PERHITUNGAN NERACA MASSA

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

Hasil perhitungan neraca massa pra rancangan pabrik pembuatan

polihidroksibutirat pada bakteri Alcaligenes Eutrophus dengan substrat glukosa

adalah sebagai berikut:

Kapasitas produksi : 4.500 ton/tahun

Basis perhitungan : 1 jam operasi

Waktu kerja per tahun : 330 hari

Satuan operasi : kg.jam-1

Kapasitas produksi per jam = ) ton1

kg 1.000( x )jam 24

hari 1()hari 330

tahun1()tahunton500.4( xx

= 568.182 kg.jam-1

Kemurnian produk : 98%

Perhitungan neraca massa dilakukan pada:

- Fermentor (R-101)

- Disk Centrifuge (CF-101)

- Tangki Pencuci (V-105)


- Tangki Ekstraksi (V-106)


- Tangki Pengendapan (V-107)

- Dekanter (DC-101)

- Spray Dryer (SPD-101)

Universitas Sumatera Utara

1. Fermentor (R-101)

Udara

Alcaligenes Eutrophus

Kultur Medium PHB

(NH4)2SO4 Kultur Medium sisa

Non-PHB KOH Udara Dalam fermentor diketahui bahwa :

Perbandingan massa bakteri A. Eutrophus dengan glukosa pada umpan

masuk yaitu 7 : 10

(Sayed dkk, 2009)

Fermentasi berlangsung selama 50 jam.

Nutrisi pembatas (NH4)2SO4 dimasukkan mulai dari jam pertama hingga

24 jam.

Kg substrat / Kg PHB = 3,33 kg glukosa / kg PHB

Komposisi sel Bakteri A. Eutrophus pada alur keluar terdiri dari

Polihidroksibutirat (PHB) dan Non-PHB dimana persentase PHB pada sel

bakteri A. Eutrophus ialah 76% massa sel.

Glukosa yang tersisa 10% dari glukosa mula – mula

(Kim dkk, 1995)

Asumsi Kultur medium sisa kecuali glukosa dan air ialah 0,1% massa.

1

2

4

3

6

5

7

32±20 C 1 atm


Tahapan pembentukan Polihidroksibutirat (PHB) ditunjukkan pada sintesa

enzimatis berikut:

Gambar L A-1. Biosintesis PHB pada A. Eutrophus

Laju alir masuk fermentor (R-101):

- Alcaligenes Eutrophus (F1):

Umpan masuk Alcaligens Eutrophus kedalam fermentor (R-101):

F1 = 662,216 kg / jam


- Kultur Medium (F2):

Adapun kultur medium terdiri atas :

Tabel A.1 Komposisi Kultur Medium

No Komposisi Laju (kg/jam)

1 Na2HPO4 160,824

2 KH2PO4 122,983

3 C6H12O6 1.892,298

4 MgSO4 7H2O 113,523

5 H2O 92.872,037

6 FeCl3 9,176

7 CaCl2 7,379

8 CuSO4 0,147

9 CoCl2 0,112

10 NiCl2 0,111

11 CrCl2 0,023

Total 95.178,363 kg/jam

(Sayed, dkk 2009)

- (NH4)2SO4 (F3):

F3 = 378,409 kg/jam

- KOH (F4):

F4 = 90,061 kg/jam

- Udara (F5):

F5 = 0,0083 v/v jam-1

= 0,0083 x 92.959,898 x 0,00116 kg/jam

= 0,895 kg/jam

Neraca massa masuk total:

Fin total = F1 + F2 + F3 + F4 + F5

= (662,216 + 95.178,363+ 378,409 + 90,061 + 0,895) kg/jam

=

96.309,944 kg/jam


Laju alir keluar fermentor (R-101) :

F6Udara = F5

Udara = 0,895 kg/jam

F7PHB =

33,3F2

Glukosa kg/jam

= 33,3

1.892,298 kg/jam

= 568,182 kg/jam

F7non-PHB = PHBF

7624 7x

= 182,6857624 x kg/jam

= 179,426 kg/jam

F7Glukosa = 10% x F2

Glukosa

= 0.1 x 1.892,298 kg/jam

= 189,229 kg/jam

F7Kultur Medium* = 0,1 % x F2

Kultur Medium

= 0,001 x 414,280 kg/jam

= 0,414 kg/jam

* : komposisi kultur medium selain glukosa dan air

F7Air = Fin total – F6 - F7

Kultur Medium* - F7Glukosa - F7

PHB - F7non-PHB

= 96.309,944 – 0,895 - 0,414 - 189,229 - 568,182 -179,426 kg/jam

= 96.309,944 kg/jam

Neraca massa keluar total :

Fout total = F6 + F7PHB + F7

non-PHB + F7Glukosa + F7

Air + F7Kultur Medium*

=44,751+ 28.409,091+8.971,300+ 9.460,227+4.768.589,904+ 20,714

kg/jam

Fout total = 96.309,944

kg/jam


2. Disk Centrifuge (CF-101)

DiskCentrifuge

Untuk efisiensi alat disk centrifuge 98% dan di dalam air pengotor terkandung

glukosa dan kultur medium sisa masing - masung 2% dari umpan masuk, sehingga

diperoleh neraca massa sebagai berikut:

Laju alir masuk Disk Centrifuge:

F7PHB = 568.182 kg/jam

F7non-PHB = 179,426 kg/jam

F7Glukosa = 189.229 kg/jam

F7Air = 95.371,798 kg/jam

F7Kultur Medium Sisa* = 0,414 kg/jam

* = kultur medium sisa: komposisi kultur medium selain glukosa dan air

Neraca massa masuk total:

Fin total = F7PHB + F7

non-PHB + F7Glukosa + F7

Air + F7Kultur Medium*

= 568,182+179,426+ 189.229+95.371,798 + 0,414

Fin total = 96.309,049

Laju alir keluar Disk Centrifuge :

F8PHB = F7

PHB = 568,182 kg/jam

F8non-PHB = F7

non-PHB = 179,426 kg/jam

Laju alir glukosa dalam F8Air Pengotor ialah : 189.229x

1002 = 3,784 kg/jam

Laju alir kultur medium sisa dalam F8Air Pengotor ialah : 0,414

1002 x = 0,008 kg/jam

PHB

Non-PHB

Glukosa

Air

Kultur medium sisa

9

PHB

Non-PHB

Air Pengotor

7

Kultur medium sisa

Glukosa

Air

8


Laju alir Air dalam F8Air Pengotor ialah

= )kg/jam 189.229x 100

2 0,414100

2())179,426568,182(982( +−+ xx

= 15,257 – (0,008 + 3,784) kg/jam

= 11,464 kg/jam

F8Air Pengotor = 11,464 + 0,008 + 3,784 kg/jam

= 15,257 kg/jam

Maka total laju alir pada alur 8,

F8 total = F8PHB + F8

non-PHB + F8Air Pengotor

= 568,182 kg/jam + 179,426 kg/jam + 15,257 kg/jam

= 762,865 kg/jam

F9Kultur Medium* = 98 % x F7

Kultur Medium sisa* = kg/jam 414,010098 x

F9Kultur Medium* = 0,406 kg/jam

F9Glukosa = 98 % x F7

Glukosa = kg/jam 189.22910098 x

F9

Glukosa = 185.444 kg/jam

F9Air = F7

Air – F8Air Pengotor

= 95.371,798 kg/jam –11,464kg/jam

= 95.360,334 kg/jam


F9 total = F9Kultur Medium* + F9

Glukosa + F9Air

= 0,406 kg/jam + 185,444 kg/jam + 95.360,334 kg/jam

= 95.546,184 kg/jam

Fout total = F8 total + F9 total

= 762,865 kg/jam + 95.546,184 kg/jam

=

96.309,049 kg/jam


3. Tangki Pencuci (V-105)

Pada tangki pencuci ditambahkan air destilasi untuk mengurangi konsentarsi

air pengotor yang terikut saat proses pemisahan pada sentrifusi. Air pencuci

ditambahkan sebanyak 200 L/ 8 kg sel Alcaligenes Eutrophus (Lee, 1997)

Laju alir masuk pada tangki pencuci:

F8PHB = 568,182 kg/jam


F8Air Pengotor = kg/jam 426.477

982 x

= 15,257 kg/jam

F8 = F8PHB + F8

non-PHB + F8Air

= 762,865 kg/jam

F10 = kg/jam 200

8608.747 x

= 18.690,200 kg/jam

Maka laju alir total masuk ialah:

Fin total = F8 + F10

= 762,865 kg/jam + 18.690,200 kg/jam

=

19.453,065 kg/jam

8

10 11

PHB

Non-PHB

Air Pengotor

Air

PHB

Non-PHB

Air


Laju alir keluar pada tangki pencuci:

F11PHB = F8


F11non-PHB = F8


F11Air = F8

Air Pengotor + F10

= 15,257 kg/jam + 18.690,200 kg/jam

= 18.705.457 kg/jam

Fout total = F11

PHB + F11non-PHB + F11

Air

= 568,182 kg/jam +179,426 kg/jam + 18.705.457 kg/jam

=

19.453.065 kg/jam


DiskCentrifuge

Untuk efisiensi alat disk centrifuge 98% diperoleh neraca massa sebagai berikut:

Laju alir masuk Disk Centrifuge :

F11PHB = 568,182 kg/jam


F11Air = 18.705.457 kg/jam

Fin total = F11


Air

= 568,182 kg/jam + 179,426 kg/jam + 18.705.457 kg/jam

=

19.453.065 kg/jam

PHB

Non-PHB

Air

12

PHB

Non-PHB

Air

11

Air

13


Laju alir keluar Disk Centrifuge:

F12 = F11

Air – F12Air

= 18.705.457 kg/jam – kg/jam 608,477982 x

= 18.705.457 kg/jam – 15,257 kg/jam

= 18.690.200 kg/jam

F13PHB = F11


F13non-PHB = F11


F13Air = kg/jam 608,477

982 x

= 15,257 kg/jam



non-PHB + F13Air

= 568,182 kg/jam +179,426 kg/jam + 15,257 kg/jam

= 762,865 kg/jam

Fout total = F12 + F13 total

= 18.690.200 kg/jam + 762,865 kg/jam

=

19.453.065 kg/jam

5. Tangki Ekstraksi (V-106)

Pada tangki ekstraksi ini ditambahkan air proses dan CHCl3 dengan

perbandingan sebagai berikut:

Air : CHCl3 : Biomassa = 100 L : 100 L : 8 kg (Lee, 1997)

13

14

15

PHB

Non-PHB

Air CHCl3

Air

16 PHB

Air CHCl3

Non-PHB 60 0C 1 atm


Laju alir masuk pada tangki ekstraksi :

F13PHB = 568,182 kg/jam


F13Air = 15,257 kg/jam



non-PHB + F13Air


= 762,865 kg/jam

F14CHCl3 = kg/jam 1,48 x 100

8608.747 x

= 13.830,748 kg/jam

F15Air = kg/jam 1 x 100

8608.747 x

= 9.345,100 kg/jam

Maka laju alir total masuk ialah:

Fin total = F13 +F14 + F15

= 762,865 kg/jam + 13.830,748 kg/jam + 9.345,100 kg/jam

=

23.938,713 kg/jam

Laju alir keluar pada tangki ekstraksi:

F16PHB = 568,182 kg/jam


F16Air = F13

Air + F15

= 15,257 kg/jam + 9.345,100 kg/jam

= 9.360,357 kg/jam

F16CHCl3 = F14

= 13.830,748 kg/jam

Fout total = F16


Air + F16CHCl3

= 568,182 kg/jam + 179,426 kg/jam + 9.360,357 kg/jam +

13.830,748 kg/jam

=

23.938,713 kg/jam



DiskCentrifuge

Untuk efisiensi alat centrifuge 98% diperoleh neraca massa sebagai berikut:

Laju alir masuk Disk Centrifuge :

F16PHB = 568,182 kg/jam


F16Air = 9.360,357 kg/jam

F16CHCl3 = 13.830,748 kg/jam

Fin total = F16


Air + F16CHCl3

= 568,182 kg/jam + 179,426 kg/jam + 9.360,357 kg/jam +

13.830,748 kg/jam

=

23.938,713 kg/jam

Laju alir keluar Disk Centrifuge:

F17non-PHB = F16

non-PHB - F18non-PHB

= 179,426 kg/jam – 11,595 kg/jam

= 167,830 kg/jam

F17Air = kg/jam 167,830

982 x

= 3,425 kg/jam


F17 = F17non-PHB + F17

Air

= 167,830 kg/jam + 3,425 kg/jam

= 171,255 kg/jam

PHB

Air CHCl3

Non-PHB

18

Non-PHB

Air

16

17

PHB

Non-PHB

Air CHCl3


F18PHB = F16


F18non-PHB = PHB

18F982 x

= kg/jam 568,182982 x

= 11,595 kg/jam

F18Air = F16

Air – F17Air

= 9.360,357 kg/jam – 3,425 kg/jam

= 9.363,782 kg/jam

F18CHCl3 = F16

CHCl3 = 13.830,748 kg/jam


F18 = F18PHB + F18

non-PHB + F18Air + F18

CHCl3

F18 = 568,182 kg/jam +11,595 kg/jam+9.363,782 kg/jam+13.830,748 kg/jam

F18 = 23.774,308 kg/jam

Fout total = F17 + F18

= 171,255 kg/jam + 23.774,308 kg/jam

=

23.945,564 kg/jam

7. Tangki Pengendapan (V-107)

PHB yang masih terlarut dalam larutan kloroform akan mengkristal setelah

penambahan air 900 C ke dalam tangki pengendapan. Dengan waktu tinggal 15 menit

dan perbandingan antara air panas yang ditambahkan dengan kloroform ialah 2 : 1.

(Flickinger, 1999)

19

18 20

PHB

Non-PHB

Air CHCl3

Air (900C)

PHB

Non-PHB

Air CHCl3


Maka neraca massa pada tangki pengendapan ialah:

Laju alir masuk pada tangki pengendapan :

F18PHB = 568,182 kg/jam


F18Air = 9.363,782 kg/jam

F18CHCl3 = 13.830,748 kg/jam


F18 = F18


Air + F18CHCl3

=568,182 kg/jam +11,595 kg/jam+ 9.363,782 kg/jam+13.830,748 kg/jam

= 23.774,308 kg/jam

F19Air Panas = 2 x F15

CHCl3 = 27.661,496 kg/jam

Fin total = F18 + F19

= 23.774,308 kg/jam + 27.661,496 kg/jam

=

51.435,804 kg/jam

Laju alir keluar pada tangki pengendapan :

F20PHB = F18


F20non-PHB = F18


F20Air = F18

Air + F19

= 9.363,782 kg/jam + 27.661,496 kg/jam

= 37.025,278 kg/jam

F20CHCl3 = F18

CHCl3 = 13.830,748 kg/jam


Fout total = F20PHB + F18

non-PHB + F20Air + F20

CHCl3

=568,182 kg/jam+11,595 kg/jam+37.025,278 kg/jam+13.830,748 kg/jam

=

51.435,804 kg/jam


8 Dekanter (DC-101)

Efisiensi pemisahan PHB dari larutan kloroform ini adalah sebesar 98 %.

Sehingga masih terdapat kandungan air sebesar 2 % yang terikut pada PHB.

Maka perhitungan neraca massa ada alat dekanter ialah :

Laju alir masuk Dekanter:

F20PHB = 568,182 kg/jam


F20Air = 37.025,278 kg/jam

F20 CHCl3 = 13.830,748 kg/jam

Fin total= F20


Air + F20CHCl3

= 568,182 kg/jam+11,595 kg/jam+37.025,278 kg/jam +13.830,748 kg/jam

=

51.435,804 kg/jam

Laju alir keluar Dekanter:

F21PHB = F20


F21non-PHB = F20


F21Air = kg/jam )11,595568,182(

982

+x

= 11,832 kg/jam


F21 = F21PHB + F21

non-PHB + F21Air

= 568,182 kg/jam + 11,595 kg/jam + 11,832 kg/jam

= 591,609 kg/jam

PHB

Non-PHB

Air CHCl3

Air CHCl3

PHB

Non-PHB

Air

20 22

21


F22Air = F20

Air – F21Air

= 37.025,278 kg/jam – 11,832 kg/jam

= 37.013,446 kg/jam

F22 CHCl3 = F20

CHCl3 = 13.830,748 kg/jam


F22 = F22Air + F22

CHCl3

= 37.013,446 kg/jam + 13.830,748 kg/jam

= 50.844,194 kg/jam

Fout total = F21 + F22

= 591,609 kg/jam + 50.844,194 kg/jam

=

51.435,804 kg/jam

9. Spray Dryer (SPD-101)

Maka Neraca Massa pada Spray Dryer (SPD-101):

Laju alir masuk Spray Dryer (SPD-101):

F25PHB = 568,182 kg/jam


F25Air = 11,832 kg/jam

Maka total laju alir masuk pada alur 25,

F25 = F25PHB + F25

non-PHB + F25Air


=

Laju alir keluar Spray Dryer (SPD-101) :

591,609 kg/jam

Fsteam = F25

Air = 11,832 kg/jam

F26PHB = F25


F26non-PHB = F25


Fout total = 591,609 kg/jam

Air PHB

Non-PHB

24

PHB

Non-PHB

Air

25

Steam

1300C


LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Kapasitas : 4.500 ton/tahun

Basis perhitungan : 1 jam operasi

Operasi pabrik : 330 hari/tahun

Satuan : kJ/jam

Suhu referensi : 25oC (298 K)

Perhitungan neraca panas menggunakan rumus sebagai berikut:

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

Q = H = ∫T

Tref

dTxCpxn …………………… (Smith, 1975)

Perhitungan Cpl (kal/g0C) dengan menggunakan metode Chueh dan Swanson

dimana konstribusi gugusnya adalah:

Tabel LB.1 Kapasitas Panas Liquid Gugus Cpl (kal/g0C)

-CH (ring) 4,4

-OH 10,7

-C=O

H 12,66

-CH2- 7,2

(Perry, 1997)


Perhitungan Cps

padatan (J/mol.K) dengan menggunakan metode Hurst dan

Harrison, dimana nilai kontribusi unsur atom :

Tabel LB.2 Tabel Kontribusi Unsur Atom dengan Metode Hurst dan Harrison Unsur Atom Ei∆

C 10.89

H 7.56

O 13,42

N 18,74

S 12,36

K 28,87

Cl 24,69

Na 26,19

P 26,63

Mg 22,69

Fe 29,08

Ca 28,25

Cr 26,63

Co 25,71

Ni 25,46

Cu 26,92

CoA 26,63

(Perry, 1997)

Rumus metode Hurst dan Harrison :

CpS = Ei

n

ii ∆Ν∑

=

.1

Dimana : CpS = Kapasitas panas padatan pada 298,15 K (J/mol.K)

n = Jumlah unsur atom yang berbeda dalam senyawa

Ni

= Jumlah unsur atom i dalam senyawa

Ei∆ = Nilai dari kontribusi unsur atom i pada Tabel LB.2


CH

Perhitungan panas penguapan Q = n. ∆Hvb (Smith dan Van Ness, 1975)

Perhitungan ∆Hfo

(kkal/mol) dengan menggunakan metode Verma dan

Doraiswamy, dimana kontribusi gugusnya adalah

Tabel LB.3 Panas Pembentukan [J/mol] Gugus ∆Hf

o (kkal/mol)

-CH2- -20,64

-CH 8,67

O

C -133,22

O -132,22

CH3 -76,45

CoA -29,71

Rumus: (298,15 K) = 68,29 + (Perry, 1997)

Menghitung 0298f∆Η PHB :

0298f∆Η = 68,29 + {(-O-) + (-CH3) +( ) + (-CH2-)+ ( C )}n

0298f∆Η = 68,29 + {(132,22 + (-76,45) + 8,67 + (-20,64) + (-133,22)} 4.651,1627

0298f∆Η = -1.645,792 kkal/mol

0298f∆Η = -6.890,602 kJ/mol

Menghitung 0298f∆Η Acetyl-CoA :

0

298f∆Η = 68,29 + {2(-CH3) +2( C ) + 2(-CoA)}

0298f∆Η = 68,29 + {2(-76,45) + 2(-133,22) + 2(-29,71)

0298f∆Η = -0,41047 kkal/mol

0298f∆Η = -1,718 kJ/mol

O

O


Reaksi :

(C4H6O2) 4.651 9.302 C2H3OCoA ∆Hr25

oC = [ ] [ ]

tan

025.

