

Velocity head,

/lbm

cgv

2

2∆ = 174,322

029,0 2

× = 1,307.10

Pressure head,

-5

ρP∆ = 0

Wscg

g = Δz + cg

v2

2∆ + ρP∆ + F

= 3,281 + 1,307.10-5 + 0 + 2,174.10

= 3,283 ft.lb

-3

f

Tenaga pompa, P =

/lbm

550ρQWs =

550)587,86)(10.155,1)(283,3( 5−

= 5,969.10-6


hp

Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,010.969,5 6−

= 7,461.10-6


hp


LD.21 Pompa Tangki NaOH (P-108)

Fungsi : memompa NaOH ke Anion Exchanger


Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

Temperatur : 30o

Densitas NaOH : 1520,3 kg/m

C 3 = 94,909 lbm/ft3

Viskositas NaOH : 4,302 × 10

(Perry, 1999) -4




det/0006,0ftlbm

lbm = 6,322.10-6 ft3

Diameter optimum, D

/s

e= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13

= 3,9 × (6,322.10

(Timmerhouse, 2003) -6) 0,45 × (94,909)

= 0,257 in

0,13


− Ukuran pipa nominal : ¼ in






2

iAQ = 2

36

00072,0/10.322,6

ftsft−

= 0,009 ft/s


ρ Dv = = 410.302,4)030,0)(009,0)(909,94(

− = 60,437



00085,0==

IDε


16Re

16==

N


Instalasi pipa :



= 1 m = 3,281 ft

2


= 5 m = 16,404 ft

L3


= 1 × 13 × 0,030 = 0,780 ft o

L


4


= 1 × 30 × 0,030 = 0,900 ft


Lvf

c2

2 ∑ = )030,0)(174,32(2

)365,21()009,0)(265,0( 2

= 2,376.10-4 ft.lbf


/lbm

Static head, Δz cg

g = 3,281 ft.lbf

Velocity head,

/lbm

cgv

2

2∆ = 174,322

009,0 2

× = 1,259.10

Pressure head,

-6

ρP∆ = 0

Wscg

g = Δz + cg

v2

2∆ + ρP∆ + F

= 3,281 + 1,259.10-6 + 0 + 2,376.10

= 3,281 ft.lb

-4

f

Tenaga pompa, P =

/lbm

550ρQWs =

550)909,94)(10.322,6)(281,3( 6−

= 3,579.10-6


hp

Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,010.579,3 5−

= 4,474.10-6


hp


LD.22 Pompa Cation Exchanger (P-109)

Fungsi : memompa air dari Cation Exchanger ke Anion

Exchanger


Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

Temperatur : 30o


C 3 = 62,178 lbm/ft3

Viskositas air : 0,85 Cp = 5,72 × 10

(Perry, 1999) -4




det/0,699ftlbm

lbm = 0,011 ft3

Diameter optimum, D

/s

e= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13

= 3,9 × (0,011)

(Timmerhouse, 2003) 0,45 × (62,178)

= 0,877 in

0,13








2

iAQ = 2

3

00600,0/011,0ft

sft = 1,833 ft/s


ρ Dv = = 410.72,5)087,0)(833,1)(178,62(

− = 17335,664



00085,0==

IDε


17335,664079,0

Re079,0 −==

N


Instalasi pipa :



= 5,5 m = 18,044 ft

2


= 5 m = 16,404 ft

L3


= 1 × 13 × 0,256 = 6,656 ft o

L


4


= 1 × 30 × 0,256 = 7,680 ft


Lvf

c2

2 ∑ = )087,0)(174,32(2

)784,48()833,1)(10.885,6( 23−

= 0,201 ft.lbf


/lbm

Static head, Δz cg

g = 17,716 ft.lbf

Velocity head,

/lbm

cgv

2

2∆ = 174,322

833,1 2

× = 0,052


Wscg

g = Δz + cg

v2

2∆ + ρP∆ + F

= 17,716 + 0,052 + 0 + 0,201

= 17,969 ft.lbf

Tenaga pompa, P =

/lbm

550ρQWs =

550)178,62)(011,0)(969,17( = 0,022 hp



022,0 = 0,028 hp



LD.23 Pompa Anion Exchanger (P-110)

Fungsi : memompa air dari Anion Exchanger ke Deaerator


Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

Temperatur : 30o


C 3 = 62,178 lbm/ft3


(Perry, 1999) -4




det/699,0ftlbm

lbm = 0,011 ft3

Diameter optimum, D

/s

e= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13

= 3,9 × (0,011)

(Timmerhouse, 2003) 0,45 × (62,178)

= 0,877 in

0,13








2

iAQ = 2

3

00600,0/011,0ft

sft = 1,833 ft/s


ρ Dv = = 410.72,5)087,0)(833,1)(178,62(

− = 17335,664



00085,0==

IDε


17335,664079,0

Re079,0 −==

N


Instalasi pipa :



= 5,5 m = 18,044 ft

2


= 5 m = 16,404 ft

L3


= 1 × 13 × 0,256 = 6,656 ft o

L


4


= 1 × 30 × 0,256 = 7,680 ft


Lvf

c2

2 ∑ = )087,0)(174,32(2

)784,48()833,1)(10.885,6( 23−

= 0,201 ft.lbf


/lbm

Static head, Δz cg

g = 17,716 ft.lbf

Velocity head,

/lbm

cgv

2

2∆ = 174,322

833,1 2

× = 0,052


Wscg

g = Δz + cg

v2

2∆ + ρP∆ + F

= 17,716 + 0,052 + 0 + 0,201

= 17,969 ft.lbf

Tenaga pompa, P =

/lbm

550ρQWs =

550)178,62)(011,0)(969,17( = 0,022 hp



022,0 = 0,028 hp



LD.24 Pompa Deaerator (P-111)