025 00.

reakCfiprodukCfi ∑∑ ∆Η−∆Η σσ

= ( )[ ] [ ])(302.9. 320

254.6512640

25 00 OCoACOHC CfCf Η∆Η−∆Η

= 1 x (-6.890,602 kJ/mol) – 9.302 x ( -1,7187 kJ/mol)

= (-6.890,602 kJ/mol + 15.986,565 kJ/mol

= 9.095,963 kJ/mol

A. Eutrophus


Nilai kapasitas panas (Cp) untuk masing-masing komponen :

1. Polihidroksibutirat = (C4H6O2)n

Dengan berat molekul PHB = 400.000 gram/mol (Bioprocess Technology,

1999) dan bentuk umum struktur PHB yaitu [ – O – CH(CH3) – CH2 – CO – ]n

Maka nilai n adalah : [ – O – CH(CH3) – CH2 – CO – ]n = 400.000 {(2 x 16) + (6 x 1) + (4 x 12)} x n = 400.000 (32 + 6 + 48) x n = 400.000 86 x n = 400.000 n = 4.651 sehingga, rumus molekul PHB adalah :

[ – O – CH(CH3) – CH2 – CO – ] 4.651

Maka, estimasi Cps PHB adalah:

Cps PHB = ∆EC (n . 4) + ∆EH (n . 6) + ∆EO (n. 2)

=10,89(4.651 x 4) + 7,56(4.651 x 6) + 13,42(4.651 x 2)

=

2. Glukosa (C6H12O6)

538,418 kJ/mol K

Cpl = 5(-OH-) + 1(-C=O) + 4(-CH-) + 1(-CH2-) H = 5(10,7) + 1 (12,66) + 4 (4,4) + 1 (7,26) = 91.02 kal/mol.K

= 0,381 kJ/mol.K

3. Air (H2O)

Cpl = 0,0748781kJ/mol.K (Reklaitis, 1983)

Cpg = 0,0335944 kJ/mol.K (Reklaitis, 1983)

4. Kalium Hidroksida (KOH)

Cps = 0,04985 kJ/mol.K

5. Kloroform (CHCl3)

Cpl = 0,09252 J/mol.K

6. Ammonium Sulfat ((NH4)2SO4)

Cp = 51,6 kal/mol.K (Perry, 1997)

= 0,21672 kJ/mol.K


7. Monopottasium phospat (KH2PO4)


8. Natrium phospat (Na2HPO4)


9. Magnesium sulfat heptahidrat (MgSO4 7H2O )


10. Besi(III) klorida (FeCl3)


11. Kalsium Klorida (CaCl2)


12. Cupric Sulfat (CuSO4)


13. Cobalt Klorida (CoCl2)


14. Nikel Klorida (NiCl2)


15. Crom klorida (CrCl2)


16. Udara

Cpg = 0,0358 kJ/mol.K (Geankoplis, 2003)

17. Alcaligenes Eutrophus

Kapasitas Panas dari bakteri Alcaligenes Eutrophus diasumsikan sama

dengan Kapasitas Panas dari Protein karena sebagian besar bakteri terdiri dari

protein.


18. Acetyl CoA (C2H3OCoA)

Cps = 0.0845 kJ/mol.K


Nilai panas laten penguapan/entalpi penguapan (∆Hvl) untuk komponen :

1. Air (H2O)

∆Hvl = 40,6562 kJ/mol (Reklaitis, 1983)

2. Kloroform (CHCl3)

∆Hvl = 29,470 kJ/mol (Reklaitis, 1983)

Steam

Steam yang digunakan adalah superheated steam 1300C pada tekanan 100 kPa

Hvl (1300C) = 2.734,7 kJ/kg (Reklaitis, 1983)

Air Pemanas

Air Pemanas yang digunakan air pada suhu 900C dan keluar pada suhu 340C.

Air (saturated): H(34oC) = 139,11 kJ/kg (Smith, 1987)

H(90oC) = 376,92 kJ/kg (Smith, 1987)

L.B. 1 Fermentor

Reaksi : 9.302 C2H3OCoA (C4H6O2) 4.651

Untuk berat molekul (MR) dari PHB = 400.000 gr/mol.

Diperoleh haraga n = 4.651

A. Eutrophus


Maka,

r1 = MRgram

r1 = gram/mol 400.000

kg/jam 568,182

r1 = 1,420 mol/jam

Dari perhitungan sebelumnya diperoleh:

∆Hr25oC = 9.095,963 kJ/mol

∆Hr34oC = ∆Hr25

oC + σproduk ∫

15,307

15,298

Cp dT + σreaktan ∫15,307

15,298

Cp dT

∆Hr34oC = 9.095,963 kJ/mol + 1 (538.418,6 x 9) + 9.302 (0,0845 x 9)

∆Hr34oC = 21.016,985 kJ/mol

Panas Reaksi = 1,420 mol/jam x 21.016,985 kJ/mol = 29.853.683,021 kJ/jam

Panas masuk = N1A.Eutrophus ∫

15,303

15,298

Cp dT + N2Glu ∫

15,303

15,298

Cp dT + N2Air ∫

15,303

15,298

Cp dT +

N2Na2HPO4 ∫

15,303

15,298

Cp dT + N2KH2PO4 ∫

15,303

15,298

Cp dT + N2MgSO4.7H2O ∫

15,303

15,298

Cp dT + N2FeCl3 ∫

15,303

15,298

Cp dT + N2CaCl2 ∫

15,303

15,298

Cp dT + N2CuSO4 ∫

15,303

15,298

Cp dT + N2CoCl2 ∫

15,303

15,298

Cp dT + N2NiCl2 ∫

15,303

15,298

Cp dT + N2CrCl2 ∫

15,303

15,298

Cp dT + N3(NH4)2SO4 ∫

15,303

15,298

Cp dT + N4KOH ∫

15,303

15,298

Cp dT + N5Udara ∫

15,303

15,298

Cp dT

Tabel LB.4 Perhitungan Panas Masuk pada Fermentor


Panas keluar = N6Udara ∫

15,303

15,298

Cp dT + N7PHB ∫

15,307

15,298

Cp dT + N7non-PHB ∫

15,307

15,298

Cp dT + N7Glu

∫15,307

15,298

Cp dT + N7Air ∫

15,307

15,298

Cp dT + N7Na2HPO4 ∫

15,307

15,298

Cp dT + N7KH2PO4 ∫

15,307

15,298

Cp dT +

N7MgSO4.7H2O ∫

15,307

15,298

Cp dT + N7FeCl3 ∫

15,307

15,298

Cp dT + N7CaCl2 ∫

15,307

15,298

Cp dT + N7CuSO4 ∫

15,307

15,298

Cp

dT + N7CoCl2 ∫

15,307

15,298

Cp dT + N7NiCl2 ∫

15,307

15,298

Cp dT + N7CrCl2 ∫

15,307

15,298

Cp dT

Tabel LB.5Perhitungan Panas Keluar pada Fermentor

Alur Komponen Massa (kg) BM (kg/kmol)

N (kmol) ∫Cp dT Q(kJ/jam)

1 A.Eutrophus 662,216 140 4,730 0,179 4.517,259

2

C6H12O6 1.892,298 180 10,503 1.905,413 20.013,367 Air 92.872,040 18 5.195,558 374,390 1.931.689,354 Na2HPO4 141,960 142 1,132 701,250 794,433 KH2PO4 136,086 136 0.904 621,500 561,659 MgSO4.7H2O 113,523 246 0,461 1.039,950 478,996 FeCl3 9,176 162 0.057 515,750 29,177 CaCl2 7,379 110 0,066 388,150 25,807 CuSO4 0,147 160 0,001 464,800 0,428 CoCl2 0,112 130 0,001 375,450 0,323 NiCl2 0,111 130 0,001 374,200 0,320 CrCl2 0,023 123 0,0002 380,050 0,071

3 (NH4)2SO4 378,409 132 2,864 1.083,600 3.103,102 4 KOH 90,061 56 1,605 249,25 400,097 5 Udara 0,895 28,951 0,031 0,179 0,005

Total 1.961.614,404




Maka Qc, Qc = Qin - Qout + Panas Reaksi

= (1.961.614,404 – 37.043.259,685+ 29.853.683,021) kJ/jam

= -5.227.962,260 kJ/jam

Air pemanas yang diperlukan adalah :

kg/jam 778,983.21

kg/jam 237,81

2605.227.962,kJ/kg )11,391(376,92

kJ/jam 2605.227.962,C)H(34C)H(90

Qcm

=

=

−=

°−°=

Tabel LB.6 Neraca Panas Fermentor

Komponen Masuk (kJ/jam) Keluar (kJ/jam) Umpan 1.961.614,404 - Produk - 37.043.259,685

Panas Reaksi 29.853.683,021 Air Panas 5.227.962,260 -

Total 37.043.259,685 37.043.259,685

L.B. 2 Tangki Ekstraksi

6 Udara 0,895 28,951 0,031 0,323 0,009

7

PHB 568,182 400.000 0.00157 4.845.767,347 6.883,194 Non-PHB 179,426 140 1,424 1.791,000 2.203,093 Glukosa 189,229 180 1,1668 3.429,743 3.602,406 Air 1.098.267,10 18 61.014,841 673,903 37.030.567,580 Na2HPO4 0,160 142 0.00125 1.262,25 1.4299 KH2PO4 0,123 136 0.0010041 1.118,700 1.0109 MgSO4.7H2O 0,113 246 0.00051 1.871,910 0.8621 FeCl3 0,009 162 5,66 E-05 928,350 0.0525 CaCl2 0,007 110 6,68 E-05 698,670 0.0464 CuSO4 0,0001 160 9,21 E-06 836,640 0.00077 CoCl2 0,0001 130 8,62 E-07 675,810 0.00058 NiCl2 0,0001 130 8,56 E-07 673,560 0.00057 CrCl2 0,000023 123 1,85 E-07 684,090 0.00013

Total 37.043.259,685


Panas Masuk = N13PHB ∫

15,303

15,298

Cp dT + N13Non-PHB ∫

15,303

15,298

Cp dT + N13Air ∫

15,303

15,298

Cp dT +

N14Kloroform ∫

15,303

15,298

Cp dT + N15Air ∫

15,303

15,298

Cp dT

Tabel LB.7 Perhitungan Panas Masuk pada Tangki Ekstraksi

Alur Komponen Massa (kg)

BM (kg/kmol)


13 PHB 568,182 400.000 0,0014 2.692.092,971 3.823,997 Non-PHB 179,426 140 1,281 955,000 1.223,941 Air 15,257 18 0,848 374,391 347,390

14 Kloroform 13.830,748 119,38 115,855 462,600 53.594,438 15 Air 9.345,100 18 519,019 374,391 194.373,148

Total 253.332,862

Panas Keluar = N16PHB ∫

15,333

15,298

Cpl dT + N16Non-PHB ∫

15,333

15,298

Cpl dT + N16Air ∫

15,333

15,298

Cpl dT +

N16Kloroform ∫

15,333

15,298

Cpl dT

Tabel LB.8 Perhitungan Panas Keluar pada Tangki Ekstraksi



BM (kg/kmol)

N (kmol)

∫Cp dT Q(kJ/jam)

16

PHB 568,182 400.000 0,0014 18.844.650,800 26.767,979 Non-PHB 179,426 140 1,424 6.658,000 8.567,591 Air 9.360,357 18 854,691 2.620,733 1.362.883,398 Kloroform 13.830,748 119,38 128,727 3.238,200 375.161,067

Total 1.773.330,035 Panas yang dibutuhkan :

Qc = Qout – Qin

= (1.773.330,035 – 253.332,862) kJ/jam

= 1.519.997,173 kJ/jam Steam yang dibutuhkan adalah :

m = VLH

Q

= kJ/kg 2.734,7

kJ/jam 1731.519.997,

= 555,814 kg/jam Tabel LB.9 Neraca Panas Tangki Ekstraksi

Komponen Masuk (kJ/jam) Keluar (kJ/jam) Umpan 253.332,862 - Produk - 1.773.330,035 Steam 1.519.997,173 - Total 1.773.330,035 1.773.330,035

L.B.3 Vaporizer (VE-101)


Panas masuk = N21Kloroform ∫

15,333

15,298

Cpl dT + N21Air ∫

15,333

15,298

Cpl dT

Tabel LB.10 Perhitungan Panas Masuk pada Tangki Vaporizer


BM (kg/kmol)


21 Kloroform 13.830,748 119,38 115,854 3.238,200 375.161,067 Air 37.025,278 18 2.056,959 2.620,7335 5.390.743,689

Total 5.765.904,756

Panas keluar = N22Kloroform ∫

15,353

15,298

Cpl dT + vlH∆ Kloroform + N23Kloroform ∫

15,353

15,298

Cpl dT

Tabel LB.11 Perhitungan Panas Keluar pada Tangki Vaporizer


BM (kg/kmol)


22 Kloroform 13.830,748 119,38 115,854 6.013,800 696.727,694 23 Air 37.025,278 18 2.056,959 4.867,077 10.011.381,140

Total 10.708.108,832 Panas yang dibutuhkan :

Qc = Qout – Qin + vlH∆ Kloroform

= (10.708.108,832 – 2.656.763,656 + 29,470) kJ/jam

= 4.942.233,547 kJ/jam Steam yang dibutuhkan adalah :


m = VLH

Q

= kJ/kg 2.734.7

kJ/jam 5474.942.233,

= 1.807,217 kg/jam

Tabel LB.12 Neraca Panas Tangki Vaporizer

Komponen Masuk (kJ/jam) Keluar (kJ/jam) Umpan 5.765.904,756 - Produk - 10.708.108,832

vlH∆ Kloroform 29,470 Steam 4.942.233,547 - Total 10.708.138,302 10.708.138,302

L.B.4 Spray Dyer (SPD-101)

Panas Masuk = N24PHB ∫

15,303

15,298


15,303

15,298

Cp dT + N13Air ∫

15,303

15,298

Cp dT

Tabel LB.13 Perhitungan Panas Masuk pada Spray Dryer


BM (kg/kmol)


24 PHB 568,182 400.000 0,0014 2.692.092,971 3.823,997 Non-PHB 11,595 140 0,083 850.134,622 79,094 Air 11,832 18 0,657 374,391 246,099

Total 4.149,191

Panas Keluar = N25PHB ∫

15,333

15,298


15,333

15,298

CpdT + vlH∆ Air

Tabel LB.14 Perhitungan Panas Keluar pada Spray Dryer




25

PHB 568,182 400.000 0,0014 51.149.766,440 72.655,949 Non-PHB 11,595 140 0,1498 7.113,419 4.675,888

Total 74.158,737

Panas yang dibutuhkan :

Qc = Qout – Qin + vlH∆ Air

= (74.158,737 - 4.149,191+ 40,6562) kJ/jam

= 70.050,203 kJ/jam Steam yang dibutuhkan adalah :

m = VLH

Q

= kJ/kg 2.734,7

kJ/jam 70.050,203

= 25,615 kg/jam

Tabel LB.15 Neraca Panas Spray Dryer

Komponen Masuk (kJ/jam) Keluar (kJ/jam) Umpan 4.149,191 - Produk - 74.158,737

vlH∆ Air - 40,656 Steam 70.050,203 - Total 74.199,393 74.199,393


LAMPIRAN C

PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

L.C.1 Tangki Penyimpanan Biomassa A. Eutrophus (V-101)

Fungsi : Menyimpan A. Eutrophus untuk kebutuhan 30 hari

Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan Konstruksi : Carbon Steel SA-285 grade C

Jumlah : 1 unit

Kondisi Penyimpanan : Temperatur = 30°C

Tekanan = 1 atm = 14,696 psia

Laju massa A. Eutrophus = 662,216 kg/jam

Densitas A. Eutrophus = 120 kg/m3

Kebutuhan perancangan = 30 hari

Faktor Keamanan = 20%

Perhitungan :

a. Volume bahan,

Vl = 3/120

305024216,662

mkg

harixharijamx

jamkg

= 18,542 m3

Faktor kelonggaran 20%

Volume tiap tangki, Vt = (1 + 0,2) x 3.973,295 m3

= 22,350 m3

b. Diameter dan tinggi Tangki

- Volume tangki (Vt) :

Vt = Asumsi: Dt : Ht = 2: 3

22,350 m3 = 3

43 Dtπ

Dt = 2,663 m = 104,863 in

Ht = 3,995 m


c. Tebal shell tangki

-

(Perry,1997)

di mana:

t = tebal shell (in)

P = tekanan desain (psia)

D = diameter dalam tangki (in)

S = allowable stress = 13700 psia (Peters et.al., 2004)

E = joint efficiency = 0,85 (Peters et.al., 2004)

C = faktor korosi = 0,0125 in/tahun (Peters et.al., 2004)

n = umur tangki = 10 tahun

Volume bahan = 18,542 m3

Volume tangki = 22,350 m3

Tinggi larutan dalam tangki = m 3,995m3 22,350m3 18,542 x = 3,329 meter

Tekanan Hidrosatatik :

PHidrostatik = ρ x g x h

= 120 kg/m3x 9,8 m/s2 x 3,329 m

= 3,915 kPa = 0,575 psia

Faktor keamanan = 20 %

Maka, Pdesain = 1,2 x (14,696 psia + 0,575 psia) = 18,325 psia

Tebal shell tangki:

-

t = in/tahun 0,0125 tahun x 10 psia 18,325 x 0,6 - 0,85 x psia (13700 2

in 104,863 x psia 18,325+

t = 0,207 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,207 in = 0,527 cm

Maka tebal shell standar yang digunakan = 1/4 in (Brownell,1959)

d. Tebal tutup tangki

Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell.



L.C.2 Tangki Amonium Sulfat (V-102)

Fungsi : menyimpan (NH4)2SO4 untuk kebutuhan 7 hari



Jumlah : 1 unit



Laju massa (NH4)2SO4 = 378,409 kg/jam

Densitas (NH4)2SO4 = 1770 kg/m3



Perhitungan :

a. Volume bahan,

Vl = 3kg/m 1770

724378,409 harixharijamx

jamkg

= 35,916 m3


Volume tiap tangki, Vt = (1 + 0,2) x 35,916 m3

= 43,100 m3




184,715 m3 = 3

43 Dtπ

Dt = 2,635 m = 103,751 in

Ht = 7,905 meter


-

(Perry,1997)


di mana:










Tinggi bahan dalam tangki = m 906,7m 43,200m 35,916

3

3

x = 6,588 meter



= 1770 kg/m3 x 9,8 m/s2 x 6,588 m

= 114,279 kPa = 16,795 psia



Tebal shell tangki:

-


in 103,751 x psia 37,788+

t = 0,293 in


Maka tebal shell standar yang digunakan = 1/2 in

(Brownell,1959)




L.C.3 Tangki Kalium Hidroksida (V-103)


Fungsi : menyimpan KOH untuk kebutuhan 30 hari

Bentuk : Silinder tegak dengan alas datar dan tutup datar


Jumlah : 1 unit



Laju massa KOH = 90,061 kg/jam

Densitas KOH = 2.044 kg/m3



Perhitungan :

a. Volume bahan,

Vl = 3kg/m 2.044

302490,061 harixharijamx

jamkg

= 31,724 m3


Volume tangki, Vt = (1 + 0,2) x 31,724 m3

= 38,069 m3

b Diameter dan tinggi Tangki



38,069 m3 = 3

43 Dtπ

Dt = 2,528 m = 99,546 in

Ht = 7,585 meter


-

(Perry,1997)

di mana:











Tinggi bahan dalam tangki = m 7,585m 38,069m 31,724

3

3

x = 6,321 meter



= 2.044 kg/m3 x 9,8 m/s2 x 6,321 m

= 126,621 kPa = 18,608 psia



Tebal shell tangki:

-


in 99,546 x psia 39,965+

t = 0,296 in



(Brownell,1959)




L.C.4 Tangki Kloroform (V-104)

Fungsi : Penyimpanan bahan baku kloroform (CHCl3)


Jenis : Silinder tegak dengan alas datar dan tutup ellipsoidal


Jenis sambungan : Double welded butt joints

Kondisi operasi : Temperatur = 30°C


Laju massa Kloroform = 13.830,75 kg/jam

Densitas Kloroform = 1480 kg/m3



Jumlah = 1 unit

Perhitungan

a. Volume bahan,

Vl = 3kg/m 1480hari 1 x jam/hari 24 x kg/jam 13.830,75

= 224,282 m3



= 269,139 m3


- Volume shell tangki (Vs) :

Vs = Asumsi: Ds : Hs = 4: 5 3D

165V sxs π=

- Volume tutup tangki (Ve)

Asumsi: Ds : He = 4 : 1

- Volume tangki (V)

Vt = Vs + Ve

3D4817V sxπ=

33 D4817m 269,139 sxπ=


Ds = 7,438 m = 292,816 in

Hs = 9,297 m

c. Diameter dan tinggi tutup

Diameter tutup = diameter tangki = 7,438 m

Tinggi head, He = 41 x DS = 1,859 m

Jadi total tinggi tangki, Ht = Hs + He = 11,156 m

d. Tebal shell tangki

-

(Perry,1997)

di mana:








Volume larutan = 224,282 m3


Tinggi larutan dalam tangki = m 11,156 x m 269,139m 224,282

3

3

= 9,297 meter



= 1480 kg/m3 x 9,8 m/s2 x 9,297 m

= 134,843 kPa = 19,816 psia



Tebal shell tangki:


-

-


Maka tebal shell standar yang digunakan = 1 1/4 in (Brownell,1959)

e. Tebal tutup tangki



L.C.5 Tangki Pencuci (V-105)

Fungsi : Tempat untuk pencucian biomassa

Jenis : Continuous Stirred Tank

Bentuk : Silinder tegak dengan alas datar dan tutup ellipsoidal


Jumlah : 1 unit

Kondisi Operasi : Temperatur = 30°C


Tabel LC.1 Komposisi bahan masuk ke tangki pencuci (V-105)

Bahan Laju alir (kg/jam) ρ (kg/m3) Volume (m3/jam)

PHB 568,182 1.200 0,473

Non-PHB 179,426 1.110 0,161

Air 18.690,200 1.000 18.690,200

Jumlah 19.453,065 19,341

Laju massa = 19.453,065 kg/jam

ρ Camp = = kg/jam 19,341

kg/jam 19.453,065 = 1.005,815 kg/m3

Kebutuhan perancangan = 1 jam


Perhitungan :


a. Volume bahan,

Vl =

= 19,341 m3



= 23,209 m3



Vs = Asumsi: Ds : Hs = 1: 1



- Volume tangki (V)

Vt = Vs + Ve

Ds = 1,139 m = 44,849 in

Hs = 1,139 m



Tinggi head, He = 41

x DS = 0,285 m



-

(Perry,1997)

di mana:











Tinggi larutan dalam tangki = = 1,187 meter



= 1.005,815 kg/m3 x 9,8 m/s2 x 1,187 m

= 11.696,53 kPa = 1,719 psia



Tebal shell tangki:

-

-

t = 0,128 in



(Brownell,1959)




f. Perancangan Sistem Pengaduk


Jenis pengaduk : High efficiency impeller

Untuk impeller standar (Geankoplis, 2003), diperoleh :

Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 1,139 m = 0,379 m

L/Da = 1/4 ; L = 1/4 x 0,379 m = 0,09475 m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 0,379 m= 0,0758 m

J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 x 1,139 m = 0,0949 m

Dimana:

Dt = diameter tangki

Da = Diameter impeller

L = panjang blade pada turbin

W = lebar blade pada turbin

J = lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 0,5 putaran/detik

Densitas campuran = 1.005,815 kg/m3

Viskositas larutan pada 30 0C adalah 0,8146 cp

Viskositas campuran μc (pada 30oC):

Viskositas slurry pada 30oC didekati melalui persamaan berikut

- (Perry,1997)

C = 1

Qs = = 0,0244

–

μc = 0,867 cP = 0,000867 kg/m s

Bilangan Reynold,

NRe = = = 83.555,915

NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:

(Geankoplis, 2003)

Berdasarkan fig 3.4-5 Geankoplis (2003), untuk High efficiency impeller

(kurva 6) dan NRe = 60.694,0451, maka diperoleh Np = 0,4


P = 0,4 .(0,1)3.( 0,397)5.( 1.005,815)

= 0,397 hp

Efisiensi motor penggerak = 80%

Daya motor penggerak = 0,397 hp / 0,8 = 0,496 hp

Maka dipilih daya motor dengan tenaga 1/2 hp.

L.C.6 Tangki Ekstraksi (V-106)

Fungsi : Tempat mengekstraksi PHB dari sel bakteri A. Eutrophus

Jenis : Continuous Stirred Tank Reactor

Bentuk : Silinder tegak dengan alas datar dan tutup ellipsoidal

Bahan Konstruksi : Carbon Steel SA-285 grade A

Jumlah : 1 unit



Tabel LC.2 Komposisi bahan masuk ke tangki ekstraksi (V-106)


PHB 568,182 1200 8,9879

Non-PHB 179,426 1110 6,8686

Kloroform 13.830,100 1480 6,4504

Air 9.345,197 1000 9,350

Laju massa = 23.938,065 kg/jam

ρ Camp = = = 1.237,739 kg/m3



Perhitungan :

a. Volume bahan,


Vl =

= 19,340 m3



= 23,208 m3






- Volume tangki (V)

Vt = Vs + Ve

Ds = 1,165 m = 45,892 in

Hs = 1,748 m




x DS = 0,291 m



-

(Perry,1997)

di mana:














= 1.237,739 kg/m3 x 9,8 m/s2 x 1,699 m

= 20,619 kPa = 3,030 psia



Tebal shell tangki:

-

- t

= 0,131 in






f. Perancangan Sistem Pengaduk

Jenis pengaduk : turbin impeller daun enam


Untuk turbin standar (Geankoplis, 2003), diperoleh :

Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 1,165 m = 0,388 m

L/Da = 1/4 ; L = 1/4 x 0,388 m = 0,097 m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 0,388 m= 0,077 m

J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 x 1,165 m = 0,032 m

Dimana:

Dt = diameter tangki


L = panjang blade pada turbin

W = lebar blade pada turbin

J = lebar baffle





Viskositas slurry pada 60oC didekati melalui persamaan berikut

- (Perry,1997)

C = 1

Qs = = 0,0244

–

μc = 0,5589 cP = 0,00055 kg/m s

Bilangan Reynold,

NRe = = = 1.721,446

(Geankoplis, 2003)

Berdasarkan fig 3.4-5 Geankoplis (2003), untuk flat six blade turbine (kurva

1) dan NRe = 1.721,446, maka diperoleh Np = 5

P = 5 (3,3)3.(0,388)5.(1.237,739)

= 2.029,879 W = 2,722 hp



Daya motor penggerak = 2,722 hp / 0,8 = 3,403 hp

Maka dipilih daya motor dengan tenaga 3 1/2 hp.

g. Menghitung Jaket Pemanas

Jumlah steam (130oC) = 699,267 kg/jam

Densitas steam = 5,16 kg/m3

Laju alir steam (Qs) = = 135,517 m3/jam

Diameter dalam jaket (d) = diameter dalam + (2 x tebal dinding )

= (45,892) + 2 (0,131)

= 46,153 in

= 1,172 m

Tinggi jaket = tinggi reaktor = 1,748 m

Asumsi tebal jaket = 5 in

Diameter luar jaket (D) = 46,153 in + ( 2 x 5 )in

= 56,153 in

= 1,426 m

Luas yang dilalui steam ( A )

A = 4π

= 4π

(1,4262 – 1,1722) = 0,519 m2

Kecepatan superficial steam ( v )

v =

Tebal dinding jaket ( tj )

Bahan Stainless Steel Plate tipe SA-340

PHidrostatis = ρ x g x h

= 5,16 kg/m3 x 9,8 m/s2 x 1,748 m

= 0,103 kPa = 0,0149 psia

Pdesign = 1,2 x (0,0149 psia + 14,696 psia) = 17,653


-

-

Dipilih tebal jaket standar = 1/4 in

L.C.7 Tangki Pengendapan (V-107)

Fungsi : Untuk tempat mengendapkan PHB

Jenis : Silinder tegak dengan alas datar dan tutup datar




Tekanan = 1 atm

Laju massa campuran = 51.435,804 kg/jam




Jumlah = 2 unit

Perhitungan

c. Volume bahan,

Vl = 3kg/m 1.063,4511hari x jam/hari 24 x kg/jam 51.435,804

= 1.160,805 m3


Volume tiap tangki, Vt = 0,5(1 + 0,2) x 1.160,805 m3

= 696,483 m3

d. Diameter dan tinggi Tangki

Volume shell tangki (Vs);

HπDiVs 241=

Direncanakan : - diameter silinder : tinggi tangki; Ds : Hs = 1 : 1


Volume shell tangki (Vs) :

HπDsVs 241=

341 πDsVs =

Ds = 9,609 m

H = 9,609 m

e. Diameter dan tinggi tutup


f. Tebal shell tangki

P6,0SEP.Rt−

= + n.c (Brownell,1959)

di mana:


P = tekanan desain (psi)

R = jari-jari dalam tangki (in)

S = allowable stress = 94500 kPa (Timmerhaus, 2004)

E = joint efficiency = 0,85 (Timmerhaus, 2004)

C = faktor korosi = 0,125 in/tahun (Brownell,1959)


Tinggi cairan dalam tangki = 696,483

580,403 x 9,609 m = 8,007 m



= 1.063,451 kg/m3 x 9,8 m/s2 x 8,007 m

= 83,453 kPa = 12,264 psia



Tebal shell tangki:

-

-







L.C.8 Tangki Penampung Kloroform Bekas (V-108)

Fungsi : Penampung kloroform (CHCl3) keluaran Vaporizer.

Jenis : Silinder tegak dengan alas datar dan tutup ellipsoidal





Laju massa Kloroform = 13.830,75 kg/jam

Densitas Kloroform = 1480 kg/m3



Jumlah = 1 unit

Perhitungan

g. Volume bahan,

Vl = 3kg/m 1480hari 1 x jam/hari 24 x kg/jam 13.830,75

= 224,282 m3



= 269,139 m3

h. Diameter dan tinggi Tangki


Vs = Asumsi: Ds : Hs = 4: 5 3D

165V sxs π=




- Volume tangki (V)

Vt = Vs + Ve

3D4817V sxπ=

33 D4817m 269,139 sxπ=

Ds = 7,438 m = 292,816 in

Hs = 9,297 m



Tinggi head, He = 41 x DS = 1,859 m



-

(Perry,1997)

di mana:










Tinggi larutan dalam tangki = m 11,156 x m 269,139m 224,282

3

3

= 9,297 meter




= 1480 kg/m3 x 9,8 m/s2 x 9,297 m

= 134,843 kPa = 19,816 psia



Tebal shell tangki:

-

-






L.C.9 Gudang Produk PHB (V-109)

Fungsi : Tempat penyimpanan PHB selama 7 hari

Bentuk : Prisma segi empat beraturan

Bahan konstruksi : Beton

Kondisi penyimpanan : Temperatur = 30 0C

Tekanan = 1 atm

Tabel LC.3 Komposisi bahan masuk ke gudang produk

Bahan Laju alir (kg/ jam) ρ (kg/m3) Volume (m3/jam)

PHB 568,182 1.200 0,473

Non-PHB 11,595 1.110 0,010

Jumlah 579,777 0,484

Produk = 579,777 kg/jam

= 579,777 kg/jam × 24 jam/hari × 7 hari

= 97.402,536 kg


Volume Produk = kg/m3 1.198,057

kg 97.402,536 = 81,300 m3

Faktor kelonggaran = 100 %

Volume gudang = 2 × 81,300 m3

= 162,600 m3

Gudang direncanakan berukuran : panjang (p) = lebar (l) = 1,5 x tinggi (t)

Volume gudang (V) = p × l × t

= 1,5t × 1,5t × t

= 2,25 t3

Tinggi gudang (t) = 3 V

= 325,2600,162

= 4,165 m

Panjang gudang (p) = lebar gudang (l) = 1,5 x Tinggi gudang (t) = 6,248 m

L.C.10 Fermentor (R-101)

Fungsi : Tempat terjadi reaksi sintesis glukosa menjadi PHB

Bentuk : Silinder tegak dengan alas datar tanpa tutup

Bahan konstruksi: Carbon Steel SA-283 grade C


Kondisi operasi : -Temperatur = 34°C

- Tekanan = 1 atm = 14,696 psia

Laju massa masuk = 96.309,299 kg/jam


Jumlah = 50 unit

Tabel LC.4 Komposisi bahan masuk ke fermentor


Udara 0,895 0.00116 771,552


A. Eutrophus 662,216 1.200 0,55185 Na2HPO4 160,824 1.000 0,16082 KH2PO4 122,983 2.338 0.0526 MgSO4 7H2O 113,523 1.680 0,06757 C6H12O6 1.892,298 1.540 1,22876 FeCl3 9,176 2.898 0,00317 CaCl 7,379 2.150 0,00343 CuSO4 0,147 3.603 4,1E-05 CoCl2 0,112 3.356 3,3E-05 NiCl2 0,111 3.550 3,1E-05 CrCl2 0,023 2.900 7,9E-06 KOH 90,061 2.044 0,04406 (NH4)2SO4 378,409 1.679 0,22538 H2O 92.872,037 1.000 92,872 Jumlah 96.309,299 95,209

Densitas campuran umpan masuk ke dalam fermentor

ρ Camp = = = 1.011,548 kg/m3



Perhitungan :

a. Volume bahan,

Vl =

= 1,904 m3


Volume tiap tangki, Vt = [(1 + 0,2) x 1,904 m3}

= 2,285 m3







- Volume tangki (V)

Vt = Vs + Ve

Ds = 0,538 m = 21,191 in

Hs = 0,807 m




x DS = 0,135 m



-

(Perry, 1997)

di mana:














= 1.011,567 kg/m3 x 9,8 m/s2 x 0,785 m

= 7,781 kPa = 1,143 psia



Tebal shell tangki:

-

-


Maka tebal shell standar yang digunakan = 1/2 in (Geankoplis, 2003)

e. Perancangan Sistem Pengaduk

Jenis pengaduk : paddle daun dua, tiga tingkat

Untuk impeller bertingkat (Walas,1990), diperoleh :

W/Dt = 1/12 ; W = 1/12 x 0,538 m = 0,045 m

0,3 ≤ Da/Dt ≤ 0,6 untuk Da/Dt = 0,3 ; Da = 0,3 x 0,538 m = 0,161 m

l/Da = 1/8 ; l = 1/8 x 0,161 m = 0,020 m

Sbottom / H= 2/12 ; Sbottom= 2/12 x 0,785 = 0,130 m

Smid / H= 5/12 ; Smid= 5/12 x 0,785 = 0,327 m

Stop /H = 8/12 ; Stop= 8/12 x 0,785= 0,523 m

Dimana:

Dt = Diameter tangki


l = Lebar impeller

S = Jarak antar impeller

W = Lebar baffle

H = Tinggi Larutan






Viskositas slurry pada 30oC didekati melalui persamaan berikut:

- (Perry, 1997)

C = 1

Qs = = 0,007

–

μc = 0,545 cP = 0,000545 kg/m s

Bilangan Reynold,

NRe = = = 16.129,958


(Geankoplis, 2003)

Berdasarkan fig 10.5c Walas (1990), untuk two blade paddle, four baffles

(kurva 10) dan NRe = 16.129,958, maka diperoleh Np = 3

P = 3 .(0,33)3.(0,161)5.(1102,1) 2

= 0,0246 W = 3,3E-05 hp


Daya motor penggerak = 3,3E-05 hp / 0,8 = 4,1E-05 hp

Maka dipilih daya motor dengan tenaga 1/4 hp.

f. Menghitung Jaket Pemanas

Jumlah air pemanas (90oC) = 21.983,778 kg/jam

Jumlah air pemanas/unit = 21.983,778 kg/jam/50 unit = 439,675 kg/jam

Densitas air pemanas = 965,34 kg/m3

Laju alir air pemanas (Qw) = = 0,455 m3/jam

Diameter dalam jaket (d) = diameter dalam + (2 x tebal dinding )

= (21,191) + 2 (0,126)

= 21,442 in

= 0,545 m


Tinggi jaket = tinggi reaktor = 0,942 m

Asumsi tebal jaket = 5 in

Diameter luar jaket (D) = 21,442 in + ( 2 x 5 )in

= 31,443 in

= 0,798 m

Luas yang dilalui steam ( A )

A = 4π

= 4π

(0,7982 – 0,5452) = 0,268 m2

Kecepatan air pendingin ( v )

v =

Tebal dinding jaket ( tj )

Bahan Stainless Steel Plate tipe SA-340

PHidrostatis = ρ x g x h

= 965,34 kg/m3 x 9,8 m/s2 x 0,807 m

= 7,638 kPa = 1,108 psia

Pdesign = 1,2 x (1,108 psia + 14,696 psia) = 18,964 psia

-

-

Dipilih tebal jaket standar = 1/4 in

L.C.11 Pompa Bahan CHCl3 (E-101)


Fungsi : memompa CHCl3 ke tangki ekstraksi (V-106)

Jenis : Pompa sentrifugal

Bahan Konstruksi : commercial steel

Jumlah : 1 unit


Laju massa CHCl3 = 13.830,748 kg/jam = 8,467 lbm/s

Densitas CHCl3 = 1480 kg/m3 = 92,393 lbm/ft3

Viskositas CHCl3 = 0,5 cp = 0,00037 lbm/ft.s

Laju alir volumetrik,

Q = 9,345 m3/jam = 0,092 ft3/s

Desain pompa:

Di,opt = 3,9 (Q)0,45(ρ)0,13 (Geankoplis, 2003)

= 3,9 (0,092 ft3/s)0,45(92,393 lbm/ft3)0,13

= 2,396 in

Dari Tabel A.5-1 Geankoplis (2003), dipilih pipa dengan spesifikasi:

Ukuran nominal : 2 1/2 in

Schedule number : 40

Diameter Dalam (ID) : 2,469 in = 0,206 ft = 0,062 m

Diameter Luar (OD) : 2,857 in = 0,239 ft

Inside sectional area : 0,033 ft2

Kecepatan linier, v = = = 2,759 ft/s

Bilangan Reynold:

NRe =

=

= 141.903,967

Friction loss:

1 Sharp edge entrance: hc =0,55 -


= 0,55 (1-0)

= 0,0651 ft.lbf/lbm

2 elbow 90° : hf = n.Kf. =2 (0,75) = 0,1775 ft.lbf/lbm

1 check valve: hf = n.Kf. = 1 (2) = 0,2366 ft.lbf/lbm

Pipa lurus 20 ft: Ff = 4f = 4 (0,01068)

= 0,221 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit: hex = - = (1-0)

= 0,1183 ft.lbf/lbm

Total friction loss : ∑ F = 0,8184 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli:

- - - Σ F + Ws =0

(Geankoplis,2003)

dimana: v1 = v2

tinggi pemompaan ∆Z = 45 ft

maka:

Ws = 45,818 ft.lbf/lbm

Efisiensi pompa, η= 80 %

Ws = η × Wp

45,818 = 0,8 × Wp

Wp = 57,273 ft.lbf/lbm

Daya pompa: P = m × Wp

= 8,467 lbm / s x 57,273 ft.lbf/lbm

= 12,1236 ft. lbf/s .

= 0,881 hp


Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 hp.

L.C.12 Pompa Campuran Hasil Fermentasi (E-102)

Fungsi : memompa campuran hasil fermentasi ke disk centrifuge

(CF-101)

Jenis : Pompa slurry


Jumlah : 10 unit


Laju massa campuran = 9.637,090 kg/jam = 5,900 lbm/s

Densitas campuran = 1011,55 kg/m3 = 63,132 lbm/ft3

Viskositas campuran = 0,8007 cp = 0,00053 lbm/ft.s


Q = 9,527 m3/jam = 0,0934 ft3/s

Desain pompa:


= 3,9 (0,0934 ft3/s)0,45(63,132 lbm/ft3)0,13

= 2,300 in








Bilangan Reynold:

NRe =

=

= 67.918,433


Friction loss:


= 0,55 (1-0)

= 0,1352 ft.lbf/lbm

1 elbow 90° : hf = n.Kf. = 1 (0,75) = 0,092 ft.lbf/lbm


Pipa lurus 20 ft: Ff = 4f = 4 (0,0048)

= 0,2295 ft.lbf/lbm


= 0,1229 ft.lbf/lbm Total friction loss : ∑ F = 0,8260 ft.lbf/lbm


- - - Σ F + Ws =0

(Geankoplis,2003)

dimana: v1 = v2


maka:



Ws = η × Wp

45,8260 = 0,8 × Wp



= 5,900 lbm / s x 57,282 ft.lbf/lbm

= 337,969 ft. lbf/s .


= 0,6144 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor 3/4 hp.

L.C.13 Pompa Campuran Air dan Biomassa (E-103)

Fungsi : memompa campuran ke disk centrifuge (CF-102)



Jumlah : 1 unit


Laju massa campuran = 19.453,065 kg/jam = 11,909 lbm/s

Densitas campuran = 1.005,816 kg/m3 = 62,774 lbm/ft3

Viskositas campuran = 0,8 cp = 0,00053 lbm/ft.s


Q = 19,341 m3/jam = 0,189 ft3/s

Desain pompa:


= 3,9 (0,189 ft3/s)0,45(62,774 lbm/ft3)0,13

= 3,161 in





Diameter Luar (OD) : 4 in = 0,333 ft



Bilangan Reynold:

NRe =

=

= 95.348,753

Friction loss:



= 0,55 (1-0)

= 0,1303 ft.lbf/lbm



Pipa lurus 20 ft: Ff = 4f = 4 (0,005)

= 0,160 ft.lbf/lbm


= 0,1185 ft.lbf/lbm



- - - Σ F + Ws =0

(Geankoplis,2003)

dimana: v1 = v2


maka:



Ws = η × Wp

45,7351 = 0,8 × Wp



= 11,909 lbm / s x 57,1689 ft.lbf/lbm


= 680,859 ft. lbf/s .

= 1,238 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 1/2 hp.