Fungsi : memompa air dari Deaerator ke Boiler


Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

Temperatur : 30o


C 3 = 62,178 lbm/ft3


(Perry, 1999) -4




det/699,0ftlbm

lbm = 0,011 ft3

Diameter optimum, D

/s

e= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13

= 3,9 × (0,011)

(Timmerhouse, 2003) 0,45 × (62,178)

= 0,877 in

0,13








2

iAQ = 2

3

00600,0/011,0ft

sft = 1,833 ft/s


ρ Dv = = 410.72,5)087,0)(833,1)(178,62(

− = 17335,664



00085,0==

IDε


17335,664079,0

Re079,0 −==

N


Instalasi pipa :



= 5,5 m = 18,044 ft

2


= 5 m = 16,404 ft

L3


= 1 × 13 × 0,256 = 6,656 ft o

L


4


= 1 × 30 × 0,256 = 7,680 ft


Lvf

c2

2 ∑ = )087,0)(174,32(2

)784,48()833,1)(10.885,6( 23−

= 0,201 ft.lbf


/lbm

Static head, Δz cg

g = 17,716 ft.lbf

Velocity head,

/lbm

cgv

2

2∆ = 174,322

833,1 2

× = 0,052


Wscg

g = Δz + cg

v2

2∆ + ρP∆ + F

= 17,716 + 0,052 + 0 + 0,201

= 17,969 ft.lbf

Tenaga pompa, P =

/lbm

550ρQWs =

550)178,62)(011,0)(969,17( = 0,022 hp



022,0 = 0,028 hp



LAMPIRAN E

PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI

Dalam rencana pra rancangan Unit Fraksinasi pada pabrik minyak goreng

digunakan asumsi sebagai berikut:

1. Perusahaan beroperasi selama 300 hari dalam setahun.

2. Kapasitas produksi maksimum adalah 2550 ton/tahun

3. Perhitungan didasarkan pada harga peralatan terpasang (HPT)

4. Harga alat disesuaikan dengan nilai tukar dollar terhadap rupiah adalah :

US$ 1 = Rp 8.895,- (Harian Analisa, 19 Juni 2007).

LE.1 Modal Investasi Tetap

LE.1.1 Modal Investasi Tetap Langsung (MITL)

A. Biaya Tanah Lokasi Unit Fraksinasi

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

Harga tanah seluruhnya = 3876 m

2 x Rp 300.000,-/m2

= Rp 1.162.800.000,-

Biaya perataan tanah diperkirakan 5 % dari harga tanah seluruhnya

(Timmerhaus, 2003)

Biaya perataan tanah = 0,05 x Rp 1.162.800.000,-

= Rp 58.140.000,-

Total biaya tanah = Rp 1.162.800.000,- + Rp 58.140.000,-

= Rp 1.220.940.000.-


B. Harga Bangunan

Perincian harga bangunan dapat dilihat pada tabel LE.1

Tabel LE.1 Perincian harga bangunan

Nama Bangunan Luas (m2 Harga (Rp/m) 2 Jumlah (Rp) )

Pos Keamanan 20 250.000 5.000.000

Areal Parkir 150 200.000 30.000.000

Kantor 100 500.000 50.000.000

Taman 80 100.000 8.000.000

Kantin 80 300.000 24.000.000

Laboratorium 80 500.000 40.000.000

Klinik 60 500.000 30.000.000

Musholla 80 300.000 24.000.000

Daerah Proses 900 1.000.000 900.000.000

Gudang Bahan baku 160 500.000 80.000.000

Gudang Produk 300 500.000 150.000.000

Daerah Perluasan 600 250.000 150.000.000

Bengkel 80 300.000 24.000.000

Ruang Kontrol 80 500.000 40.000.000

Pengolahan Air 300 400.000 120.000.000

Pengolahan limbah 160 400.000 64.000.000

Total 3230 1.739.000.000

C. Perincian Harga Peralatan

Harga peralatan dapat dicari dengan menggunakan persamaan berikut :

Cx = Cy

m

y

x

XX

II

1

2.

Dimana : Cx

C

= Harga alat pada tahun pembelian (2007)

y

I

= Harga alat pada kapasitas yang tersedia

x

I

= Indeks harga pada tahun 2007

y = Indeks harga pada tahun yang tersedia


X1

X

= Kapasitas alat yang tersedia

2

m = Faktor eksponensial untuk jenis alat yang tersedia

= Kapasitas alat yang diinginkan

Untuk menghitung semua harga peralatan pada pabrik, digunakan metode

Marshall R Swift Equipment Cost Indeks. Indeks yang digunakan adalah Chemichal

Engineering Plant Cost Indeks (Timmerhaus, 2003).

Tabel LE.2 Data Indeks Harga Chemical Engeneering (CE)

Tahun Indeks (Yi) X Xi i Y2 i X2 i . Yi

1993 964,2 1 1 929681,64 964,2

1994 993,4 2 4 986843,56 1986,8

1995 1027,5 3 9 1055756,25 3082,5

1996 1039,1 4 16 1079728,81 4156,4

1997 1056,8 5 25 1116826,24 5284,0

1998 1061,9 6 36 1127631,61 6371,4

1999 1068,3 7 49 1141264,89 7478,1

2000 1089,0 8 64 1185921,00 8712,0

2001 1093,9 9 81 1196617,21 9845,1

2002 1102,5 10 100 1215506,25 11025,0

Total 10496,6 55 385 11035777,46 58905,5

(Timmerhaus, 2003)

Untuk mencari indeks harga pada tahun 2006 digunakan Metode Regresi Koefisien

Korelasi, yaitu :

r = )})(.{})(.{(

).()..(2222

iiii

iiii

YYnxXXn

YXYXn

∑−∑∑−∑

∑∑−∑

= )})6,10496(46,1103577710{})55(38510{(

)6,1049655()5,5890510(22 −××−×

×−× = 0,96 ≈ 1


Harga koefisien yang mendekati +1 menyatakan bahwa terdapat hubungan linear

antar variabel X dan Y, sehingga persamaan regresi yang mendekati adalah

Persamaan Regresi Linear.