L.C.14 Pompa Larutan PHB (E-104)

Fungsi : memompa larutan PHB ke disk centrifuge (CF-103)



Jumlah : 1 unit


Laju massa larutan = 23.938,731 kg/jam = 14,656 lbm/s

Densitas larutan = 1237,739 kg/m3 = 77,249 lbm/ft3

Viskositas larutan = 0,558 cp = 0,000375 lbm/ft.s


Q = 19,340 m3/jam = 0,189 ft3/s

Desain pompa:


= 3,9 (0,189 ft3/s)0,45(77,249 lbm/ft3)0,13

= 3,248 in








Bilangan Reynold:

NRe =

=


= 167.951,412

Friction loss:


= 0,55 (1-0)

= 0,1303 ft.lbf/lbm



Pipa lurus 20 ft: Ff = 4f = 4 (0,0077)

= 0,247 ft.lbf/lbm


= 0,1185 ft.lbf/lbm



- - - Σ F + Ws =0

(Geankoplis,2003)

dimana: v1 = v2


maka:



Ws = η × Wp

45,82173 = 0,8 × Wp




= 14,655 lbm / s x 57,1689 ft.lbf/lbm

= 839,443 ft. lbf/s .

= 1,526 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 3/4 hp.

L.C.15 Pompa Air Panas (E-105)

Fungsi : memompa air panas ke tangki pengendapan (V-107)



Jumlah : 1 unit


Laju massa air = 27.661,496 kg/jam = 16,9349 lbm/s

Densitas air = 965,34 kg/m3 = 60,248 lbm/ft3

Viskositas air = 0,3165 cp = 0,00021 lbm/ft.s


Q = 28,65 m3/jam = 0,281 ft3/s

Desain pompa:


= 3,9 (0,281 ft3/s)0,45(60,248 lbm/ft3)0,13

= 3,257 in




Diameter Dalam (ID) : 3,548 in = 0, 2956 ft = 0,090 m




Bilangan Reynold:

NRe =


=

= 342.703,800

Friction loss:


= 0,55 (1-0)

= 0,2861 ft.lbf/lbm



Pipa lurus 20 ft: Ff = 4f = 4 (0,0048)

= 0,3378 ft.lbf/lbm


= 0,2601 ft.lbf/lbm



- - - Σ F + Ws =0

(Geankoplis,2003)

dimana: v1 = v2


maka:



Ws = η × Wp


46,794 = 0,8 × Wp



= 16,934 lbm / s x 58,493 ft.lbf/lbm

= 990,585 ft. lbf/s .

= 1,801 hp


L.C.16 Pompa Larutan Air dan Kloroform (E-106)

Fungsi : memompa larutan ke vaporizer (VE-101)



Jumlah : 1 unit


Laju massa larutan = 12.711,048 kg/jam = 7,782 lbm/s

Densitas larutan = 1.096,759 kg/m3 = 68,450 lbm/ft3

Viskositas larutan = 0,8007 cp = 0,00053 lbm/ft.s


Q = 11,589 m3/jam = 0,11368 ft3/s

Desain pompa:


= 3,9 (0,11368 ft3/s)0,45(68,450 lbm/ft3)0,13

= 2,539 in


Ukuran nominal : 3 in


Diameter Dalam (ID) : 3,068 in = 0, 255 ft = 0,078 m




Bilangan Reynold:


NRe =

=

= 80.687,842

Friction loss:


= 0,55 (1-0)

= 0,105 ft.lbf/lbm



Pipa lurus 20 ft: Ff = 4f = 4 (0,0048)

= 0,149 ft.lbf/lbm


= 0,0954 ft.lbf/lbm



- - - Σ F + Ws =0

(Geankoplis,2003)

dimana: v1 = v2


maka:




Ws = η × Wp

45,683 = 0,8 × Wp



= 7,781 lbm / s x 57,1049 ft.lbf/lbm

= 444,389 ft. lbf/s .

= 0,807 hp


L.C.17 Vaporizer (VE-101)

Fungsi : menguapkan kloroform dari air

Jenis : tangki dengan tutup dan alas ellipsoidal

Bahan : carbon steel SA-283 grade C

Kondisi operasi

T : 80oC

P : 1 atm

Tabel LC.5 Komposisi bahan masuk ke vaporizer (VE-101)

Komponen F (kg/ jam) ρ (kg/m3)

CHCl3 13.830,748 1.375,343

H2O 37.025,278 978,812

Σ 50.856,026

Volume total umpan masuk,

Q = jamm3

812,978278,025.37

343,375.113.830,748

+

= 47,883 m3/jam

Densitas campuran,

ρ = 883,47

026,856.50 = 1.062,090 kg/m3 = 66,286 lbm/ft3

Faktor kelonggaran = 20%

Ukuran Tangki,


Volume tangki = (laju volumetrik) (1,2)

= (47,883) (1,2)

= 57,459 m3

Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (Hs : D) = 1 : 1

Volume silinder (Vs) = 4π D2Hs =

4π D3

Tutup dan alas tangki berbentuk ellipsoidal dengan rasio axis major terhadap

minor adalah 2 : 1, sehingga

Tinggi head (Hh) = 61 D ................................. (hal. 80, Brownell dan Young. 1959)

Volume 2 tutup ellipsoidal (Vh) = 4π D2Hh

2 = 4π D2

D

61 2 =

12π D3

Vt = Vs + Vh

Vt =

+

33

124DD ππ (hal. 80, Brownell dan Young. 1959)

Vt = 3

124 Dπ

Diameter tangki (D) = 3

412πVt

= 3

4)8057,3)(12(

π = 3,799 m = 149,584 in

Tinggi silinder (Hs) = D = 3,799 m

Tinggi tutup ellipsoidal (Hh) = (1/6) (D)

= (1/6) (3,799)

= 0,633 m

Tinggi tangki (HT) = Hs + (2Hh)

= 3,799 + [(2) (0,633)]

= 5,066 m

Tinggi cairan dalam tangki,

Tekanan Desain,


Volume cairan = 47,883 m3

Tinggi tangki = 5,066 m

Tinggi Cairan dalam tangki = tangkiVolume

tangki)(Tinggi tangki)dalamcairan (Volume


= )459,57(

)066,5)(883,47( = 4,222 m

Phidrostatis = ρgh

= (1.062,090 kg/m3) (9,8 m/s2) (4,222 m)

= 43,940 kPa

Faktor keamanan = 20%

Pdesign = (1,2) (101,325 + 43,940)

= 174,318 kPa

= 25,289 psi

• Efisiensi sambungan (E) = 0,85 (Timmerhaus, dkk. 2004)

Tebal Dinding Tangki (Bagian Silinder),

• Allowable working stress (S) = 12.560 lb/in2 (Brownell dan Young. 1959)

• Faktor korosi (C) = 0,042 in/tahun

• Umur alat direncanakan (A) = 10 tahun

Tebal silinder (d) =PSE

PR6,0−

+(CA) ........................... (Timmerhaus, dkk. 2004)

Dengan,

d = tebal dinding tangki bagian silinder (in)

P = tekanan desain (psi)

R = jari-jari dalam tangki (in) = ½ D

S = stress yang diizinkan

E = efisiensi pengelasan

d = ) 25,2896,0()85,0560.12(

) 584,49121( ) 25,289(

x

x

−⋅ + (0,042 . 10) = 0,567 in

Dipilih tebal silinder standar 3/4 in.

• Efisiensi sambungan (E) = 0,85 (Timmerhaus, dkk. 2004)

Tebal Dinding Head (Tutup tangki),

• Allowable working stress (S) = 12.560 lb/in2 (Brownell dan Young. 1959)

• Faktor korosi (C) = 0,042 in/tahun

• Umur alat direncanakan (A) = 10 tahun


Tebal head (dh) =PSE

DiP2,02 −

⋅ + (CA) ............... (hal.537, Timmerhaus, dkk.2004)

dh = ) 25,2892,0()85,0560.122(

)584,149( ) 25,289(x−⋅⋅

+ (0,042 . 10) = 0,597 in

Dipilih tebal head standar 3/4 in.

=kDhc

Koil Pemanas,

0,87 32

2

µρNL 3

1

k

Cpµ14,0

⋅wµµ

............................................ (Kern. 1950)

Direncanakan,

Koil berupa tube dengan OD = 11/2 in (0,125 ft)

Diameter lingkar koil (Dk) = 59,05511 in (4,9212 ft)

Dimana,

Diameter pengaduk (L) = 1,266 m (4,921 ft)

Diameter dalam tangki (D) = 3,799 m (12,465 ft)

Putara pengaduk (N) = 1 rps = 3.600 rph

Densitas campuran (ρ) = 66,286 lbm/ft3

Viskositas campuran (μ) = 0,8 Cp

= 1,935 lbm/ft,jam

Konduktivitas termal (k) = 0,3743390 btu/jam.ft.oF

Kapasitas panas (Cp) = 1,02 btu/lbm.oF

Beban panas (Q) = 4.942.233,547 kJ/jam

Jumlah steam (1300C) = 2.273,650 kg/jam

Tcampuran di luar koil = 80oC = 140oF

Tsteam di dalam koil = 130oC = 266oF

Perbedaan temperatur = 266oF – 140oF = 126oF

Rej = =µρNL2

935,1)286,66)(3600()921,4( 2

= 197.742,842

Estimasi harga j dari Figure 20.2 (Hal. 718, Kern. 1950) diperoleh j = 1780

0 =

31

3743390,0)935,1)(02,1(

= 1,740


14,0

wµµ

= 1,0002042

hc = jDk

31

⋅

kCp µ 14,0

wµµ

= (1780)

799,3

3743390,0 (1,741) (1,0002042)

= 305,328 Untuk steam : hoi = 1.500

Rd = 0,001 (Appendix Tabel 12, Hal. 845, Kern. 1950)

Maka,

hd = dR

1 = 001,01 = 1.000

Uc = )()()()(

oic

oic

hhhh

+⋅ =

)500.1()328,305()500.1)(328,305(

+ = 253,689 Fft

jambtu 02⋅⋅

Ud = )()()()(

dc

dc

hUhU

+⋅ =

)000.1()253,689()000.1)(253,689(

+ = 202,354

Maka,

Luas permukaan perpindahan panas (A),

A = TU

Qs

D ∆⋅ =

)162)(354,202()547,233.942.4( = 193,838 ft2

Nilai surface per lin ft,ft2 pada OD tube 11/2 in 12 BWG (a’ = 0,3925 ft/ft2)

diperoleh dari Appendix Tabel 10 (Hal. 843, Kern. 1950).

Luas permukaan lilitan koil (Ak) = πDka’

= 6,070 ft2

Jumlah lilitan koil (n) = A/Ak

= 31,930 = 32 lilitan

Jarak antar lilitan koil (j) = 2Dtube

= 0,25 ft

Panjang pipa koil (l) = (nπDk) – [(1/2)πj(n-1)2]

= 117,402 ft

Tinggi koil dari dasar tangki = [(n+1) Dtube ] + (nj)

= 16,25 ft

L.C.18 Conveyor Slurry Biomassa (SC-101)


Fungsi : mengangkut produk PHB yang masih berupa lumpur menuju

Spray Dryer (SPD-101)

Jenis : Screw conveyor

Bahan Konstruksi : carbon steel

Jumlah : 1 unit


Tekanan = 1 atm

Laju alir : 591,609 kg/jam

Faktor kelonggaran : 20%

Kapasitas total conveyor = 1,2 × Laju massa komponen

= 1,2 × 591,609 kg/jam

= 709,931 kg/jam = 1.565,448 lbm/jam

Densitas Campuran = 1.193,330 kg/m3 = 74,477 lb/cuft

Untuk conveyor dengan kapasitas operasi, dipilih spesifikasi :

- Panjang ( L ) = 40 ft

- Tinggi ( Z ) = 6 ft

- Lebar = 14 in

- Putaran Maksimal = 45 rpm (Walas,1990)

- Kapasitas Maksimal = 950 ft3/jam

- Efisiensi daya ( η ) = 85%

Perhitungan daya:

P = {(S x ω + 0.7 x Q x 60) x 100 + (0.51 x Z x m)}/106 (Walas,1990)

dengan : S = bearing factor = 350

ω = Rpm conveyor

Q = Laju alir volumetrik (ft3/jam)

Z = tinggi conveyor (ft)

m = massa bahan baku (lbm/jam)

Q = 1.565,448 lbm/jam / 74,477 lbm/ ft3

= 21,009 ft3/jam

Dipakai 1 unit conveyor maka laju alir volumetrik larutan PHB yang diangkut

oleh conveyor = 21,009 ft3/jam


ω =

= 21,009 ft3/jam x 45 rpm / 950 ft3/jam

= 0,995 ≈ 1 rpm

Maka : P = [(350 x 1 rpm + 0,7 x 21,009 ft3/jam x 60) x 100 + {0,51

x 12 ft x (1.565,448 lbm/jam / 2)}] /106

= 0,752 hp

Pa (Daya aktual) = P / η = 0,752 Hp / 0,85 = 0,885 hp

Digunakan daya standar 1 hp.

L.C.19 Kompressor (C-101)

Fungsi : Menaikkan tekanan udara sebelum dimasukkan ke fermentor (R–101).

Jenis : multistage reciprocating compressor

Jumlah :1 unit

−

×=

−−

1qP1).-(k103,03hp

/)1(

1

2fm1

5

i

kk

PPk

η (Timmerhaus,1991)

dimana: qfm i = laju alir (ft3/menit)

P1 = tekanan masuk = 1 atm = 2.112,155 lbf/ft2

P2 = tekanan keluar = 5 atm = 10.560,78 lbf/ft2

k = rasio panas spesifik = 1,4

η = efisiensi kompresor = 75 %

Data:

Laju alir massa = 0,895 kg/jam

ρudara= 0,0012 kg/m3 = 0,0026 lbm/ft3

Laju alir volum (qfm i) = /jamm551,717kg/m 0,0012

kg/jam 0,895 33 =

= 7,570 ft3/detik

−

×

×−××

=−−

110.560,782.112,155/mnt)ft (79,845)lbf/ft (2.112,155

0,751)(1,44,1103,03hp

4,1/)14,1(32

5

= 0,181 hp.


Jika efisiensi motor adalah 75 %, maka :

P = hp 242,075,0

0,181=

P = ¼ hp

Diameter pipa ekonomis (De) dihitung dengan persamaan :

De =3,9(Q)0,45( ρ )0,13 (Timmerhaus,1991)

= 3,9 (7,570 ft3/detik)0,45(0,0026 lbm/ft3) 0,13

= 4,463 in

Dipilih material pipa commercial steel 5 inci Sch 40 :

Diameter dalam (ID) = 5,047 in = 0,420 ft

Diameter luar (OD) = 5,563 in = 0,463 ft

Luas penampang (A) = 0,1390 ft2 (Geankoplis, 1983)

L.C.20 Disk Centrifuge (CF-101)

Fungsi : memisahkan kultur medium sisa dari biomassa

Jenis : Nozzel discharge centrifuge

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-285 grade C

Jumlah : 1 unit



Tabel LC.6 Komposisi bahan masuk ke Disk Centrifuge (CF-101)


PHB 568,182 1200 0,473

Non-PHB 179,426 1110 0,161

Air Pengotor 95.561,438 995,68 95,561

Jumlah 96.309,049 96,196

ρ Camp = = = 1001,169 kg/m3

sg campuran = 1,107

Perhitungan :

Q = 96,196 m3/jam

= 26,492 l/s


= 349,654 gal/min

Spesifikasi dari Tabel 18-12 (Bab 18, Hal. 112, Perry. 1997).

Untuk harga Q (gal/min), diperoleh :

Tipe yang sesuai : Nozzel Discharge

Bowl Diameter = 30 in

Kecepatan = 3300 rpm

G/g = 4600

Menggunakan gambar 18-140 (Bab 18, Hal. 112, Perry. 1997), diperoleh:

v = 500 ft/s

= 0,000559 N2 rp (Perry, 1997)

rp = 0,755 m

Daya centrifuge :

P = 5,984 . 10-10 .sg . Q. ( N. rp)2 (Perry,1997)

Dimana:

sg = spesific gravity campuran

Q = Laju alir volumetrik ( l/s)

N = Laju putar rotor (rpm)

rp = radius bucket (m)

Diameter bucket = 30 in

Radius bucket (rp) = 0,755 m

Laju putar rotor (N) = 3300 rpm

P = 5,984 . 10-10.( 1,107). (22,2593) .( 3300. 0,755)2

= 1,440 hp

Maka dipilih centrifuge dengan daya 1 1/4 hp.


Fungsi : memisahkan air pencuci dari biomassa



Jumlah : 1 unit






PHB 568,182 1200 0,473

Non-PHB 179,426 1110 0,161

Air 18.705,457 995,68 18,799

Jumlah 19.453,065 19,434

ρ Camp = = = 1000,951 kg/m3

sg campuran = 1,107

Perhitungan :

Q = 19,434 m3/jam

= 5,398 l/s

= 71,251 gal/min






G/g = 4600


v = 500 ft/s

= 0,000559 N2 rp (Perry, 1997)

rp = 0,755 m

Daya centrifuge :

P = 5,984 . 10-10 .sg . Q. ( N. rp)2 (Perry,1997)

Dimana:









P = 5,984 . 10-10.( 1,107). (5,398) .( 3300. 0,755)2

= 0,293 hp

Maka dipilih centrifuge dengan daya 1/2 hp.


Fungsi : memisahkan larutan CHCl3 dari biomassa



Jumlah : 1 unit





PHB 568,182 1200 0,473

Non-PHB 179,426 1110 0,161

CHCl3 13.830,748 1370 10,095

Air 9.360,357 995,68 9,407

Jumlah 23.945,564 20,138

ρ Camp = = = 1.188,736 kg/m3

sg campuran = 1,107


Perhitungan :

Q = 20,138 m3/jam

= 5,594 l/s

= 73,830 gal/min






G/g = 4600


v = 500 ft/s

= 0,000559 N2 rp (Perry, 1997)

rp = 0,755 m

Daya centrifuge :

P = 5,984 . 10-10 .sg . Q. ( N. rp)2 (Perry,1997)

Dimana:








P = 5,984 . 10-10.( 1,107). (5,594) .( 3300. 0,755)2

= 0,304 hp

Maka dipilih centrifuge dengan daya 1/2 hp.

L.C.23 Dekanter (DC-101)


Fungsi : memisahkan kloroform (CHCl3) dan air dari PHB

Bentuk : Cylindrical - Conical

Jenis : Decanter Centrifuges (solid bowl centrifuge)

Bahan konstruksi : carbon steel SA-285 grade C

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi:

Temperatur = 30°C

Tekanan = 1 atm

Tabel LC.9 Komposisi bahan masuk ke Dekanter (DC-101)


PHB 568,182 1200 0,473

Non-PHB 11,595 1110 0,010

CHCl3 13.830,748 1370 10,095

Air 37.025,278 995,68 37,211

Jumlah 50.435,803 47,790

ρ Camp = = = 1.076,272 kg/m3

sg campuran = 1,107

Perhitungan :


Gambar LC.1 Prototipe Decanter Centrifuges (solid bowl centrifuge)

Desain Silinder Dekanter

Volume cairan = 1000

/803,025.37/ 1480

/ 13.830,7483

jamkgmkg

jamkg+

= 46,370 m3

Volume Padatan = 1110

/595,11/ 1200/ 568,182

3

jamkgmkg

jamkg+

= 0,483 m3

Berdasarkan spesifikasi dari Tabel 18-12 (Bab 18, Hal. 112, Perry. 1997), diperoleh:

Untuk umpan masuk solids = 0,5 – 1,5 ton/jam dan liquid = hingga 70 gal/menit

Tipe : Helical Conveyor

Bowl Diameter : 14 in

Kecepatan : 4.000 rpm

Daya Motor : 20 hp


L.C.24 Spray Dryer (SPD-101)

Fungsi : Menguapkan H2O yang masih terikut pada produk PHB yang keluar dari

conveyor yang merupakan produk akhir

Jenis : Co-Current with Rotary Atomizer (FSD-4) Beban panas = 70.050,203 kJ/jam = 66.398,297 btu/jam Jumlah steam yang dibutuhkan = 32,226 kg/jam Jumlah campuran umpan = 591.609 kg/jam

Densitas campuran umpan = 1.193,344 kg/m3

= 421,522 kg/ft3

Volume campuran umpan = 3kg/ft 421,522kg/jam 591,609

= 1,403 ft3

Perhitungan volume Spray Dryer,

Faktor kelonggaran = 8 % (Schweitzer,1979)

Volume spray dryer = 1,403 ft3 × 1,08

= 1,516 ft3

Perhitungan luas permukaan spray dryer,

Temperatur saturated steam = 130 0C = 266 0F Temperatur umpan masuk spray dryer = 30 0C = 86 0F

Temperatur umpan keluar spray dryer = 120 0C = 248 0F

Ud = 110 btu/jam.0F.ft2 (Perry dan Green,1999)

LMTD = ( ) ( )

−−

−−−

86266248662ln

86266248266

= 70,355 0F

Luas permukaan spray dryer, A = LMTDUdQ

×

= 355,07110

66.398,297×

= 290,116 ft2

Perhitungan waktu tinggal (retention time), θ

θ = S

sV ρ××075,0 (Schweitzer,1979)


Dimana : V = Volume spray dryer (ft3)

ρs = Densitas campuran umpan

S = Laju massa campuran umpan

Maka,

θ = 591,609

522,214 516,1075,0 ××

= 0,081 jam

= 4,86 menit

Desain spray dryer

s

tDstvKfQρρ

2m

3/2

D 98,10 ∆

= (Perry ,1999)

Dimana :

Q = Laju perpindahan panas (Btu/jam)

Kf = Konduktifitas panas (Btu/(h×ft2)(°F×ft)

V = Volume Dryer Chamber (ft3)

Δt = Selisih suhu (0 F)

Dm = Diameter maksimum (ft)

Ds = Diamater Nozzel

Ws = Laju alir umpan masuk (lb/h)

ρs = Densitas cairan (lbm/ft3)

ρt = Densitas udara keluar (lbm/ft3)

- Volume Dryer Chamber:

Hmmxm 2D41V π= Asumsi: Dm : Hm = 2: 3

3D83V mxm π=

3D83516,1 mxπ=

Dm = 0,863 m

Hm = 3/2 x 0,894 m

= 1,341 m


s

tDstvKfQρρ

2m

3/2

D 98,10 ∆

=

Dari persamaan di atas diperoleh harga Ds,

s

ttvKf

QDs

ρρ

∆=

3/2

2m

98,10

D

Ds =

872,40522,421180(1,684) 8898,10

(0,863) x 66.398,296

3/2

2

xx

Ds = 0,147 ft

Ds = 4,4 cm


Gambar LC-2. Prototipe Spray Dryer jenis Co (FSD-4)


LAMPIRAN D

PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN UTILITAS D.1 Screening (SC)

Fungsi : Menyaring partikel-partikel padat yang besar.

Jenis : Bar screen

Jumlah : 1

Bahan konstruksi : Stainless steel

Kondisi operasi:

- Temperatur = 300C

- Densitas air (ρ) = 995,68 kg/m3 (Geankoplis, 1997)

- Laju alir massa (F) = 64.000 kg/jam

- Laju alir volumetrik (Q) = = 0,01785 m3/s

(Dari tabel 5.1. Punmia & Ashok, Physical Chemical Treatment of Water and Wastewater, 1991) Ukuran bar: Lebar bar = 5 mm; Tebal bar = 20 mm; Bar clear spacing = 20 mm; Slope = 300

Direncanakan ukuran screening: Panjang screen = 2 m Lebar screen = 2 m Misalkan, jumlah bar = x Maka, 20x + 20 (x + 1) = 64.000 40x = 63.980 x = 1599,5 ≈ 1600 buah Luas bukaan (A2) = 20(1600 + 1) (64.000) = 2.049.280.000 mm2 = 2.049 m2 Untuk pemurnian air sungai menggunakan bar screen, diperkirakan Cd = 0,6 dan 30% screen tersumbat. Head loss (Δh) = = = 2,96.10-11 m dari air

64.000 kg/jam x 1 jam/3600 s 995,68 kg/m3

Q2 2 g Cd

2 A22

0,01785 2 2 x 9,8 x 0,62 x 2.049

2


20 mm

20 mm

2 m

2 m

Gambar LD – 1. Sketsa Sebagian Bar Screen (dilihat dari atas)

D.2 Bak Sedimentasi (BS) Fungsi : Untuk mengendapkan lumpur yang terikut dengan air.

Jumlah : 1

Jenis : Grift Chamber Sedimentation

Aliran : Horizontal sepanjang bak sedimentasi.

Bahan kontruksi : Beton kedap air

Kondisi operasi: - Temperatur = 300C

- Tekanan = 1 atm

- Laju alir massa (F) = 64.000 kg/jam

- Densitas air = 995,68 kg/m3 (Geankoplis, 1997)

- Laju alir volumetrik, Q = =

= 0,0179 m3/jam = 37,83 ft3/mnt

Desain Perancangan: Bak dibuat dua persegi panjang untuk desain efektif. (Kawamura, 1991)

Perhitungan ukuran tiap bak:

Kecepatan pengendapan 0,1 mm pasir adalah:

0υ = 1,57 ft/min atau 8 mm/s (Kawamura, 1991)

Desain diperkirakan menggunakan spesifikasi:

Kedalaman tangki = 15 ft

Lebar tangki = 1 ft 37,83 ft3/mnt

15 ft x 1 ft

F ρ

64000 kg/jam 995,68 kg/m3


Kecepatan aliran, v = = 2,52 ft/mnt

Desain panjang ideal bak : L = K

0υh v (Kawamura, 1991)

dengan : K = faktor keamanan = 1,25

h = kedalaman air efektif ( 10 – 16 ft); diambil 10 ft.

Maka : L = 1,25 × (15/1,57) × 2,52 = 30,12 ft

Diambil panjang bak = 31 ft

Uji desain: Waktu retensi, t = = = 8,19 menit Desain diterima, dimana t diizinkan 6 – 15 menit (Kawamura, 1991)

Surface loading : airmasukan permukaan luas

etriklaju volumAQ=

= = 9,13 gpm/ft2

Desain diterima, dimana surface loading diizinkan diantara 4 – 10 gpm/ft2 Headloss (∆h); bak menggunakan gate valve, full open (16 in) :

Δh = K =1,25

= 9,6.10-5ft

D.3 Klarifier (CL) Fungsi : Memisahkan endapan (flok-flok) yang terbentuk karena

penambahan alum dan soda abu.

Tipe : External Solid Recirculation Clarifier

Bentuk : Circular desain

Bahan konstruksi : Carbon steel SA – 283, Grade C

Kondisi operasi: Temperatur = 300C

Tekanan = 1 atm

Laju massa air (F1) = 64000 kg/jam Laju massa Al2(SO4)3 (F2) = 0,115 kg/jam (Perhitungan BAB VII) Laju massa Na2CO3 (F3) = 0,061 kg/jam (Perhitungan BAB VII)

Laju massa total, m = 64.000,176 kg/jam

Densitas Al2(SO4)3 = 2,71 gr/ml (Perry, 1997)

Densitas Na2CO3 = 2,533 gr/ml (Perry, 1997)

Va Q

(31 x 1 x 10) 37,83 ft3

3

(37,83 ft3/mnt)(7,481 gal/ft3) 1 ft x 31 ft

V2 2g

[(2,52 ft/mnt)(1 mnt/60 s)(0,3048 m/ft)]2 2 (9,8 m/s2)


Densitas air = 0,99568 gr/ml (Perry, 1997)

Reaksi koagulasi:

Al2(SO4)3 + 3 Na2CO3 + 3 H2O → 2 Al(OH)3 + 3 Na2SO4 + 3CO2

Perhitungan:

Dari Metcalf & Eddy, 1984, diperoleh:

Untuk clarifier tipe upflow (radial):

Kedalaman air = 3 – 5 m

Settling time = 1– 3 jam

Dipilih : Kedalaman air (H) = 1 m

Settling time = 1 jam

Diameter dan Tinggi Clarifier Densitas larutan,

ρ = 995,753 kg/m3

Volume cairan, V = = 64,28 m3

V = 1/4πD2H

D2 = =

D = 9,05 m

Maka, diameter clarifier = 9,05 m Tinggi clarifier = 1,5 × D = 13,57 m

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid = ρ× g × l = 995,753 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 1 m = 9,758 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 9,758 kPa + 101,325 kPa = 111,0832 kPa Faktor kelonggaran = 5% Maka, Pdesign = (1,05) × (111,0832) kPa = 116,637 kPa Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959) Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kPa (Brownell,1959)

Tebal shell tangki: t =

= = 0,0076 m = 0, 298 in

64000,176 kg/jam x 1 jam 995,753 kg/m3

4 V π H

4 x 64,28 3,14 x 3

PD 2SE – 1,2P (116,637 kPa)(1 m) (2)(87.218,714 kPa)(0,8) – 1,2(116,637 kPa)


Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,298in + 1/8 in = 0,423 in Tebal shell standar yang digunakan = 1/2 in (Brownell,1959)

Daya Clarifier P = 0,006D2 (Ulrich, 1984)

dimana: P = daya yang dibutuhkan, kW

Sehingga, P = 0,006 × (1)2 = 0,4913 kW = 0,659 hp Dipilih pompa dengan daya 3/4 hp

D.4 Sand Filter (SF) Fungsi : Menyaring partikel – partikel yang masih terbawa dalam

air yang keluar dari klarifier

Bentuk : silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal


Kondisi operasi :

Temperatur = 300C

Tekanan = 1 atm

Laju massa air (F1) = 64.000 kg/jam Densitas air = 995,753 kg/m3 (Geankoplis, 1997)


Sand filter dirancang untuk penampungan 1/4 jam operasi.

Sand filter dirancang untuk volume bahan penyaring 1/3 volume tangki

Perhitungan:

a. Volume tangki

Volume air, Va = = 16,069 m3

Volume tangki = 1,2 × 16,069 m3 = 19,283 m3

Volume total, Vt = (1 + 1/3) × 19,283 = 25,711 m3

b. Diameter dan tinggi tangki

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi, D : H = 3 : 4

V = ¼πD2H

= ¼πD2(4D/3)

= (πD3)/3

64.000 kg/jam x 0,25 jam 995,753 kg/m3


D = (3V/π)1/3

= (3 x 25,711 m3/3,14)1/3

= 2,906 m = 3 m

H = 4D/3 = 4 m

c. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki = 3 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tutup D : H = 4 : 1

Tinggi tutup = ×41 3 = 0,75 m

Tinggi tangki total = 4 + 2(0,75) = 5,5 m

d. Tebal shell dan tutup tangki

Tinggi penyaring = ×41 4 = 1 m

Tinggi cairan dalam tangki = x 4 m = 2,5 m P air = ρ × g × l = 995,723 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 2,5 m = 24394,202 Pa = 24,394 kpa Ppenyaring = ρ × g × l = 2089,5 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 1 m = 20.477,1 Pa = 20,477 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 24,394 kPa + 20,477 kPa + 101,325 kPa = 146,196 kPa Faktor kelonggaran = 5% Maka, Pdesign = (1,05) × (146,196 kPa) = 153,506 kPa Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959) Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kPa (Brownell,1959) Tebal shell tangki: t =

=

= 0,0032 m = 0,126 in

Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,126 in + 1/8 in = 0,25 in Tebal shell standar yang digunakan = 1/4 in

Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan

ditetapkan tebal tutup 1/4 in.

D.5 Tangki Penampungan – 01 (TU – 01) Fungsi : Menampung air sementara dari klarifier.

16,069 m3 25,711 m3

PD 2SE – 1,2P (153,506 kPa)(3 m) (2)(87.218,714 kPa)(0,8) – 1,2(153,506 kPa)




Kondisi operasi:

Temperatur : 30 0C

Tekanan : 1 atm

Laju massa air : 64.000 kg/jam

Densitas air : 995,68 kg/m3 (Geankoplis, 1997)

Kebutuhan perancangan : 6 jam

Faktor keamanan : 20%

Perhitungan:

a. Volume tangki


Volume tangki, Vt = 1,2 × 385,666 m3 = 462,799 m3

b. Diameter tangki

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H =2 : 3

V = ¼πD2H

= ¼πD2(3D/2)

= (3πD3)/8

D = (8V/3π)1/3

= (8 x 462,799 /3. 3,14)1/3

= 7,33 m

H = 11 m

Tinggi air dalam tangki = x 11 = 9,16 m

c. Tebal tangki

Tekanan hidrostatik P = ρ × g × l = 995,68 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 9,16 m = 89,344 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 89,344 kPa + 101,325 kPa = 190,669 kPa Faktor kelonggaran = 5% Maka, Pdesign = (1,05) × (190,669 kPa) = 200,203 kPa Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959) Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kP (Brownell,1959)

64.000 kg/jam x 6 jam 995,68 kg/m3

385,66 m3

462,799 m3



=

= 0,01 m = 0,414 in

Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,414 in + 1/8 in = 0,539 in Tebal shell standar yang digunakan = 3/4 in (Brownell,1959)

D.6 Tangki Penampungan– 02 (TU – 02) Fungsi : Menampung air sebelum menuju menara pendingin.



Kondisi operasi:

Temperatur : 300C

Tekanan : 1 atm

Laju massa air : 64.000 kg/jam Densitas air : 995,68 kg/m3 (Geankoplis,1997)

Kebutuhan perancangan : 12 jam

Faktor keamanan : 20%

Perhitungan:

a. Volume tangki

Volume air, Va = = 771,332 m3 Volume tangki, Vt = 1,2 × 771,332 m3 = 925,598 m3

b. Diameter tangki

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H =2 : 3

V = ¼πD2H

= ¼πD2(3D/2)

= (3πD3)/8

D = (8V/3π)1/3

= (8 x 925,598/3. 3,14)1/3

= 9,23 m

H = 13,84 m

PD 2SE – 1,2P (200,203 kPa)(7,33 m) (2)(87.218,714 kPa)(0,8) – 1,2(200,203 kPa)

64.000 kg/jam x 12 jam 995,68 kg/m3

13,84 m3

925,598 m3


Tinggi air dalam tangki = x 771,332 = 11,54 m

c. Tebal tangki

Tekanan hidrostatik P = ρ × g × l = 995,7278 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 11,54 m = 112,566 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 112,566 kPa + 101,325 kPa = 213,892 kPa Faktor kelonggaran = 5% Maka, Pdesign = (1,05) × (213,892 kPa) = 224,586 kPa Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959) Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kPa (Brownell,1959) Tebal shell tangki: t =

=

= 0,0149 m = 0,586 in


D.7 Tangki Penampungan – 03 (TU – 03) Fungsi : Menampung air untuk keperluan domestik.

Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup datar.

Bahan konstruksi: Carbon steel SA – 283, Grade C

Kondisi operasi:

Temperatur = 300C

Tekanan = 1 atm

Laju massa air = 991 kg/jam

Densitas air = 995,68 kg/m3 (Geankoplis, 1997)



Perhitungan:

a. Volume tangki



991 kg/jam x 24 jam 995,68 kg/m3



b. Diameter tangki

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = 2 : 3

V = ¼πD2H

= ¼πD2(3D/2)

= (3πD3)/8

D = (8V/3π)1/3

= (8 x 28,665 /3. 3,14)1/3

= 2,9 m

H = 4,35 m

Tinggi air dalam tangki = x 4,35 m = 3,62 m

c. Tebal tangki

Tekanan hidrostatik P = ρ × g × l = 995,68 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 3,62 m = 35,349 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 35,349 kPa + 101,325 kPa = 136,675 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) × (136,675 kPa) = 143,508 kPa Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959) Allowable stress = 12,650 psia = 87.218,714 kP (Brownell,1959) Tebal shell tangki: t =

=

= 0,00298 m = 0,117 in


D.8 Penukar Kation/Cation Exchanger (CE) Fungsi : Mengurangi kesadahan air

Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

23,887 m3

28,665 m3




Kondisi operasi :

Temperatur = 300C

Tekanan = 1 atm

Laju massa total = 64.000- 991 kg/jam = 63.009 kg/jam




Perhitungan:

a. Ukuran Cation Exchanger Dari Tabel 12.4.,Kanman, F.N, The Nalco Water Handbook, 1988 diperoleh: − Diameter penukar kation = 2 ft = 0,6096 m

− Luas penampang penukar kation = 3,14 ft2

− Tinggi resin dalam cation exchanger = 2,5 ft = 0,762 m

Tinggi silinder = 1,2 × 2,5 ft = 3 ft = 0,9144 m

Diameter tutup = diameter tangki = 2 ft = 0,6096 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tutup D : H = 4 : 1

Tinggi tutup = m 1524,0 m) 6096,0(41

=×

Tinggi tangki total = 0,9144 + 2(0,1524) = 1,2192 m

b. Tebal tangki Tekanan hidrostatis

P = ρ x g x l = 995,68 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 0,762 m = 7,4354 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 7,4353 kPa + 101,325 kPa = 108,7603 kPa Faktor kelonggaran = 5% Maka, Pdesign = (1,05) × (108,7603) = 114,1983 kPa Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959) Allowable stress = 12,650 psia = 87.218,714 kPa (Brownell,1959) Tebal shell tangki: t =

=



= 0,0005 m = 0,0196 in Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0196 in + 1/8 in = 0,1447 in

Tebal shell standar yang digunakan = 1/4 in



D.9 Penukar Anion/Anion Exchanger (AE)

Fungsi : Mengurangi kesadahan air.

Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal.


Kondisi operasi :

Temperatur = 300C

Tekanan = 1 atm

Laju massa air = 63.009 kg/jam




Perhitungan a. Ukuran Anion Exchanger

Dari Tabel 12.4., The Nalco Water Handbook, 1988 diperoleh: − Diameter penukar anion = 2 ft = 0,6096 m

− Luas penampang penukar anion = 3,14 ft2

− Tinggi resin dalam anion exchanger = 2,5 ft = 0,7620 m

Tinggi silinder = 1,2 × 2,5 ft = 3 ft = 0,9144 m

Diameter tutup = diameter tangki = 2 ft = 0,6096 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tutup D : H = 4 : 1

Tinggi tutup = m 1524,0 m) 6096,0(41

=× Tinggi tangki total = 0,9144 + 2( 1524,0 ) = 1,2192 m

b. Tebal tangki Tekanan hidrostatis

P = ρ x g x l = 995,68 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 0,762 m


= 7,4353 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 7,4353 kPa + 101,325 kPa = 108,7603 kPa Faktor kelonggaran = 5% Maka, Pdesign = (1,05) × (108,7603) = 114,1983 kPa Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959) Allowable stress = 12,650 psia = 87.218,714 kPa (Brownell,1959) Tebal shell tangki: t =

=

= 0,0005 m = 0,0196 in Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0196 in + 1/8 in = 0,1447 in

Tebal shell standar yang digunakan = 1/4 in



D.10 Tangki Pelarutan Alum [Al2(SO4)3] (TP – 01) Fungsi : Membuat larutan alum [Al2(SO4)3]..


Bahan konstruksi : Carbon steel SA – 283, Grade C.

Kondisi operasi:

Temperatur = 300C

Tekanan = 1 atm

Al2(SO4)3 yang digunakan = 50 ppm

Al2(SO4)3 yang digunakan berupa larutan 30% (% berat)

Laju massa Al2(SO4)3 = 3,2 kg/jam (Perhitungan BAB VII)

Densitas Al2(SO4)3 30% = 1.363 kg/m3 = 85,0898 lbm/ft3 (Perry, 1997)



Perhitungan:

a. Ukuran Tangki


(3,2 kg/jam)(24 jam/hari)(30 hari) 1.363 kg/m3


Volume larutan, Vl = = 5,635 m3 Volume tangki, Vt = 1,2 × 5,635 m3 = 6,762 m3

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tangki, D : H = 2 : 3 V = ¼πD2H

= ¼πD2(3D/2)

= (3πD3)/8

D = (8V/3π)1/3

= (8 x 6,762/3. 3,14)1/3

= 1,79 m

H = 2,69 m

Tinggi cairan dalam tangki = 2,69 m = 2,24 m

b. Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik P = ρ× g × l = 1.363 kg/m3 × 9,8 m/det2 2,24 m = 29,899 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 29,899 kPa + 101,325 kPa = 132,224 kPa Faktor kelonggaran = 5% Maka, Pdesign = (1,05) × (132,224 kPa ) = 137,785 kPa Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959) Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kPa (Brownell,1959) Tebal shell tangki: t =

=

= 0,00177 m = 0,069 in Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,069 in + 1/8 in = 0,194 in Tebal shell standar yang digunakan = 1/4

in (Brownell,1959)

c. Daya pengaduk Jenis pengaduk : flat 6 blade turbin impeller Jumlah baffle : 4 buah Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh:

5,635 m3

6,762 m3



Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 × 1,79 m = 0,6 m = 1,96 ft E/Da = 1 ; E = 0,60 m L/Da = 1/4 ; L = 1/4 × 0,60 m = 0,15 m W/Da = 1/5 ; W = 1/5 × 0,60 m = 0,12 m J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 × 1,79 m = 0,15 m dengan: Dt = diameter tangki Da = diameter impeller E = tinggi turbin dari dasar tangki L = panjang blade pada turbin W = lebar blade pada turbin J = lebar baffle Kecepatan pengadukan, N = 3 putaran/det Viskositas Al2(SO4)3 30% = 6,72⋅10-4 lbm/ft⋅detik (Othmer, 1968) Bilangan Reynold,

( )μDNρ

N2

aRe = (Geankoplis, 1997)

= =1,46.106 = 1.460.000 NRe > 10.000, maka perhitungan daya menggunakan rumus:

c

5a

3T

gρ.D.nK

P = (McCabe,1999)

KT = 6,3 (McCabe,1999) P = x = 2,6 Hp Efisiensi motor penggerak = 80 % Daya motor penggerak = = 3,27 hp

Digunakan motor dengan daya 3 3/4 hp D.11 Tangki Pelarutan Soda Abu (Na2CO3) (TP – 02)

Fungsi : Membuat larutan soda abu (Na2CO3).