Persamaan umum Regresi Linear adalah Y = a + b X

Dengan : Y = Indeks harga pada tahun yang dicari (2007)

X = Variabel tahun ke n – 1

a, b = Tetapan persamaan regresi

dimana a dan b dapat dicari dengan menggunakan rumus :

a = 22

2

)().().()(

ii

iiiii

XXnYXxXYxX

∑−∑

∑∑−∑∑

= 255)38510()5,5890555()6,10496385(

−−

Xxx = 971,38

b = 22 )().(

)().(

ii

iiii

XXnYxXYXxn

∑−∑

∑∑−∑

= 255)38510()6,1049655()5,5890510(

−−

Xxx = 14,23

Y = 66,104910

6,10496==

∑nYi

X = 5,523,14

38,97166,1049)(=

−=

−b

aY

Dengan demikian harga indeks pada tahun 2007 (n = 15 tahun yang ke–15 maka

X = 14) adalah:

Y = 971,38 + (14,23 x 14)

= 1170,6

Untuk alat yang tidak tersedia, faktor eksponennya (m) dianggap 0,6 (Timmerhaus,

2003).


Contoh perhitungan estimasi harga peralatan:

Nama alat : Reaktor Hidrolisa

Jumlah : 1 buah

Volume tangki (X2) : 6,187 m

Untuk reaktor hidrolisa, volume reaktor yang disediakan :

3

X1 = 10 m

C

3

y

I

= US$ 55.000

x

I

= 1170,6

y

m = 0,6

= 1102,5

Maka harga tangki pada tahun 2007 :

Cx

5,11026,1170

10187,6 6,0

= US$ 55.000 x

= US$ 43.780 x Rp 8.895,-

= Rp 389.423.100,-

Dengan cara yang sama perkiraan harga alat proses yang lainnya dapat dilihat pada

Tabel LE – 3 dan Tabel LE – 4 untuk perkiraan harga peralatan utilitas.


Tabel LE.3 Perkiraan Harga Peralatan Proses

No

Nama Alat

Unit

Harga/Unit (Rp)

Harga Total (Rp)

1 Tangki Molase 1 83.039.224 83.039.224

2 Reaktor 2 389.423.100 778.846.200

3 Fermentor 3 128.176.950 384.530.850

4 Tangki Penampung Fermentasi 1 187.640.346 187.640.346

5 Tangki Penyimpan Etanol 2 312.697.447 625.394.894

6 Tangki Penyimpanan H3PO 1 4 9.784.500 9.784.500

7 Tangki Penyimpanan (NH4)2SO 1 4 9.784.500 9.784.500

8 Tangki Penyimpanan Saccharomyces 1 47.944.050 47.944.050

9 Filter Press 2 44.051.206 88.102.412

10 Pompa - 101 1 2.500.000 2.500.000

11 Pompa - 102 1 2.500.000 2.500.000

12 Pompa - 103 1 2.500.000 2.500.000

13 Pompa - 104 1 2.500.000 2.500.000

14 Kolom Distilasi 1 334.459.300 334.459.300

15 Kondensor 1 117.722.100 117.722.100

16 Tangki Penampung Distilat Sementara 1 37.242.184 37.242.184

17 Reboiler 1 253.590.000 253.590.000

18 Pompa - 105 1 2.500.000 2.500.000

19 Pompa - 106 1 2.500.000 2.500.000

20 Pompa - 107 1 2.500.000 2.500.000

21 Pompa - 108 1 2.500.000 2.500.000

22 Pompa - 109 1 2.500.000 2.500.000

23 Bak Penampung Cake I 1 82.279.001 82.279.001

24 Bak Penampung Cake II 1 82.279.001 82.279.001

25 Heater 1 259.963.808 259.963.808

Total 3.020.679.270

(Timmerhaus, 2003)


Tabel LE.4 Perkiraan Harga Peralatan Utilitas

No

Nama Alat

Unit

Harga/Unit (Rp)

Harga Total (Rp)

1 Bak Pengendapan 1 65.494.269 65.494.269

2 Tangki Pelarutan AL2SO 1 4 25.837.965 25.837.965

3 Tangki Pelarutan Na2CO 1 3 28.375.050 28.375.050

4 Tangki Pelarutan H2SO 1 4 214.597.389 214.597.389

5 Tangki Pelarutan NaOH 1 17.602.200 17.602.200

6 Clarifier 1 801.173.591 801.173.591

7 Sand Filter 1 711.809.530 711.809.530

8 Menara Air 1 730.353.628 730.353.628

9 Menara Pendingin Air 1 911.890.374 911.890.374

10 Cation Exchanger 1 46.798.646 46.798.646

11 Anion Exchanger 1 46.798.646 46.798.646

12 Deaerator 1 268.129.000 268.129.000

13 Ketel Uap 1 250.010.913 250.010.913

14 Pompa Sumur Bor 1 2.500.000 2.500.000

15 Pompa Bak Pengendapan 1 2.500.000 2.500.000

16 Pompa Tangki Al2SO 1 4 2.500.000 2.500.000

17 Pompa Tangki Na2CO 1 3 2.500.000 2.500.000

18 Pompa Tangki Sand Filter 1 2.500.000 2.500.000

19 Pompa Tangki Water Cooling Tower 1 2.500.000 2.500.000

20 Pompa Tangki H2SO 1 4 2.500.000 2.500.000

21 Pompa Tangki NaOH 1 2.500.000 2.500.000

22 Pompa Cation Exchanger 1 2.500.000 2.500.000

23 Pompa Anion Exchanger 1 2.500.000 2.500.000

24 Pompa Deaerator 1 2.500.000 2.500.000

Total 4.146.371.201

(Timmerhaus, 2003)

Total harga peralatan = Rp 3.020.679.270,- + Rp 4.146.371.201,-

= Rp 7.167.050.471,-


Harga peralatan di atas masih merupakan perkiraan. Untuk harga alat sampai di

lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut (Timmerhaus, 2003):