Kondisi operasi :

Temperatur = 300C

Tekanan = 1 atm

Na2CO3 yang digunakan = 27 ppm

Na2CO3 yang digunakan berupa larutan 30% (% berat)

Laju massa Na2CO3 = 1,728 kg/jam (Perhitungan BAB VII)

Densitas Na2CO3 30% = 1.327 kg/m3 = 82,8423 lbm/ft3 (Perry, 1997)

(85,0898)(3)(1,96)2 6,72.10-4

6,3(3 put/dtk)3(1,96 ft)5(85,0898 lbm/ft3) 32,174 lbm.ft/lbf.dtk2

1 hp 550 ft.lbf/dtk

2,6 0,8




Perhitungan a. Ukuran Tangki

Volume larutan, Vl = = 3,125 m3


Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tangki, D : H = 2 : 3

V = ¼πD2H

= ¼πD2(3D/2)

= (3πD3)/8

D = (8V/3π)1/3

= (8 x 3,75 /3. 3,14)1/3

= 1,47 m

H = 2,21 m

Tinggi cairan dalam tangki = x 2,21 m = 1,84 m =6.03 ft

b. Tebal tangki

Tekanan hidrostatik P = ρ× g × l = 1.327 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 1.84 m = 23,917 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 23,917 kPa + 101,325 kPa = 125,242 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) × (125,242 kPa) = 131,504 kPa Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959) Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kPa (Brownell,1959) Tebal shell tangki: t =

=


in (Brownell,1959)

c. Daya Pengaduk

(1,728 kg/jam)(24 jam/hari)(30 hari) 1.327 kg/m3 x 30%

3,125 m3

3,75 m3



Jenis pengaduk : flat 6 blade turbin impeller. Jumlah baffle : 4 buah Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh: Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 1,47 m = 0,49 m = 1,61 ft E/Da = 1 ; E = 0,49 m L/Da = 1/4 ; L = 1/4 x 0,49 m = 0,12 m W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 0,49 m = 0,1 m J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 x 1,47 m = 0,12 m dengan : Dt = diameter tangki Da = diameter impeller E = tinggi turbin dari dasar tangki L = panjang blade pada turbin W = lebar blade pada turbin J = lebar baffle Kecepatan pengadukan, N = 3 putaran/det Viskositas Na2CO3 30 % = 3,69⋅10-4 lbm/ft⋅detik (Othmer, 1968) Bilangan Reynold,

( )μDNρ

N2


= = 1,74.106 = 1.740.00 NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:

c

5a

3T

gρ.D.nK

P = ( McCabe, 1999)

KT = 6,3 (McCabe, 1999) P = x = 0,954 hp Efisiensi motor penggerak = 80 % Daya motor penggerak = = 1,19 hp Maka daya motor yang dipilih 1 1/4 hp.

D.12 Tangki Pelarutan Natrium Klorida [NaCl] (TP – 03)

Fungsi : Membuat larutan natrium klorida (NaCl).



Kondisi operasi:

Temperatur = 300C

Tekanan = 1 atm

NaCl yang digunakan mempunyai konsentrasi 50% (% berat)

Laju massa NaCl = 3,75 kg/jam (Perhitungan BAB VII)

(82,8423)(3)(1,61)2 3,69.10-4


1 hp 550 ft.lbf/dtk

0,954 0,8


Densitas NaCl 50% = 1.575 kg/m3 = 98,3246 lbm/ft3 (Perry, 1997)



Perhitungan

a. Ukuran Tangki



V = ¼πD2H

= ¼πD2(3D/2)

= (3πD3)/8

D = (3V/π)1/3

= (8 x 4,108/3. 3,14)1/3

= 1,52 m

H = 2,28 m

Tinggi cairan dalam tangki = x 2,28 m = 1,9 m

b. Tebal tangki Tekanan hidrostatik P = ρ× g × l

= 1.575 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 1,9 m = 29,263kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 29,263 kPa + 101,325 kPa = 130,588 kPa Faktor kelonggaran = 5% Maka, Pdesign = (1,05) × (130,588 kPa) = 137,117 kPa Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959) Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kPa (Brownell,1959) Tebal shell tangki: t =

=


in (Brownell,1959)

c. Daya Pengaduk Jenis pengaduk : flat 6 blade turbin impeller Jumlah baffle : 4 buah


3,424 m3

4,108 m3



Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh: Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 1,52 m = 0,51 m = 1,66 ft E/Da = 1 ; E = 0,51 m L/Da = 1/4 ; L = 1/4 x 0,51 m = 0,13 m W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 0,51 m = 0,1 m J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 x 0,51 m = 0,13 m dengan : Dt = diameter tangki Da = diameter impeller E = tinggi turbin dari dasar tangki L = panjang blade pada turbin W = lebar blade pada turbin J = lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 3 putaran/det Viskositas NaCl 50% = 4,1175⋅10-3 lbm/ft⋅detik (Kirk Othmer, 1968) Bilangan Reynold,

( )μDNρ

N2


= = 1,97 . 105


c

5a

3T

gρ.D.nK

P = ( McCabe,1999)

KT = 6,3 (McCabe,1999) P = x = 1,318 Efisiensi motor penggerak = 80 % Daya motor penggerak = = 1,648 hp Maka daya motor yang dipilih 1 3/4 hp

D.13 Tangki Pelarutan NaOH (TP – 04)

Fungsi : Tempat membuat larutan NaOH.



Kondisi operasi:

Temperatur = 300C

Tekanan = 1 atm

NaOH yang dipakai berupa larutan 50% (% berat) (Perry, 1997)

Laju alir massa NaOH = 1,5 kg/jam (Perhitungan BAB VII)

Densitas larutan NaOH 4% = 1.518 kg/m3 = 94,7662 lbm/ft3

(98,3246)(3)(1,66)2 4,1175.10-3


1 hp 550 ft.lbf/dtk

1,318 0,8



Faktor keamanan = 20% Perhitungan:

a. Ukuran Tangki

Volume larutan, Vl = = 1,422 m3 Volume tangki = 1,2 × 1,422 m3 = 1,707 m3


V = ¼πD2H

= ¼πD2(3D/2)

= (3πD3)/8

D = (8V/3π)1/3

= (8 x 1,707/3. 3,14)1/3

= 1,13 m

H = 1,7 m

Tinggi cairan dalam tangki = x 1,7 m = 1,41 m b. Tebal tangki

Tekanan hidrostatik P = ρ× g × l = 1.518 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 1,41 m

= 21,044 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 21,044 kPa + 101,325 kPa = 122,369 kPa Faktor kelonggaran = 5% Maka, Pdesign = (1,05) × (122,369 kPa) = 128,488 kPa Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959) Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kPa (Brownell,1959) Tebal shell tangki: t =

=

=0,00104 m = 0,041 in

Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,041 in + 1/8 in = 0,1661 in Tebal shell standar yang digunakan = 1/4

in (Brownell,1959) c. Daya Pengaduk

Jenis pengaduk : flat 6 blade turbin impeller Jumlah baffle : 4 buah Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh: Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 × 1,13 m = 0,38 m = 1,24 ft


1,422 m3

1,707 m3

PD 2SE – 1,2P (128,488 kPa)(1,13 m) (2)(87.218,714 kPa)(0,8) – 1,2(128,488kPa)


E/Da = 1 ; E = 1,24 m L/Da = 1/4 ; L = 1/4 × 1,24 m = 0,09 m W/Da = 1/5 ; W = 1/5 × 1,24 m = 0,08 m J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 × 1,13 m = 0,09 m dengan : Dt = diameter tangki Da = diameter impeller E = tinggi turbin dari dasar tangki L = panjang blade pada turbin W = lebar blade pada turbin J = lebar baffle Kecepatan pengadukan, N = 3 putaran/det Viskositas NaOH 4% = 4,302 . 10-4 lbm/ft.det ( Kirk Othmer, 1968) Bilangan Reynold,

( )μDNρ

N2


= = 1,01.106 = 1.010.000 NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:

c

5a

3T

gρ.D.nK

P = ( McCabe,1999)

KT = 6,3 (McCabe,1999) P = x = 0, 294 hp Efisiensi motor penggerak = 80 % Daya motor penggerak = = 0,367 hp Maka daya motor yang dipilih 3/4 hp.

D.14 Tangki Pelarutan Kaporit [Ca(ClO)2] (TP – 05) Fungsi : Membuat larutan kaporit [Ca(ClO)2].



Kondisi operasi:

Temperatur = 300C

Tekanan = 1 atm

Ca(ClO)2 yang digunakan = 2 ppm

Ca(ClO)2 yang digunakan berupa larutan 70% (% berat)

Laju massa Ca(ClO)2 = 0,0028 kg/jam (Perhitungan BAB VII)

Densitas Ca(ClO)2 70 % = 1.272 kg/m3 = 79,4088 lbm/ft3 (Perry, 1997)



(94,7662)(3)(1,24)2 4,302.10-4


1 hp 550 ft.lbf/dtk

0,294 0,8m


Perhitungan

a. Ukuran Tangki



V = ¼πD2H

= ¼πD2(4D/3)

= (πD3)/3

D = (3V/π)1/3

= (3 x 0,0082/3,14)1/3

= 0,19 m

H = 0,29 m


Tekanan hidrostatik P = ρ × g × l = 1.272 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 0,24 m = 2,98 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 2,8 kPa + 101,325 kPa = 104,305 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) × (104,305 kPa) = 109,521 kPa Joint efficiency = 0,8 Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kPa Tebal shell tangki: t =

=

= 1,5.10-4 m = 0,00592 in


in (Brownell,1959)

c. Daya Pengaduk Jenis pengaduk : flat 6 blade turbin impeller Jumlah baffle : 4 buah Untuk turbin standar (McCabe, 1993), diperoleh: Da/Dt = 1/3; Da = 1/3 × 0,19 m = 0,06 m = 0,21 ft E/Da = 1; E = 0,06 m L/Da = 1/4; L = 1/4 × 0,06 m = 0,02 m


0,0069 m3

0,0082 m3



W/Da = 1/5 ; W = 1/5 × 0,06 m = 0,01 m J/Dt = 1/12; J = 1/12× 0,19 m = 0,02 m dengan : Dt = diameter tangki Da = diameter impeller E = tinggi turbin dari dasar tangki L = panjang blade pada turbin W = lebar blade pada turbin J = lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 3 putaran/det Viskositas kaporit = 6,7197⋅10-4 lbm/ft⋅detik (Kirk Othmer, 1967) Bilangan Reynold,

( )µ

ρ 2

ReaDN

N = (Pers. 3.4–1, Geankoplis, 1997)

= = 5.170 NRe < 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:

cRe

5a

3T

gNρ.D.nK

P =

KT = 63 P = x = 2,19.10-9 hp Efisiensi motor penggerak = 80% Daya motor penggerak = = 2,73.10-9 hp Maka daya motor yang dipilih 1 3/4 hp

D.15 Deaerator (DE) Fungsi : Menghilangkan gas–gas yang terlarut dalam air umpan ketel.

Bentuk : Silinder horizontal dengan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–283 Grade C.

Kondisi operasi :

Temperatur = 300C

Tekanan = 1 atm

Laju massa air = 34.158,615 kg/jam

Densitas air = 995,68 kg/m3 (Geankoplis, 1997) Kebutuhan perancangan = 1 hari


Perhitungan:

a. Ukuran tangki

(79,4088)(3)(0,21)2 6,7197.10-4

63(3 put/dtk)3(0,21 ft)5(79,4088 lbm/ft3) (5170)(32,174 lbm.ft/lbf.dtk2)

1 hp 550 ft.lbf/dtk

2,19.10-9

0,8

(34.158,615 kg/jam)(24 jam) 995,68 kg/m3




Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tangki, D : H = 2 : 3 V = ¼πD2H

= ¼πD2(4D/3)

= (πD3)/3

D = (3V/π)1/3

= (3 x 988,036 /3,14)1/3

= 9,43 m

H = 14,15 m


i. Diameter dan tinggi tutup

Diameter tutup = diameter tangki = 9,43 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tutup, D : H = 4 : 1

Tinggi tutup = (9,43 m)/4 = 2,358 m (Brownell,1959) Tinggi tangki total = 14,15 + 2(2,358) = 18,864 m

j. Tebal tangki

Tekanan hidrostatik P = ρ × g × l = 995,68 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 11,79 m = 115,043 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 115,043 kPa + 101,325 kPa = 216,368 kPa Faktor kelonggaran = 5% Maka, Pdesign = (1,05) × (216,368 kPa) = 227,186 kPa

Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959) Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kP (Brownell,1959)


=

= 0,0154 m = 0,605 in


in (Brownell,1959)



823,364 m3

988,037 m3



D.16 Ketel Uap (KU) Fungsi : Menyediakan uap untuk keperluan proses.

Jenis : Water tube boiler

Bahan konstruksi : Carbon steel

Kondisi operasi :

Uap jenuh yang digunakan bersuhu 1300C dan tekanan 270,1 kPa.

Dari Tabel uap (Reklaitis, 1983), diperoleh panas laten steam 2.173,7 kJ/kg

= 1164,598 Btu/lbm.

Kebutuhan uap = 3.906,686 kg/jam = 1.722,562 lbm/jam

Perhitungan:

Menghitung Daya Ketel Uap

H,P,W 3970534 ××

=

dimana: P = Daya boiler, hp

W = Kebutuhan uap, lbm/jam

H = Panas laten steam, Btu/lbm

Maka,

P = = 59,927 hp = 60 hp

Menghitung Jumlah Tube Luas permukaan perpindahan panas, A = P × 10 ft2/hp = 60 hp × 10 ft2/hp

= 600 ft2

Direncanakan menggunakan tube dengan spesifikasi : - Panjang tube = 30 ft - Diameter tube = 3 in - Luas permukaan pipa, a’= 0,917 ft2 / ft (Kern, 1965)

Sehingga jumlah tube = Nt= 'axLA = = 21,8= 22 buah

D.17 Menara Air (MA) Fungsi : Menampung air untuk didistribusikan.

1.722,562 x 1164,598 34,5 x 970,3

600 ft2 30 ft x 0,917 ft2/ft



Bahan konstruksi : Carbon steel SA – 53 Grade B.

Data:

Kondisi penyimpanan : Temperatur = 300C

Tekanan = 1 atm

Laju massa air = 64.000 kg/jam




Perhitungan:

Ukuran Menara Air Volume air, Va = = 385,666 m3 Volume tangki, Vt = 1,2 × 385,666 m3 = 462,799 m3

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = 5 : 6

V = ¼πD2H

= ¼πD2(6D/5)

= 3(πD3)/10

D = (10V/3π)1/3

= (10 x 14,5/3. 3,14)1/3

= 7,89 m

H = 9,5 m


Tebal Dinding Menara Air Tekanan hidrostatik P = ρ × g × l = 995,68 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 7,89 m = 76,995 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 76,995 kPa + 101,325 kPa = 178,32 kPa Faktor kelonggaran = 5% Maka, Pdesign = (1,05) × (178,32 kPa) = 187,24 kPa

Joint efficiency = 0,8 (Brownell, 1959) Allowable stress = 12.750 psia = 87.908,19 kPa (Brownell, 1959)


64000 kg/jam x 6 jam 995,68 kg/m3

385,666 m3

462,799 m3



=

= 0,01 m = 0,417 in


D.18 Tangki Bahan Bakar (TB) Fungsi : Menyimpan bahan bakar

Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal.


a. Kondisi operasi:

Temperatur = 300C

Tekanan = 1 atm

Laju massa bahan bakar = 71 kg/jam (Perhitungan BAB VII)

Densitas Solar = 0,89 kg/ltr = 55,56 lbm/ft3 (Perry, 1997)



Perhitungan

b. Ukuran Tangki



V = ¼πD2H

= ¼πD2(3D/2)

= (3πD3)/8

D = (8V/3π)1/3

= (8x 137,852/3. 3,14)1/3

= 4,89 m

H = 7,34 m


Tekanan hidrostatik P = ρ × g × l

(71 kg/jam)(24 jam/hari)(60 hari) 890 kg/m3

114,876 m3

137,852 m3


= 890 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 6,11m = 53,3347 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 53,3347 kPa + 101,325 kPa = 154,6597 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) × (154,6597 kPa) = 162,3927 kPa Joint efficiency = 0,8 Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kPa Tebal shell tangki: t =

=

= 0,0057 m = 0,224 in

Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,224 in + 1/8 in = 0,3494 in Tebal shell standar yang digunakan = ½ in (Brownell,1959)

D.19 Pompa Sedimentasi (PU – 01)

Fungsi : Memompa air dari sungai ke bak pengendapan


Jumlah : 1

Bahan konstruksi : Commercial steel

Kondisi operasi : - Temperatur = 300C

- Densitas air (ρ) = 995,68 kg/m3 = 62,1586 lbm/ft3 (Geankoplis, 1997)

- Viskositas air (µ) = 0,8007 cP = 0,0005 lbm/ft⋅jam (Geankoplis, 1997)

Laju alir massa (F) = 64.000 kg/jam = 39,1935 lbm/s Laju alir volumetrik, Q = = = 0,63 ft3/s = 0,0179 m3/s Desain pompa :

Di,opt = 3,9 (Q)0,45(ρ)0,13 (Timmerhaus,1991)

= 3,9 × (0,63 ft3/s )0,45 × (62,1586 lbm/ft3)0,13

= 5,42 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel :


F ρ

39,1935 lbm/s 62,1586 lbm/ft3


Ukuran nominal : 6 in Schedule number : 40 Diameter Dalam (ID) : 6,06 in = 0,505 ft Diameter Luar (OD) : 6,625 in = 0,5521 ft Inside sectional area : 0,206 ft2 Kecepatan linear, v = Q/A = = 3,1433 ft/s

Bilangan Reynold : NRe = µ

ρ Dv××

= = 183.372,983 Karena NRe > 4000, maka aliran turbulen. Untuk pipa commercial steel dan 6 in Sc.40, diperoleh : ε = 0,000046 Dari Fig. 2.10–3, Geankoplis,1997 untuk NRe = 183.372,983 dan D

ε = 0,00009108,

diperoleh : f = 0,003

Friction loss :

1 Sharp edge entrance= hc = 0,5cg

vAA

.21

2

1

2

α

−

= 0,5(1 – 0) = 0,0768 ft.lbf/lbm

2 elbow 90° = hf = n.Kf.cg

v.2

2

= 2(0,75) = 0,2303 ft.lbf/lbm

1 check valve = hf = n.Kf.cg

v.2

2

= 1(2,0) = 0,307 ft.lbf/lbm

Pipa lurus 50 ft = Ff = 4fcgD

vL.2.. 2∆

= 4(0,003) = 0,1824 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit = hex = cg

vAA

..21

22

2

1

α

−

= (1 – 0) = 0,1535 ft.lbf/lbm Total friction loss : ∑ F = 0,9501 ft.lbf/lbm Dari persamaan Bernoulli :

( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−

+−+− sWFPPzzgvvρα

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = P2

∆Z = 50 ft Maka : Ws = 0,9501 ft.lbf/lbm + 0 + (1 lbf/lbm)(50 ft) + 0 = 50,95 ft.lbf/lbm

0,63 ft3/s 0,2006 ft2

(62,1586 lbm/ft3)(3,1433 ft/s)(0,505 ft) 0,0005 lbm/ft.s

3,14332 2(1)(32,174)

3,14332 2(32,174

3,1433 2 2(32,174

50 x 3,1433 2 (0,2557)(2)(32,174)

3,1433 2 2(1)(32,174)


Effisiensi pompa , η= 80 % Ws = η x Wp 50,95 = 0,8 x Wp

Wp = 63,688 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp = = 4,538 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 4 3/4 hp

D.20 Pompa Clarifier (PU – 02)

Fungsi : Memompa air dari bak pengendapan ke klarifier.


Jumlah : 1 unit Kondisi operasi:

P = 1 atm T = 30 oC

Laju alir massa (F) = 2000 kg/jam = 1,2248 lbm/s Densitas air (ρ) = 955,68 kg/m3 = 62,1586 lbm/ft3 Viskositas air (µ) = 0,8007cP = 0,0005 lbm/ft.s



= 3,9 × (0,63 ft3/s )0,45 × (62,1586 lbm/ft3)0,13

= 5,42 in




ρ Dv××

= = 183.372,983 Karena NRe > 4000, maka aliran turbulen. Untuk pipa commercial steel dan 6 in Sc.40, diperoleh : ε = 0,000046

64.000 (0,45359)(3600)

1 hp 550 ft.lbf/lbm

1,2248 lbm/s 62,1586 lbm/ft3

0,63 ft3/s 0,2006 ft2



Dari Fig. 2.10–3, Geankoplis,1997 untuk NRe = 183.372,983 dan Dε = 0,00009108,


Friction loss :


vAA

.21

2

1

2

α

−

= 0,5(1 – 0) = 0,0768 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 3(0,75) = 0,3455 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) = 0,307 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2∆

= 4(0,003) = 0,1824 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α

−


( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)


∆Z = 50 ft Maka : Ws = 1,0653 ft.lbf/lbm + 0 + (1 lbf/lbm)(50 ft) + 0 = 51,065 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , η= 80 % Ws = η x Wp 51,065 = 0,8 x Wp


D.21 Pompa Alum (PU – 03) Fungsi : Memompa air dari tangki pelarutan alum ke klarifier.