- Biaya transportasi = 5 %

- Biaya asuransi = 1 %

- Bea masuk = 15 %

- PPn = 10 %

- PPh = 10 %

- Biaya gudang di pelabuhan = 0,5 %

- Biaya administrasi pelabuhan = 0,5 %

- Transportasi lokal = 0,5 %

- Biaya tak terduga = 0,5 %

Total = 43 %

Harga alat impor sampai ke lokasi pabrik = 1,43 x Rp 7.167.050.471,-

= Rp 10.248.882.170,-

Biaya pemasangan diperkirakan 10 % dari harga peralatan (Timmerhaus, 2003)

Biaya pemasangan = 0,1 x Rp 10.248.882.170,-

= Rp 1.024.888.217,-

D. Harga peralatan terpasang (HPT)

= Rp 10.248.882.170,- + Rp 1.024.888.217,-

= Rp 11.273.770.387,-

E. Instrumentasi dan Alat Kontrol

Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 13 % dari HPT(Timmerhaus,2003)

Biaya instrumentasi dan alat kontrol = 0,13 x Rp 11.273.770.387,-

= Rp 1.465.590.149,-

F. Biaya Perpipaan

Diperkirakan biaya perpipaan 80 % dari HPT. (Timmerhaus, 2003)

Biaya perpipaan = 0,8 x Rp 11.273.770.387,-

= Rp 9.019.016.304,-


G. Biaya Instalasi Listrik

Diperkirakan biaya instalasi listrik 10 % dari HPT. (Timmerhaus, 2003)

Biaya instalasi listrik = 0,1 x Rp 11.273.770.387,-

= Rp 1.127.377.038,-

H. Biaya Insulasi

Diperkirakan biaya insulasi 8 % dari HPT. (Timmerhaus, 2003)

Biaya insulasi = 0,08 x Rp 11.273.770.387,-

= Rp 901.901.630,-

I. Biaya Inventaris Kantor

Diperkirakan biaya inventaris kantor 1 % dari HPT. (Timmerhaus, 2003)

Biaya inventaris kantor = 0,01 x Rp 11.273.770.387,-

= Rp 112.737.704,-

J. Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan

Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 1 % dari HPT.

(Timmerhaus, 2003)

Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan = 0,01 x Rp 11.273.770.387,-

= Rp 112.737.704,-

K. Sarana Transportasi

Tabel LE.5 Biaya Sarana Transportasi

Jenis kendaraan Unit Jenis Harga/unit

(Rp)

Harga Total

(Rp)

Mobil Direktur 1 Corolla Altis 280.000.000 280.000.000

Mobil Manajer 4 Kijang Innova E.155 150.000.000 600.000.000

Truk 2 Dyna 6 roda Chassis 140 PS 100.000.000 200.000.000

Total 1.080.000.000

Total MITL = A + B + C + D + E + F + G + H + I + J + K

= Rp 35.220.121.387,-


LE.1.2 Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL)

A. Pra Investasi

Diperkirakan 7 % dari MITL = 0,07 x Rp 35.220.121.387,-

= Rp 2.465.408.497,-

B. Engineering dan Supervisi


= Rp 2.817.609.710,-

C. Biaya Kontraktor


= Rp 704.402.428,-

D. Biaya Tak Terduga


= Rp 3.522.012.138,-

Total MITTL = A + B + C + D

= Rp 9.509.432.773,-

Total MIT = MITL + MITTL

= Rp 35.220.121.387,-+ Rp. 9.509.432.773,-

= Rp 44.729.554.160,-

LE.2 Modal Kerja

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

LE.2.1 Persediaan Bahan Baku

a. Persediaan Bahan Baku Proses

1. Molase

Kebutuhan = 1335 kg/jam

Harga = Rp 960,-/kg,- (PT. Rajawali Nusantara, 2007)

Harga total = 90 hari x 24 jam/hari x 1335 kg/jam x Rp 960/kg

= Rp 2.768.256.000,-

2. Saccharomicess Cereviciae

Kebutuhan = 259,192 kg/jam

Harga = Rp 25.000,-/kg ( PT. Indokemika Jayatama, 2007)


Harga total = 90 hari x 259,192 kg/jam x 24 jam/hari x Rp 25.000,- /kg

= Rp 13.996.368.000,-

3. H3PO

Kebutuhan = 20,735 kg/jam 4

Harga = Rp 115.000,-/liter (CV. Rudang Jaya, 2007)

Total kebutuhan = jamltr

mLx

mkgjamkg 11

11000

/1898,1822/20,735

33 =

Harga total = 90 hari x 11 ltr/jam x 24 jam/hari x Rp 115.000,- /liter

= Rp 2.732.400.000,-

4. (NH4)2SO


Harga = Rp 215.000,-/kg (CV. Rudang Jaya, 2007)


= Rp 9.629.334.000,-

b. Persediaan Bahan Baku Utilitas

1. Alum, Al2(SO4)




= Rp 39.288.240,-

2. Soda abu, Na2CO




= Rp 19.088.136,-

3. NaOH




= Rp 40.867.200,-


4. Asam sulfat (H2SO4


)

Harga = Rp 205.000,-/liter (CV. Rudang Jaya, 2007)

Total kebutuhan = jamltr

mLx

mkgjamkg 982,0

11000

/1851/818,1

33 =

Harga total = 90 hari x 0,982 ltr/jam x 24 jam/hari x Rp 205.000,- /ltr

= Rp 434.829.600,-

5. Solar

Kebutuhan = 529,344 ltr/hari

Harga = Rp 6.000,-/liter (Pertamina, 2007)

Harga total = 90 hari x 529,344 ltr/hari x Rp 6.000,- /ltr

= Rp 285.845.760,-

Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 bulan adalah:

Rp 29.946.276.939,-

Total biaya persediaan bahan baku 1 tahun adalah = Rp 119.785.107.700,-


LE.2.2 Kas

1. Gaji Pegawai

Tabel LE.6 Perincian Gaji Pegawai

No Jabatan Jumlah Gaji/Bulan

(Rp) Gaji Total

(Rp) 1 Komisaris 3 9.000.000 27.000.000 2 General Manager 1 7.000.000 7.000.000 3 Sekretaris 1 3.000.000 3.000.000 4 Manajer Finansial dan Marketing 1 6.000.000 6.000.000 5 Manajer SDM dan Umum 1 6.000.000 6.000.000 6 Manajer Produksi 1 6.000.000 6.000.000 7 Manajer Teknik 1 6.000.000 6.000.000 8 Kepala Bagian Pembelian 1 4.000.000 4.000.000 9 Kepala Bagian Marketing 1 4.000.000 4.000.000 10 Kepala Bagian Personalia 1 4.000.000 4.000.000 11 Kepala Bagian SDM 1 4.000.000 4.000.000 12 Kepala Bagian Keamanan 1 4.000.000 4.000.000 13 Kepala Bagian Instrumentasi 1 4.000.000 4.000.000 14 Kepala Bagian Maintenance & Listrik 1 4.000.000 4.000.000 15 Kepala Bagian Produksi 1 4.000.000 4.000.000 16 Kepala Bagian Utilitas 1 4.000.000 4.000.000 17 Kepala Bagian Laboratorium 1 4.000.000 4.000.000 18 Karyawan Produksi 35 1.300.000 45.500.000 19 Karyawan Teknik 12 1.300.000 15.600.000 20 Karyawan Keuangan & Personalia 8 1.300.000 10.400.000 21 Karyawan Pemasaran & Penjualan 8 1.300.000 10.400.000 22 Dokter 1 2.500.000 2.500.000 23 Perawat 2 1.000.000 2.000.000 24 Petugas Keamanan 8 1.000.000 8.000.000 25 Buruh Angkat 3 800.000 2.400.000 26 Petugas Kebersihan 6 800.000 4.800.000 27 Supir 3 1.000.000 3.000.000

Total 105 205.600.000,-

Total gaji pegawai selama 3 bulan = 3 x Rp 205.600.000,- = Rp 616.800.000,-

2. Biaya Administrasi Umum

Diperkirakan 10 % dari gaji pegawai = 0,1 x Rp 616.800.000,-

= Rp 61.680.000,-

3. Biaya Pemasaran

Diperkirakan 10 % dari gaji pegawai = 0,1 x Rp 616.800.000,-

= Rp 61.680.000,-


4. Pajak Bumi dan Bangunan

Menurut UU No. 20 Tahun 2000 Jo UU No. 21 Tahun 1997:

Objek Pajak Luas (m2 NJOP (Rp) ) Per m Jumlah 2

Bumi 3876 100.000 387.600.000 Bangunan 3230 300.000 969.000.000 Nilai Jual Objek Pajak (NJOP) sebagai dasar pengenaan PBB

= Rp 387.600.000,- + Rp 969.000.000,-

= Rp 1.356.600.000,-

Bangunan yang tidak kena pajak adalah tempat ibadah yaitu sebesar 80 m2

NJOP Tidak Kena Pajak = 80 x Rp 300.000,- (Perda Sumatera Utara)

= Rp 24.000.000,-

NJOP untuk penghitungan PBB = Rp 1.356.600.000,- – Rp 24.000.000,-

= Rp 1.332.600.000,-

Nilai Jual Kena Pajak = 20 % x Rp 1.332.600.000,-

= Rp 266.520.000,-

Pajak Bumi dan Bangunan yang terutang = 5 % x Rp 266.520.000,-

= Rp 13.326.000,-

Pajak Bumi dan Bangunan per 3 bulan = (3/12) x 13.326.000,-

= Rp 3.331.500,-

Tabel LE.7 Perincian Biaya Kas

No. Jenis Biaya Jumlah (Rp) 1. Gaji Pegawai 616.800.000 2. Administrasi Umum 61.680.000 3. Pemasaran 61.680.000 4. Pajak Bumi dan Bangunan 3.331.500

Total 743.491.500

LE.2.3 Biaya Start – Up

Diperkirakan 12 % dari Modal Investasi Tetap (Timmerhaus, 2003)

= 0,12 x Rp 35.220.121.387,-

= Rp 4.226.414.566,-


LE.2.4 Piutang Dagang

HPTIPPD ×=12

dimana:

PD = piutang dagang

IP = jangka waktu kredit yang diberikan (3 bulan)

HPT = hasil penjualan tahunan

Produksi etanol = 354 kg/jam

Harga jual etanol = Rp 110.000/ltr (CV. Rudang, 2007)

Total produksi = jamltr

mLx

mkgjamkg 445

11000

/796/354

33 =

Produksi etanol per tahun adalah:

= harijamx

tahunharix

jamltr 24300445 = 3204000 ltr/tahun

Hasil penjualan etanol per tahun adalah

= 3204000 ltr x Rp 100.000/ltr

= Rp 320.400.000.000,-

Piutang Dagang = 123 x Rp 320.400.000.000,-

= Rp 80.100.000.000,-

Tabel LE.8 Perincian Modal Kerja

No. Jenis Biaya Jumlah (Rp) 1. Bahan baku proses dan utilitas 119.785.107.700 2. Kas 743.491.500 3. Start up 4.226.414.566 4. Piutang Dagang 80.100.000.000

Total 204.855.013.766

Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja

= Rp 35.220.121.387,- + Rp 204.855.013.766,-

= Rp 240.075.135.153,-


Modal ini berasal dari:

1. Modal sendiri = 60 % dari total modal investasi

= 0,6 x Rp 240.075.135.153,-

= Rp 144.045.081.100,-

2. Pinjaman dari Bank = 40 % dari total modal investasi

= 0,4 x Rp 240.075.135.153,-

= Rp 96.030.054.040,-

LE.3. Biaya Produksi Total

LE.3.1 Biaya Tetap (Fixed Cost = FC)

A. Gaji Tetap Karyawan

Gaji tetap karyawan terdiri dari gaji tetap tiap bulan ditambah 1 bulan gaji yang

diberikan sebagai tunjangan, sehingga

Gaji total = (12 + 1) x Rp 616.800.000,- = Rp 8.018.400.000,-

B. Bunga Pinjaman Bank

Diperkirakan 19 % dari modal pinjaman bank

= 0,19 x Rp 96.030.054.040,-

= Rp 18.245.710.270,-

C. Depresiasi dan Amortisasi

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)

Semua modal investasi tetap langsung (MITL) kecuali tanah mengalami

penyusutan yang disebut depresiasi, sedangkan modal investasi tetap tidak

langsung (MITTL) juga mengalami penyusutan yang disebut amortisasi.

Biaya amortisasi diperkirakan 20 % dari MITTL, sehingga


Amortisasi = 0,2 x Rp 9.509.432.773,-

= Rp 1.901.886.555,-

Tabel LE.9 Perkiraan Biaya Depresiasi

Komponen Biaya (Rp) Umur (tahun) Depresiasi (Rp)

Bangunan 1.739.000.000 20 86.950.000 Peralatan proses

3.020.679.270 15 201.378.618 Peralatan utilitas 4.146.371.201 15 276.424.747 Instrumentasi dan kontrol 1.465.590.149 10 146.559.015 Perpipaan 9.019.016.304 10 901.901.630 Instalasi listrik 1.127.377.038 15 75.158.469 Insulasi 901.901.630 15 60.126.775 Inventaris kantor 112.737.704 5 22.547.541 Perlengkapan kebakaran 112.737.704 15 7.515.847 Sarana Transportasi 1.080.000.000 10 108.000.000

Total 1.886.562.642

Total biaya depresiasi dan amortisasi

= Rp 1.886.562.642,- + Rp 1.901.886.555,- = Rp 3.788.449.197,-

D. Biaya Tetap Perawatan

- Perawatan mesin dan alat-alat proses

Diperkirakan 5 % dari HPT

= 0,05 x Rp 11.273.770.387,-

= Rp 563.688.519,-

- Perawatan bangunan

Diperkirakan 5 % dari harga bangunan

= 0,05 x Rp 1.739.000.000,-

= Rp 86.950.000,-

- Perawatan kendaraan

Diperkirakan 5 % dari harga kendaraan

= 0,05 x Rp.1.080.000.000,-

= Rp 54.000.000,-

- Perawatan instrumentasi dan alat kontrol

Diperkirakan 5 % dari harga instrumentasi dan alat kontrol


= 0,05 x Rp 1.465.590.149,-

= Rp 73.279.507,-

- Perawatan perpipaan

Diperkirakan 5 % dari harga perpipaan

= 0,05 x Rp 9.019.016.304,-

= Rp 450.950.815,-

- Perawatan instalasi listrik

Diperkirakan 5 % dari harga instalasi listrik

= 0,05 x Rp 1.127.377.038,-

= Rp 56.368.852,-

- Perawatan insulasi

Diperkirakan 5 % dari harga insulasi

= 0,05 x Rp 901.901.630,-

= Rp 45.095.081,-

- Perawatan inventaris kantor

Diperkirakan 5 % dari harga inventaris kantor

= 0,05 x Rp 112.737.704,-

= Rp 5.636.885,-

- Perawatan perlengkapan kebakaran

Diperkirakan 5 % dari harga perlengkapan kebakaran

= 0,05 x Rp 112.737.704,-

= Rp 5.636.885,-

Total biaya perawatan = Rp 1.341.606.544,-

E. Biaya Tambahan (Pant Overhead Cost)

Diperkirakan 20 % dari modal investasi tetap

= 0,2 x Rp 35.220.121.387,-

= Rp 7.044.024.276,-

F. Biaya Laboratorium, Penelitian dan Pengembangan

Diperkirakan 10 % dari biaya tambahan

= 0,1 x Rp 7.044.024.276,-


= Rp 704.402.428,-

G. Biaya Asuransi

- Asuransi pabrik diperkirakan 1 % dari modal investasi tetap

= 0,01 x Rp 35.220.121.387,-

= Rp 352.201.214,-

- Asuransi karyawan 1,54 % dari total gaji karyawan

(Biaya untuk asuransi tenaga kerja adalah 2,54 % dari gaji karyawan, dimana

1% ditanggung oleh karyawan dan 1,54 % ditanggung oleh perusahaan)

= 0,0154 x (12/3) x Rp 616.800.000,-

= Rp 37.994.880,-

Total biaya asuransi = Rp 390.196.094,-

H. Pajak Bumi dan Bangunan

PBB = Rp 3.331.500,-

Total Biaya Tetap = A + B + C + D + E + F + G + H

= Rp 39.536.120.309,-

LE.3.2 Biaya Variabel

A. Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas per tahun

= Rp 119.785.107.700,-

B. Biaya Variabel Pemasaran

Diperkirakan 10 % dari biaya tetap pemasaran.

= 0,1 x Rp 61.680.000,- = Rp 6.168.000,-

C. Biaya Variabel Perawatan

Diperkirakan 10 % dari biaya tetap perawatan.

= 0,1 x Rp 1.341.606.544,-

= Rp 134.160.654,-

D. Biaya Variabel Lainnya

Diperkirakan 5 % dari biaya tambahan

= 0,05 x Rp 7.044.024.276,-

= Rp 352.201.214,-


Total biaya variabel = Rp 120.277.637.568,-

Total biaya produksi = Biaya Tetap + Biaya Variabel

= Rp 39.514.396.030,- + Rp 120.277.637.568,-

= Rp 159.792.033.598,-

LE.3.3 Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan

A. Laba Sebelum Pajak

Laba sebelum pajak = total penjualan – total biaya produksi

= Rp 320.400.000.000,- – Rp 159.792.033.598,-

= Rp 160.607.966.500,-

B. Pajak Penghasilan

Berdasarkan Keputusan Menkeu RI Tahun 2004, pasal 17, tentang Tarif Pajak

Penghasilan adalah:

- Penghasilan sampai dengan Rp 50.000.000,- dikenakan pajak sebesar 10 %.

- Penghasilan Rp 50.000.000,- sampai dengan Rp 100.000.000,- dikenakan

pajak sebesar 15 %.

- Penghasilan di atas Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 30 %.

Maka pajak penghasilan yang harus dibayar adalah:

- 10 % x Rp 50.000.000,- = Rp 5.000.000,-

- 15 % x Rp (100.000.000,- - 50.000.000,-) = Rp 7.500.000,-

- 30 % x Rp (160.607.966.500,- – 100.000.000,-) = Rp 48.152.389.950,-

Total PPh = Rp 48.164.889.950,-

C. Laba setelah pajak

Laba setelah pajak = laba sebelum pajak – PPh

= Rp 160.607.966.500,- – Rp 48.164.889.950,-

= Rp 112.443.076.600,-


LE.4 Analisa Aspek Ekonomi

A. Profit Margin (PM)

PM = penjualantotal

pajaksebelumLaba x 100 %

PM = −,0.000320.400.00 6.500,-160.607.96

RpRp x 100 % = 50,13 %

Profit margin sebesar 50,13 % menunjukkan keuntungan perusahaan yang

diperoleh tiap tahunnya.

B. Break Even Point (BEP)

BEP = VariabelBiayaPenjualanTotal

TetapBiaya−

x 100 %

BEP = −−

−,7.568120.277.630.000,-320.400.00

.,.30939.536.120RpRp

Rp x100%

= 19,72 %

BEP merupakan titik keseimbangan penerimaan dan pengeluaran dari suatu

pabrik/unit dimana semakin kecil BEP maka perusahaan semakin baik. BEP

biasanya tidak lebih dari 50 %, maka dari hasil diatas diketahui pendapatan dan

pengeluaran sebanding.

Kapasitas produksi etanol pada titik BEP = 354 kg x 19,72 %

= 69,809 kg

Nilai penjualan pada titik BEP = 19,72 % x Rp 320.400.000.000,-

= Rp 63.182.880.000,-

C. Pay Out Time (POT)

POT = ROI

1 x 1 tahun

ROI = InvestasiModalTotal

pajaksetelahLaba

ROI = −−,5.153240.075.13,6.600112.443.07

RpRp = 0,468

POT = 0,468

1 x 1 tahun = 2,137 tahun


POT selama 2,132 tahun merupakan jangka waktu pengembalian modal dengan

asumsi bahwa perusahaan beroperasi dengan kapasitas penuh tiap tahun.

D. Return on Network (RON)

RON = sendiriModal

pajaksetelahLaba x 100 %

RON = −−

,1.100144.045.08,6.600112.443.07

RpRp x 100 %

= 78,06 %

E. Internal Rate of Return (IRR)

Untuk menentukan nilai IRR harus digambarkan jumlah pendapatan dan

pengeluaran dari tahun ke tahun yang disebut “Cash Flow”. Untuk memperoleh

cash flow diambil ketentuan sebagai berikut:

- Laba kotor diasumsikan mengalami kenaikan 10 % tiap tahun

- Harga tanah diasumsikan mengalami kenaikan 10 % tiap tahun

- Masa pembangunan disebut tahun ke nol

- Jangka waktu cash flow dipilih 10 tahun

- Perhitungan dilakukan dengan menggunakan nilai pada tahun ke – 10

Cash flow = laba sesudah pajak + depresiasi

Dari hasi perhitungan diperoleh IRR sebesar 56,06 %


Tabel LE.10 Data Perhitungan Internal Rate of Return (IRR)Thn Laba Sebelum Pajak Pajak Laba Sesudah Pajak

0 0 0 01 160.607.966.500 48.164.889.950 112.443.076.600 2 176.668.763.150 52.981.378.945 123.687.384.260 3 194.335.639.465 58.279.516.840 136.056.122.686 4 213.769.203.412 64.107.468.523 149.661.734.955 5 235.146.123.753 70.518.215.376 164.627.908.450 6 258.660.736.128 77.570.036.913 181.090.699.295 7 284.526.809.741 85.327.040.605 199.199.769.225 8 312.979.490.715 93.859.744.665 219.119.746.147 9 344.277.439.786 103.245.719.132 241.031.720.762

10 378.705.183.765 113.570.291.045 265.134.892.838

1,1

Kapasitas produksi Penjualan Biaya tetap Biaya variabel0 - 39.514.396.030 -

10 32.040.000.000 39.514.396.030 12.027.763.757 20 64.080.000.000 39.514.396.030 24.055.527.514 30 96.120.000.000 39.514.396.030 36.083.291.270 40 128.160.000.000 39.514.396.030 48.111.055.027 50 160.200.000.000 39.514.396.030 60.138.818.784 60 192.240.000.000 39.514.396.030 72.166.582.541 70 224.280.000.000 39.514.396.030 84.194.346.298 80 256.320.000.000 39.514.396.030 96.222.110.054 90 288.360.000.000 39.514.396.030 108.249.873.811

100 320.400.000.000 39.514.396.030 120.277.637.568

320.400.000.000 0,1 120.277.637.568 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9

1


1,43 3.255.906.997 4.655.947.006 4.655.947.006 465.594.701 782.460.000

1.037.000.0005.121.541.707

0,13 5.121.541.707 665.800.422 0,8 4.097.233.366 0,1 512.154.171

0,08 409.723.337 0,01 51.215.417 0,01 51.215.417

1.080.000.000Total 13.808.343.836

0,070,080,020,1

TotalTotal MIT 17.536.596.672

922.752.0004.665.438.000

941.932.8003.209.468.400 17.536.596.672

19.459.4409.465.336

441.914.40040.867.200

150.864.120Total 10.402.161.696 4

41.608.646.784742.273.500

2.104.391.60124.866.700.00069.322.011.885 17.536.596.672

86.858.608.5571 52.115.165.134 0 34.743.443.423 0 6.601.254.250

0,2 3.728.252.836


Depresiasi Net Cash Flow P/F pada i = 56 % PV pada i = 56 %0 (240.075.135.153) 1 (240.075.135.153)

1.886.562.642 114.329.639.242 0,6410 73.288.230.283 1.886.562.642 125.573.946.902 0,4109 51.600.076.801 1.886.562.642 137.942.685.328 0,2634 36.334.976.285 1.886.562.642 151.548.297.597 0,1689 25.588.961.961 1.886.562.642 166.514.471.092 0,1082 18.023.079.171 1.886.562.642 182.977.261.937 0,0694 12.695.491.949 1.886.562.642 201.086.331.867 0,0445 8.943.558.735 1.886.562.642 221.006.308.789 0,0285 6.300.976.854 1.886.562.642 242.918.283.404 0,0183 4.439.548.638 1.886.562.642 267.021.455.480 0,0117 3.128.240.795

268.006.320

Biaya produksi39.514.396.030 51.542.159.787 63.569.923.544 75.597.687.300 87.625.451.057 99.653.214.814

111.680.978.571 123.708.742.328 135.736.506.084 147.764.269.841 159.792.033.598

-

50.000.000.000

100.000.000.000

150.000.000.000

200.000.000.000

250.000.000.000

300.000.000.000

350.000.000.000

0 10 20 30

Bia

ya (R

upia

h)

Penjualan

Biaya tetap

Biaya variabel

Biaya produksi


966.584.069 1.104.667.507

276.166.877 1.380.834.384 3.728.252.836

0,12 2.104.391.601

41.608.646.784

745.650.567


P/F pada i = 57 % PV pada I = 57 %1 (240.075.135.153) 56% 57%

0,6369 72.821.426.269 268.006.320 (4.380.861.088) 0,4057 50.944.844.376 0,2584 35.645.090.272 0,1646 24.943.216.282 0,06 0,1048 17.456.361.225 0,0668 12.217.974.379 0,0425 8.552.340.534 0,0271 5.986.975.099 0,0173 4.191.440.754 0,0110 2.934.604.875

(4.380.861.088)

40 50 60 70 80 90 100Kapasitas Produksi (%)


-

50,000,000,000

100,000,000,000

150,000,000,000

200,000,000,000

250,000,000,000

300,000,000,000

350,000,000,000

0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100Kapasitas Produksi (%)

Bia

ya (

Ru

pia

h)

PenjualanBiaya tetapBiaya variabelBiaya produksi

Gambar LE.1 Grafik Break Event Point

BEP = 19,72


STRUKTUR ORGANISASI PERUSAHAAN

PABRIK PEMBUATAN ETANOL

Gambar 9.1 Struktur Organisasi Pabrik Pembuatan Etanol

RUPS

Dewan Komisaris

General Manager

Manager Produksi Manager Teknik Manager Financial/marketing

Manager SDM/Umum

Kepala Bagian Utilitas

Kepala Bagian Proses

Kepala Bagian

Laboratorium

Kepala Bagian Maintenance

& Listrik

Kepala Bagian

Instrumentasi

Kepala Bagian

Marketing

Kepala Bagian

Pembelian

Kepala Bagian

Personalia

Kepala Bagian SDM

Kepala Bagian

Keamanan

Karyawan


Tabel LE.10 Nilai Perhitungan IRR

Tahun Laba sebelum Pajak Pajak Laba setelah

pajak Depresiasi Net Cash Flow P/F

pada i = 56 %

Pv pada i = 56 % P/F

pada i = 57 %

Pv pada i = 57 %

0 - - - - -240,075,135,153 1 -240,075,135,153 1 (240,075,135,153) 1 160,607,966,500 48,164,889,950 112,443,076,600 1,886,562,642 114,329,639,242 0.6410 73,288,230,283 0.6369 72,821,426,269 2 176,668,763,150 52,981,378,945 123,687,384,260 1,886,562,642 125,573,946,902 0.4109 51,600,076,801 0.4057 50,944,844,376 3 194,335,639,465 58,279,516,840 136,056,122,686 1,886,562,642 137,942,685,328 0.2634 36,334,976,285 0.2584 35,645,090,272 4 213,769,203,412 64,107,468,523 149,661,734,955 1,886,562,642 151,548,297,597 0.1689 25,588,961,961 0.1646 24,943,216,282 5 235,146,123,753 70,518,215,376 164,627,908,450 1,886,562,642 166,514,471,092 0.1082 18,023,079,171 0.1048 17,456,361,225 6 258,660,736,128 77,570,036,913 181,090,699,295 1,886,562,642 182,977,261,937 0.0694 12,695,491,949 0.0668 12,217,974,379 7 284,526,809,741 85,327,040,605 199,199,769,225 1,886,562,642 201,086,331,867 0.0445 8,943,558,735 0.0425 8,552,340,534 8 312,979,490,715 93,859,744,665 219,119,746,147 1,886,562,642 221,006,308,789 0.0285 6,300,976,854 0.0271 5,986,975,099 9 344,277,439,786 103,245,719,132 241,031,720,762 1,886,562,642 242,918,283,404 0.0183 4,439,548,638 0.0173 4,191,440,754 10 378,705,183,765 113,570,291,045 265,134,892,838 1,886,562,642 267,021,455,480 0.0117 3,128,240,795 0.0110 2,934,604,875 268,006,320 -4,380,861,088

IRR = %)5657()88(-43808610268006320

268006320%56 −−

+ x

= 56,06 %


Appendix Bab 4

Documents

Transcript of Appendix Bab 4