64.000 (0,45359)(3600)

1 hp 550 ft.lbf/lbm

3,14332 2(1)(32,174)

3,14332 2(32,174

3,1433 2 2(32,174

50 x 3,1433 2 (0,2557)(2)(32,174)

3,1433 2 2(1)(32,174)


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi : P = 1 atm

T = 30 oC Laju alir massa (F) = 3,2 kg/jam = 0,002 lbm/s Densitas alum (ρ) = 1.363 kg/m3 = 85,0898 lbm/ft3 (Othmer, 1967) Viskositas alum (µ) = 6,72 10-4 cP = 4,5158.10-7lbm/ft.s (Othmer, 1967) Laju alir volumetrik (Q) = = 2,303.10-5 ft3/s

Desain pompa :


= 3,9 (2,303.10-5 ft3/s )0,45 (85,0898 lbm/ft3)0,13

= 0,0569 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel :

Ukuran nominal : 1/8 in Schedule number : 40 Diameter Dalam (ID) : 0,269 in = 0,0224 ft Diameter Luar (OD) : 0,405 in = 0,0337 ft Inside sectional area : 0,0004 ft2 Kecepatan linear, v = Q/A = = 0,0576 ft/s


ρ Dv×× =

= 243.196,0421 (turbulen) Untuk pipa commercial steel dan pipa 1/8 in Sc.40, diperoleh : ε = 0,000046

Pada NRe = 243.196,0421 dan ε/D = 0,002 maka harga f = 0,006 (Geankoplis,1997) Friction loss :

1 Sharp edge entrance = hc = 0,5cg

vAA

.21

2

1

2

α

−

= 0,5 (1 – 0) = 2,575.10-5 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75) = 7,7277.10-5 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) = 1,006.10-7 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2∆

= 4(0,0085) = 1,65.10-3 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α

−

= (1 – 0) = 5,152.10-5 ft.lbf/lbm Total friction loss : ∑ F = 1,912.10-3 ft.lbf/lbm

0,002 lbm/s 85,0898 lbm/ft3

2,303.10-5 ft3/s 0,0004 ft2

(85,0898)(0,0576)(0,0224) 4,5158.10-7

0,0576 2 2(1)(32,174) 0,0576 2

2(32,174)

0,00182 2(32,174)

30 x 0,0576 2 (0,0224)(2)(32,174)

0,0576 2 2(1)(32,174)



( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = P2 = 1 atm; ρP∆ = 0 ft.lbf/lbm

∆Z = 30 ft Ws = 0 + 1,912.10-3 ft.lbf/lbm + (1 lbf/lbm)(30 ft) + 0 = 30,002 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , η= 80 % Ws = η x Wp 30,002 = 0,8 x Wp Wp = 37,502 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp =

= 1,33.10-4 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 1/4 hp

D.22 Pompa Soda Abu (PU – 04) Fungsi : Memompa air dari tangki pelarutan soda abu ke klarifier.


Jumlah : 1 unit Kondisi operasi :

P = 1 atm T = 30 oC

Laju alir massa (F) = 1,728 kg/jam = 82,843 lbm/s Densitas soda abu (ρ) = 1.327 kg/m3 = 82,8423 lbm/ft3 (Othmer, 1967) Viskositas soda abu (µ) = 3,69 10-4 cP = 2,4797.10-7 lbm/ft.s (Othmer,1967) Laju alir volumetrik (Q) = = 1,277.10-5 ft3/s

Desain pompa:


= 3,9 (1,277.10-5 ft3/s)0,45 (82,8423 lbm/ft3)0,13

= 0,0435 in


Ukuran nominal : 1/8 in Schedule number : 40 Diameter Dalam (ID) : 0,269 in = 0,0224 ft Diameter Luar (OD) : 0,405 in = 0,0337 ft

3,2 (0,45359)(3600)

1 hp 550 ft/lbf/lbm

82,843 lbm/s 82,8423 lbm/ft3


Inside sectional area : 0,0004 ft2 Kecepatan linear, v = Q/A = = 0,0319 ft/s


ρ Dv×× =

= 239.162,5467 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel dan pipa 1/8 in Sc.40, diperoleh : ε = 0,000046

Pada NRe = 239.162,5467 dan ε/D = 0,002 maka harga f = 0,006 (Geankoplis,1997) Friction loss :


vAA

.21

2

1

2

α

−

= 0,5 (1 – 0) = 7,9244.10-6 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75) = 2,377.10-5 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) = 3,169.10-5 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2∆

= 4(0,0085) = 5,09.10-4 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α

−

= (1 – 0) = 1,58.10-5 ft.lbf/lbm Total friction loss : ∑ F = 5,88.10-4 ft.lbf/lbm Dari persamaan Bernoulli:

( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2

P1 = P2 = 1 atm; ρP∆ = 0 ft.lbf/lbm

∆Z = 30 ft Ws = 0 + 5,88.10-4 ft.lbf/lbm + (1 lbf/lbm)(30 ft) + 0 = 30,001 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , η= 80 % Ws = η x Wp 30,001 = 0,8 x Wp Wp = 37,501 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp =

= 7,215.10-56 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 1/4 hp

1,277.10-5 ft3/s 0,0004 ft2 (82,8423)(0,0319)(0,0224)

2,4797.10-7

0,03192 2(1)(32,174) 0,03192

2(32,174)

30 x 0,03192 (0,0224)(2)(32,174)

0,03192 2(1)(32,174)

1,728 (0,45359)(3600) 1 hp

550 ft/lbf/lbm

0,03192 2(32,174)


D.23 Pompa Utilitas (PU – 05) Fungsi : Memompa air dari tangki penampungan (TU-1)ke sand filter


Jumlah : 1 unit Kondisi operasi : - Temperatur = 300C





= 3,9 × (0,63 ft3/s )0,45 × (62,1586 lbm/ft3)0,13

= 5,42 in




ρ Dv××

= = 183.372,983 Karena NRe > 4000, maka aliran turbulen. Untuk pipa commercial steel dan 6 in Sc.40, diperoleh : ε = 0,000046 Dari Fig. 2.10–3, Geankoplis,1997 untuk NRe = 183.372,983 dan D

ε = 0,00009108,


Friction loss :


vAA

.21

2

1

2

α

−

= 0,5(1 – 0) = 0,0768 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75) = 0,2303 ft.lbf/lbm

F ρ

21,531 lbm/s 62,1586 lbm/ft3

0,63 ft3/s 0,2006 ft2


3,14332 2(1)(32,174)

3,14332 2(32,174

3,1433 2 2(32,174



v.2

2

= 1(2,0) = 0,307 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2∆

= 4(0,003) = 0,1824 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α

−


( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)




D.24 Pompa Utilitas (PU – 06)

Fungsi : Memompa air dari tangki TU – 01 ke menara air.


Jumlah : 1 unit Kondisi operasi : - Temperatur = 300C



Laju alir massa (F) = 64.000 kg/jam = 39,1935 lbm/s Laju alir volumetrik, Q = = = 0,6305 ft3/s = 0,0179 m3/s

F ρ

39,1935 lbm/s 62,1586 lbm/ft3

50 x 3,1433 2 (0,2557)(2)(32,174)

3,1433 2 2(1)(32,174)

64.000 (0,45359)(3600)

1 hp 550 ft.lbf/lbm


Desain pompa :


= 3,9 × (0,0179 ft3/s )0,45 × (62,1586 lbm/ft3)0,13

= 5,42 in


Ukuran nominal : 6 in Schedule number : 40 Diameter Dalam (ID) : 6,06 in = 0,51 ft Diameter Luar (OD) : 6,625 in = 0,55 ft Inside sectional area : 0,2006 ft

Kecepatan linear, v = Q/A = = 3,1433 ft/s


ρ Dv××

= = 183.372,983 Karena NRe > 4000, maka aliran turbulen. Untuk pipa commercial steel dan pipa 6 in Sc.40, diperoleh : ε = 0,000046 Dari Fig. 2.10–3, Geankoplis,1997 untuk NRe = 183.372,983 dan D

ε = 9,108. 10-5,


Friction loss :


vAA

.21

2

1

2

α

−

= 0,5(1 – 0) = 0,0768 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75) = 0,2303 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) = 0,3071 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2∆

= 4(0,005) = 0,1095 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α

−


0,0179 ft3/s 0,0513 ft2

(62,1586 lbm/ft3)(3,1433ft/s)(0,51 ft) 0,0005 lbm/ft.s

3,14332 2(1)(32,174)

3,1433 2 2(32,174

3,1433 2 2(32,174

30 x 3,1433 2 (0,2557)(2)(32,174)

3,1433 2 2(1)(32,174)


( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)



Wp = 101,0965 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp = = 7,204 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 7 ¼ hp

D.25 Pompa Kation (PU – 07) Fungsi : Memompa air dari menara air ke tangki kation.


Jumlah : 1

Kondisi operasi: P = 1 atm

T = 300C Laju alir massa (F) = 63.009 kg/jam = 0,599 lbm/s Densitas air (ρ) = 955,68 kg/m3 = 62,1586 lbm/ft3 Viskositas air (µ) = 0,8007cP = 0,0005 lbm/ft.s Laju alir volumetrik (Q) = = 0,6208 ft3/s

Desain pompa :


= 3,9 (0,6208 ft3/s )0,45 (62,1586 lbm/ft3)0,13

= 5,38 in



64.000 (0,45359)(3600)

1 hp 550 ft.lbf/lbm

63,009 lbm/s 62,1586 lbm/ft3

0,6208 ft3/s 0,00233 ft2


Bilangan Reynold: NRe = µ

ρ Dv×× =

= 180.533,567 (turbulen)

Untuk pipa commercial steel dan pipa 3 in Sc.40 Dari Fig. 2.10–3, Geankoplis,1997 untuk NRe = 180.533,567, diperoleh : f = 0,004

Friction loss :


vAA

.21

2

1

2

α

−

= 0,5 (1 – 0) = 0,0744 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75) = 0,2232 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) = 0,2976 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2∆

= 4(0,0048) = 0,2358 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α

−

= (1 – 0) = 0,1488 ft.lbf/lbm Total friction loss : ∑ F = 0,9799 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli :

( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)


∆Z = 50 ft, maka: Ws = 0 + 0,9799 ft.lbf/lbm + (1 lbf/lbm)(50 ft) + 0 = 50,0626 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , η= 80 % Ws = η × Wp 50,98 = 0,8 × Wp Wp = 63,725 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp =

= 7,068 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 7 ¼ hp

D.26 Pompa NaCl (PU – 08)

Fungsi : Memompa air dari tangki pelarutan NaCl ke tangki kation.

(62,1586)(3,0946)(0,0505) 0,0005

3,09462 2(1)(32,174) 3,09462

2(32,174)

3,09462 2(32,174)

50 x 3,09462 (0,505)(2)(32,174)

3,09462 2(1)(32,174)

63.009 (0,45359)(3600)

1 hp 550 ft/lbf/lbm




P = 1 atm T = 30 oC

Laju alir massa (F) = 3,7446 kg/jam = 0,00229 lbm/s Densitas NaCl (ρ) = 1.575 kg/m3 = 98,3246 lbm/ft3 (Othmer, 1967) Viskositas NaCl (µ) = 0,0042 cP = 2,8073.10-6 lbm/ft.s(Othmer, 1967) Laju alir volumetrik (Q) = = 2,33 . 10-5 ft3/s

Desain pompa :


= 3,9 (2,33 .10-5 ft3/s )0,45 (98,3246 lbm/ft3)0,13




ρ Dv×× =

= 45.778,5585 (turbulen) Dari Fig. 2.10–3, Geankoplis, 1997 untuk NRe = 45.778,5585 diperoleh : f = 0,002

Friction loss :


vAA

.21

2

1

2

α

−

= 0,5 (1 – 0) = 2,64. 10-5ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75) = 7,9 . 10-5ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) = 1,056. 10-4ft.lbf/lbm


vL.2.. 2∆

= 4(0,021) = 1,979 . 10-3ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α

−

= (1 – 0) = 5,28. 10-5 ft.lbf/lbm

0,00229 lbm/s 98,3246 lbm/ft3

(98,3246)(0,0583)(0,0224) 2,8073.10-6

2,33 . 10-5 ft3/s 0,00044 ft2

0,05832 2(1)(32,174) 0,05832

2(32,174)

0,05832 2(32,174)

30 x 0,05832 (0,0224)(2)(32,174)

0,05832 2(1)(32,174)


Total friction loss : ∑ F = 2,244. 10-3 ft.lbf/lbm


( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)


∆Z = 30 ft, maka: Ws = 0 + 2,244. 10-3 ft.lbf/lbm + (1 lbf/lbm)(30 ft) + 0 = 30,0022 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , η= 80 % Ws = η × Wp 30,022 = 0,8 × Wp Wp = 37,503 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp =

= 1,56 . 10-4 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = ¼ hp

D.27 Pompa NaOH (PU – 09)

Fungsi : Memompa air dari tangki pelarutan NaOH ke tangki anion.


Jumlah : 1 unit


T = 30 oC Laju alir massa (F) = 1.4992 kg/jam = 0,0009 lbm/s Densitas NaOH (ρ) = 1.518 kg/m3 = 94,7662 lbm/ft3(Othmer, 1967) Viskositas NaOH (µ) = 0,0004302 cP = 2,8909.10-7lbm/ft.s(Othmer,1967) Laju alir volumetrik (Q) = = 9,688.10-6 ft3/s

Desain pompa :


= 3,9 (9,688.10-6 ft3/s )0,45 (94,7662 lbm/ft3)0,13



3,7446 (0,45359)(3600) 1 hp

550 ft/lbf/lbm

0,0009 lbm/s 94,7662 lbm/ft3

(94,7662)(0,0242)(0,0224) 2,8909.10-7

9,688.10-6 ft3/s 0,0016 ft2



ρ Dv×× =

= 177.980,4859 (turbulen) Untuk pipa commercial steel dan pipa 1/8 in Sc.40, diperoleh Dari Fig. 2.10–3, Geankoplis,1997 untuk NRe = 177.980,4859, diperoleh : f = 0,007

Friction loss :


vAA

.21

2

1

2

α

−

= 0,5 (1 – 0) = 4,55.10-6 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75) = 1,36.10-5 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) = 1,823.10-5 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2∆

= 4(0,005) = 3,42.10-4 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α

−

= (1 – 0) = 9,11.10-6 ft.lbf/lbm Total friction loss : ∑ F = 3,872.10-4 ft.lbf/lbm


( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)


∆Z = 30 ft, maka: Ws = 0 + 3,872.10-4 ft.lbf/lbm + (1 lbf/lbm)(30 ft) + 0 = 30 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , η= 80 % Ws = η × Wp 30,00039 = 0,8 × Wp Wp = 37,5 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp =

= 6,26.10-5 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = ¼ hp

D.28 Pompa Anion (PU – 10) Fungsi : Memompa air dari tangki kation ke tangki anion.


0,02422 2(1)(32,174) 0,02422

2(32,174) 0,02422

2(32,174)

30 x 0,02422 (0,0224)(2)(32,174)

0,02422 2(1)(32,174)

1,499 (0,45359)(3600) 1 hp

550 ft/lbf/lbm


Jumlah : 1

Kondisi operasi: P = 1 atm

T = 300C Laju alir massa (F) = 63.009kg/jam = 38,587lbm/s Densitas air (ρ) = 955,68 kg/m3 = 62,1586 lbm/ft3 Viskositas air (µ) = 0,8007cP = 0,0005 lbm/ft.s Laju alir volumetrik (Q) = = 0,62 ft3/s

Desain pompa :


= 3,9 (0,62 ft3/s )0,45 (62,1586 lbm/ft3)0,13

= 5,38 in




ρ Dv×× =

= 180.533,567 (turbulen)


Friction loss :


vAA

.21

2

1

2

α

−

= 0,5 (1 – 0) = 7,411 .10-2 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75) = 2,232. 10-1 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) = 2,976 .10-1 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2∆

= 4(0,0048) = 2,357 .10-1 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α

−

38,587 lbm/s 62,1586 lbm/ft3

(62,1586)(3,0946)(0,51) 0,0005

0,62 ft3/s 0,2006 ft2

3,0946 2 2(1)(32,174) 3,09462

2(32,174)

3,09462 2(32,174)

50 x 3,09462 (0,2557)(2)(32,174)


= (1 – 0) = 1,488 .10-1 ft.lbf/lbm Total friction loss : ∑ F = 9,798 .10-1 ft.lbf/lbm


( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)


∆Z = 50 ft, maka: Ws = 0 + 9,798 .10-1 ft.lbf/lbm + (1 lbf/lbm)(50 ft) + 0 = 50,98 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , η= 80 % Ws = η × Wp 50,98 = 0,8 × Wp Wp = 63,725 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp =

= 4,47 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 4 1/2 hp

D.29 Pompa Deaerator (PU – 11) Fungsi : Memompa air dari tangki anion ke deaerator.



P = 1 atm T = 300C

Laju alir massa (F) = 34.158,615 kg/jam = 20,918 lbm/s Densitas air (ρ) = 955,68 kg/m3 = 62,1586 lbm/ft3 Viskositas air (µ) = 0,8007cP = 0,0005 lbm/ft.s Laju alir volumetrik (Q) = = 0,336 ft3/s

Desain pompa :


= 3,9 (0,336 ft3/s )0,45 ( 62,1586 lbm/ft3)0,13

= 4,09 in


Ukuran nominal : 5 in Schedule number : 40 Diameter Dalam (ID) : 5,047 in = 0,42 ft Diameter Luar (OD) : 5,563 in = 0,46 ft

20,918 lbm/s 62,1586 lbm/ft3

3,09462 2(1)(32,174)

63.009 (0,45359)(3600)

1 hp 550 ft/lbf/lbm



Kecepatan linear, v = Q/A = = 2,421 ft/s


ρ Dv×× =

= 117.633,844 (turbulen)


Friction loss :


vAA

.21

2

1

2

α

−

= 0,5 (1 – 0) = 0,0455 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75) = 0,205 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) = 0,182 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2∆

= 4(0,02) = 0,104ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α

−


( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)




(62,1586)( 2,421)(0,42) 0,0005

0,336 ft3/s 0,139 ft2

2,4212 2(1)(32,174)

2,4212 2(32,174)

2,4212 2(32,174)

30 x 2,4212 (0,42)(2)(32,174)

2,4212 2(1)(32,174)

34.158,615 (0,45359)(3600) 1 hp

550 ft/lbf/lbm


D.30 Pompa Ketel Uap (PU – 12) Fungsi : Memompa air dari deaerator ke ketel uap



P = 1 atm T = 300C

Laju alir massa (F) = 781,337 kg/jam = 0,4785 lbm/s Densitas air (ρ) = 955,68 kg/m3 = 62,1586 lbm/ft3 Viskositas air (µ) = 0,8007cP = 0,0005 lbm/ft.s Laju alir volumetrik (Q) = = 0,00769 ft3/s

Desain pompa :


= 3,9 (0,00769 ft3/s )0,45 ( 62,1586 lbm/ft3)0,13

= 0,75 in




ρ Dv×× =

= 16.459,073 (turbulen)

Untuk pipa commercial steel dan pipa 3/4 in Sc.40 Dari Fig. 2.10–3, Geankoplis,1997 untuk NRe = 16.459,073 diperoleh : f = 0,006

Friction loss :


vAA

.21

2

1

2

α

−

= 0,5 (1 – 0) = 0,0335 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75) = 0,1505 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) = 0,1338 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2∆

= 4(0,02) = 0,7015 ft.lbf/lbm

0,4785 lbm/s 62,1586 lbm/ft3

(62,1586)( 2,075)(0,07) 0,0005

0,00769 ft3/s 0,00371 ft2

2,0752 2(1)(32,174)

2,0752 2(32,174)

2,0752 2(32,174)

30 x 2,0752 (0,07)(2)(32,174)



vAA

..21

22

2

1

α

−


( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = 216,367 kPa = 4518,962 ft.lbf/lbm

P2 = 275 kPa = 5743,525 ft.lbf/lbm ∆P/ρ = 19,7 ft.lbf/lbm

∆Z = 30 ft, maka: Ws = 19,7 ft.lbf/lbm + 1,0862 ft.lbf/lbm + (1 lbf/lbm)(30 ft) + 0

= 50,787 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , η= 80 % Ws = η × Wp 50,787 = 0,8 × Wp Wp = 63,483 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp =

= 0,055 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = ¼ hp

D.31 Pompa Solar ke Ketel Uap (PU – 13) Fungsi : Memompa Solar dari tangki bahan bakar ke ketel uap



P = 1 atm T = 300C

Laju alir massa (F) = 49,024 kg/jam = 0,03 lbm/s Densitas solar (ρ) = 890,0712 kg/m3 = 55,5656 lbm/ft3 Viskositas solar (µ) = 1,1 cP = 0,0007 lbm/ft.s Laju alir volumetrik (Q) = = 0,000433 ft3/s

Desain pompa :


= 3,9 (0,000433 ft3/s )0,45 ( 55,5656 lbm/ft3)0,13

= 0,2016 in


Ukuran nominal : 1/4 in

2,0752 2(1)(32,174)

781,337 (0,45359)(3600) 1 hp

550 ft/lbf/lbm

0,03 lbm/s 55,5656 lbm/ft3


Schedule number : 40 Diameter Dalam (ID) : 0,364 in = 0,0303 ft Diameter Luar (OD) : 0,54 in = 0,045 ft Inside sectional area : 0,00072 ft2 Kecepatan linear, v = Q/A = = 0,602 ft/s


ρ Dv×× =

= 1.372,694 (laminar)

Untuk pipa commercial steel dan pipa 1/4 in Sc.40 Dari Fig. 2.10–3, Geankoplis,1997 untuk NRe = 1.372,694 diperoleh : f = 0,015

Friction loss :


vAA

.21

2

1

2

α

−

= 0,5 (1 – 0) = 0,0028 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75) = 0,0042 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) = 0,0113 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2∆

= 4(0,015) = 0,2229 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α

−

= (1 – 0) = 0,0056 ft.lbf/lbm Total friction loss : ∑ F = 0, 2468 ft.lbf/lbm Dari persamaan Bernoulli :

( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = 101,325 kPa

P2 = 275 kPa ∆Z = 20 ft, maka: Ws = 65,285 kPa + 0,2468 ft.lbf/lbm + (1 lbf/lbm)(20 ft) = 85,325 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , η= 80 % Ws = η × Wp 85,325 = 0,8 × Wp Wp = 106,914 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp =

= 0,0058 hp

(55,5656)(0,602)(0,0303) 0,0007

0,000433 ft3/s 0,00072 ft2

0,6022 2(1)(32,174) 0,6022

2(32,174)

0,6022 2(32,174)

20 x 0,6022 (0,1342)(2)(32,174)

0,6022 2(1)(32,174)

49,024 (0,45359)(3600) 1 hp

550 ft/lbf/lbm


Maka dipilih pompa dengan daya motor = ¼ hp D.32 Pompa Solar ke Generator (PU – 14)

Fungsi : Memompa Solar dari tangki bahan bakar ke Generator


Jumlah : 1 unit


T = 300C Laju alir massa (F) = 21,81 kg/jam = 0,0134 lbm/s Densitas solar (ρ) = 890 kg/m3 = 55,5656 lbm/ft3 Viskositas air (µ) = 1,1 cP = 0,0007 lbm/ft.s Laju alir volumetrik (Q) = = 0,00024 ft3/s

Desain pompa :


= 3,9 (0,00024 ft3/s )0,45 ( 55,5656 lbm/ft3)0,13

= 0,1546 in


Ukuran nominal : 0,25 in Schedule number : 40 Diameter Dalam (ID) : 0,364 in = 0,0303 ft Diameter Luar (OD) : 0,54 in = 0,045 ft Inside sectional area : 0,00072 ft2 Kecepatan linear, v = Q/A = = 0,3339 ft/s


ρ Dv×× =

= 761,237 (laminar)

Untuk pipa commercial steel dan pipa 1/4 in Sc.40 Dari Fig. 2.10–3, Geankoplis,1997 untuk NRe = 761,237 diperoleh : f = 0,07

Friction loss :


vAA

.21

2

1

2

α

−

= 0,5 (1 – 0) = 0,0009 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75) = 0,0026 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) = 0,0035 ft.lbf/lbm

0,0134 lbm/s 55,5656 lbm/ft3

(55,5656)(0,3339)(0,0303) 0,0007

0,00024 ft3/s 0,00072 ft2

0,33392 2(1)(32,174) 0,33392

2(32,174) 0,33392

2(32,174)



vL.2.. 2∆

= 4(0,02) = 0,7996 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α

−


( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)




D.33 Pompa Air Panas (PU – 15) Fungsi : Memompa air dari deaerator ke distribusi air panas



P = 1 atm T = 900C

Laju alir massa (F) = 33.377,278 kg/jam = 20,44 lbm/s Densitas air (ρ) = 955,68 kg/m3 = 62,1586 lbm/ft3 Viskositas air (µ) = 0,8007cP = 0,0005 lbm/ft.s Laju alir volumetrik (Q) = = 0,329 ft3/s

Desain pompa :


= 3,9 (0,329 ft3/s )0,45 ( 62,1586 lbm/ft3)0,13

= 4,04 in

20,44 lbm/s 62,1586 lbm/ft3

20 x 0,33392 (0,0303)(2)(32,174)

0,33392 2(1)(32,174)

21,8102 (0,45359)(3600) 1 hp

550 ft/lbf/lbm





ρ Dv×× =

= 114.943,152 (turbulen)

Untuk pipa commercial steel dan pipa 5 in Sc.40 Dari Fig. 2.10–3, Geankoplis,1997 untuk NRe = 114.943,152 diperoleh : f = 0,006

Friction loss :


vAA

.21

2

1

2

α

−

= 0,5 (1 – 0) = 0,0435 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75) = 0,1305 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) = 0,174 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2∆

= 4(0,02) = 0,1489 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α

−


( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)


∆Z = 30 ft, maka: Ws = 0 ft.lbf/lbm + 0,5838 ft.lbf/lbm + (1 lbf/lbm)(30 ft) + 0


(62,1586)( 2,366)(0,42) 0,0005

0,329 ft3/s 0,00371 ft2

2,3662 2(1)(32,174)

2,3662 2(32,174)

2,3662 2(32,174)

30 x 2,3662 (0,42)(2)(32,174)

2,3662 2(1)(32,174)

33.377,278 (0,45359)(3600) 1 hp

550 ft/lbf/lbm



D.34 Pompa Air Proses (PU – 16) Fungsi : Memompa air dari deaerator ke distribusi air panas



P = 1 atm T = 300C

Laju alir massa (F) = 28035,3 kg/jam = 17,1688 lbm/s Densitas air (ρ) = 955,68 kg/m3 = 62,1586 lbm/ft3 Viskositas air (µ) = 0,8007cP = 0,0005 lbm/ft.s Laju alir volumetrik (Q) = = 0,276 ft3/s

Desain pompa :


= 3,9 (0,276 ft3/s )0,45 ( 62,1586 lbm/ft3)0,13

= 3,74 in




ρ Dv×× =

= 121.098,9545 (turbulen)

Untuk pipa commercial steel dan pipa 4 in Sc.40 Dari Fig. 2.10–3, Geankoplis,1997 untuk NRe = 121.098,9545 diperoleh : f = 0,004

Friction loss :


vAA

.21

2

1

2

α

−

= 0,5 (1 – 0) = 0,0759 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75) = 0,228 ft.lbf/lbm

17,1688 lbm/s 62,1586 lbm/ft3

(62,1586)( 3,1245)(0,42) 0,0005

0,276 ft3/s 0,0884 ft2

3,12452 2(1)(32,174) 3,12452

2(32,174)



v.2

2

= 1(2,0) = 0,303 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2∆

= 4(0,02) = 0,2171 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α

−


( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)


∆Z = 30 ft, maka: Ws = 0 ft.lbf/lbm + 0,9757 ft.lbf/lbm + (1 lbf/lbm)(30 ft) + 0



D.35 Pompa Kaporit (PU – 17) Fungsi : Memompa air dari tangki pelarutan kaporit ke tangki TU – 03.


Jumlah : 1 unit Kondisi operasi:

P = 1 atm T = 30 oC

Laju alir massa (F) = 0,0028 kg/jam = 1,734. 10-6 lbm/s Densitas kaporit (ρ) = 1.272 kg/m3 = 79,4088 lbm/ft3 Viskositas kaporit (µ) = 6,7197.10-4 cp = 4,5156.10-7 lbm/ft.s Laju alir volumetrik (Q) = = 2,18 . 10-8 ft3/s

Desain pompa:


3,12452 2(32,174)

30 x 3,12452 (0,34)(2)(32,174)

3,12452 2(1)(32,174)

28.035,3 (0,45359)(3600) 1 hp

550 ft/lbf/lbm

1,734.10-6 lbm/s 79,4088 lbm/ft3


= 3,9 (2,18 . 10-8 ft3/s )0,45 (79,4088 lbm/ft3)0,13

= 0,0025 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel:

Ukuran nominal : 1/8 in Schedule number : 40 Diameter Dalam (ID) : 0,269 in = 0,0224 ft Diameter Luar (OD) : 0,405 in = 0,0337 ft Inside sectional area : 0,0004 ft2 Kecepatan linear, v = Q/A = = 5,459.10-5 ft/s


ρ Dv×× =

= 215,1947 (laminer)

Untuk pipa commercial steel dan pipa 1 in Sc.40 Pada NRe = 215,1947 harga f = 0,025 (Geankoplis,1997)

Friction loss:


vAA

.21

2

1

2

α

−

= 0,5 (1 – 0) = 2,31.10-11 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75) = 6,947.10-11 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) = 9,26.10-11 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2∆

= 4(0,025) = 6,197.10-9 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α

−

= (1 – 0) = 4,63.10-11 ft.lbf/lbm Total friction loss : ∑ F = 6,43.10-9 ft.lbf/lbm Dari persamaan Bernoulli:

( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)


∆Z = 30 ft, maka:

(79,4088)(5,459.10-5)(0,0224) 0,0005

2,25 . 10-8 ft3/s 0,0004 ft2

0,000054592 2(1)(32,174) 0,000054592

2(32,174) 0,000054592

2(32,174)

30 x 0,000054592 (0,0874)(2)(32,174)

0,000054592 2(1)(32,174)


Ws = 0 + 6,43.10-9 ft.lbf/lbm + (1 lbf/lbm)(30 ft) + 0 = 30,0000000643 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , η= 80 % Ws = η × Wp 30,0000000643 = 0,8 × Wp Wp = 37,5 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp = lbm/s x 37,5 ft.lbf/lbm x

= 1,18.10-7 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor = ¼ hp

D.36 Pompa Air Domestik Utilitas (PU – 18) Fungsi : Memompa air dari tangki utilitas TU – 03 ke distribusi domestik.



P = 1 atm T = 30 oC

Laju alir massa (F) = 991 kg/jam = 0,6069 lbm/s Densitas air (ρ) = 955,68 kg/m3 = 62,1586 lbm/ft3 Viskositas air (µ) = 0,8007 cp = 0,0005 lbm/ft.s Laju alir volumetrik (Q) = = 0,00976 ft3/s

Desain pompa :


= 3,9 (0,00976 ft3/s )0,45 (62,1586 lbm/ft3)0,13




ρ Dv×× =

= 16.432,8 (turbulen) Untuk pipa commercial steel dan pipa 1 in Sc.40, diperoleh : ε = 0,000046 Pada NRe = 16.432,8 dan ε/D = 0,000526 maka harga f = 0,0065 (Geankoplis,1997)

0,6069 lbm/s 62,1586 lbm/ft3

(62,1586)(1,6273)(0,0874) 0,0005

0,00976 ft3/s 0,006 ft2

0,0028 (0,45359)(3600) 1 hp

550 ft/lbf/lbm


Friction loss:


vAA

.21

2

1

2

α

−

= 0,5 (1 – 0) = 0,0206 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 2(0,75) = 0,0617 ft.lbf/lbm


v.2

2

= 1(2,0) = 0,0823 ft.lbf/lbm


vL.2.. 2∆

= 4(0,008) = 0,4896 ft.lbf/lbm


vAA

..21

22

2

1

α

−

= (1 – 0) = 0,0412 ft.lbf/lbm Total friction loss : ∑ F = 0,6953 ft.lbf/lbm Dari persamaan Bernoulli:

( ) ( ) 021 12

122

12

2 =+∑+−


(Geankoplis,1997)




1,62732 2(1)(32,174) 1,62732

2(32,174)

1,62732 2(32,174)

40 x 1,62732 (0,0874)(2)(32,174)

1,62732 2(1)(32,174)

991 (0,45359)(3600) 1 hp

550 ft/lbf/lbm


LAMPIRAN E

PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI

Dalam rencana pra rancangan pabrik pembuatan polihidroksibutirat ini

digunakan asumsi sebagai berikut:

Pabrik beroperasi selama 330 hari dalam setahun.

Kapasitas maksimum adalah 5.000 ton/tahun.

Perhitungan didasarkan pada harga peralatan tiba di pabrik atau purchased-

equipment delivered (Peters, 2004).

Harga alat disesuaikan dengan nilai tukar dollar terhadap rupiah adalah :

US$ 1 = Rp 9.056,- (www.bi.go.id, 2010).

1 Modal Investasi Tetap (Fixed Capital Investment)

1.1 Modal Investasi Tetap Langsung (MITL)

1.1.1 Modal untuk Pembelian Tanah Lokasi Pabrik Luas tanah seluruhnya = 21.500 m2

Biaya tanah pada lokasi pabrik berkisar Rp 120.000,-/m2

Harga tanah seluruhnya = 21.500 m2 × Rp.120.000,- /m2 = Rp 2.580.000.000,-

Biaya perataan tanah diperkirakan 5%

Biaya perataan tanah = 0,05 x Rp. 2.700.000.000,- = Rp 129.000,000-

Maka modal untuk pembelian tanah (A) adalah Rp. 2.709.000.000,-

1.1.2 Harga Bangunan dan Sarana Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya

No Nama Bangunan Luas (m2) Harga (Rp/m2) Jumlah (Rp)

1 Pos jaga 20 500.000 10.000.000

2 Rumah timbangan 20 1.000.000 20.000.000

3 Parkir* 250 500.000 125.000.000

4 Taman* 100 500.000 50.000.000

5 Area bahan baku 2000 1.250.000 2.500.000.000


6 Ruang kontrol 100 1.700.000 175.000.000

7 Area proses 7000 1.000.000 7.000.000.000

Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya ................. (lanjutan)

No Nama Bangunan Luas (m2) Harga (Rp/m2) Jumlah (Rp)

8 Area produk 1500 1.250.000 1.875.000.000

9 Perkantoran 100 1.250.000 125.000.000

10 Laboratorium (R&D) 100 1.250.000 125.500.000

11 Quality Control Dept 100 1.250.000 125.500.000

12 Poliklinik 55 750.000 41.250.000

13 Kantin 50 750.000 37.500.000

14 Ruang Ibadah 55 1.000.000 55.000.000

15 Perpustakaan 50 750.000 37.500.000

16 Gudang peralatan 100 1.250.000 125.000.000

17 Bengkel 100 1.250.000 125.000.000

18 Unit pemadam kebakaran 100 500.000 50.000.000

19 Unit pengolahan air 2000 250.000 500.000.000

20 Pembangkit listrik 500 2.000.000 1.000.000.000

21 Pembangkit uap 400 2.000.000 800.000.000

22 Unit pengolahan limbah 300 1.200.000 360.000.000

23 Perumahan karyawan 2500 1.500.000 3.750.000.000

24 Area Perluasan* 2000 120.000 240.000.000

25 Jalan* 1000 80.000 80.000.000

26 Area antar bangunan 1000 50.000 50.000.000

TOTAL 21.500 19.381.250.000

(www.property.com, 2010) Ket : *) = sarana

Harga bangunan saja = Rp 18.886.250.000,-

Harga sarana = Rp 495.000.000,-

Total biaya bangunan dan sarana (B) = Rp 19.381.250.000,-


1.1.2 Perincian Harga Peralatan

Harga peralatan yang di impor dapat ditentukan dengan menggunakan

persamaan berikut (Timmerhaus et al, 2004) :

=

y

x

m

1

2yx I

IXXCC

dimana: Cx = harga alat pada tahun 2010

Cy = harga alat pada tahun dan kapasitas yang tersedia

X1 = kapasitas alat yang tersedia

X2 = kapasitas alat yang diinginkan

Ix = indeks harga pada tahun 2010

Iy = indeks harga pada tahun yang tersedia

m = faktor eksponensial untuk kapasitas (tergantung jenis alat)

Untuk menentukan indeks harga pada tahun 2010 digunakan metode regresi

koefisien korelasi:

[ ]( )( ) ( )( )2

i2

i2

i2

i

iiii

ΣYΣYnΣXΣXn

ΣYΣXYΣXnr

−⋅×−⋅

⋅−⋅⋅= (Montgomery, 1992)

Tabel LE.2 Harga Indeks Marshall dan Swift

No. Tahun (Xi) Indeks (Yi) Xi.Yi Xi² Yi²

1 1987 814 1617418 3948169 662596 2 1988 852 1693776 3952144 725904 3 1989 895 1780155 3956121 801025 4 1990 915 1821049 3960100 837408,01 5 1991 931 1852824,6 3964081 866016,36 6 1992 943 1878655,2 3968064 889437,61 7 1993 964 1921650,6 3972049 929681,64 8 1994 993 1980839,6 3976036 986843,56 9 1995 1028 2049862,5 3980025 1055756,25 10 1996 1039 2074043,6 3984016 1079728,81 11 1997 1057 2110429,6 3988009 1116826,24 12 1998 1062 2121676,2 3992004 1127631,61 13 1999 1068 2135531,7 3996001 1141264,89 14 2000 1089 2178000 4000000 1185921 15 2001 1094 2188893.9 4004001 1196617,21


16 2002 1103 2207205 4008004 1215506,25 Total 31912 15846 31612010,5 63648824 15818164,44

Sumber: Tabel 6-2, Peters, 2004

Data : n = 16 ∑Xi = 31912 ∑Yi = 15846,4

∑XiYi = 31612010,5 ∑Xi² = 63648824 ∑Yi² = 15818164,44

Dengan memasukkan harga-harga pada Tabel LE – 2, maka diperoleh harga

koefisien korelasi:

r =

[(16). (63648824) – (31912)²] x [(16)( 15818164,44) – (15846,4)² ]½

(16) . (31612010,5) – (31912)(15846,4)

≈ 0,981 = 1

Harga koefisien yang mendekati +1 menyatakan bahwa terdapat hubungan linier

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

an regresi linier.

Persamaan umum regresi linier, Y = a + b ⋅ X

dengan: Y = indeks harga pada tahun yang dicari (2010)

X = variabel tahun ke n – 1

a, b = tetapan persamaan regresi

Tetapan regresi ditentukan oleh : (Montgomery, 1992)

( ) ( )( ) ( )2

i2

i

iiii

ΣXΣXnΣYΣXYΣXnb

−⋅⋅−⋅

=

a 22

2

Xi)(Xin.Xi.YiXi.XiYi.

Σ−ΣΣΣ−ΣΣ

=

Maka :

= 18,723

= -36351,92

Sehingga persamaan regresi liniernya adalah:

Y = a + b ⋅ X

Y = 18,723 X – 36351,92

( ) ( )( )( ) ( ) 185.3

536.53937.27511.748.5514

184.14937.2728.307.99614b 2 =−

−=

( )( ) ( )( )( ) ( ) 185.3

228.604.103937.27511.748.5514

996.307.28937.27511.748.5514.184a 2

−=

−−

=


Dengan demikian, harga indeks pada tahun 2010 adalah:

Y = 18,723 (2010) – 36351,92

Y = 1280,6

Perhitungan harga peralatan adalah menggunakan harga faktor eksponsial (m)

Marshall & Swift. Harga faktor eksponen ini beracuan pada Tabel 6-4 Peters, 2004.

Untuk alat yang tidak tersedia, faktor eksponensialnya dianggap 0,6 (Peters, 2004).

a. Tangki biomassa (V-101)

Contoh perhitungan harga peralatan:

Kapasitas tangki , X2 = 18,542 m3. Dari Gambar LE.1 berikut, diperoleh

untuk harga kapasitas tangki (X1) 1 m³ adalah (Cy) US$ 6700. Dari tabel 6-4,

Timmerhaus, 2004, faktor eksponen untuk tangki adalah (m) 0,49. Indeks harga pada

tahun 2002 (Iy) 1103.

Capacity, m3

Purc

hase

d co

st, d

olla

r

106

105

104

103

102 103 104 105Capacity, gal

10-1 1 10 102 103

P-82Jan,2002

310 kPa (30 psig) Carbon-steel tank (spherical)

Carbon steel304 Stainless stellMixing tank with agitator

Gambar LE.1 Harga Peralatan untuk Tangki Penyimpanan dan Tangki

Pelarutan.(Peters, 2004)

Indeks harga tahun 2010 (Ix) adalah 1.280,6. Maka estimasi harga tangki untuk (X2)

24,7227 m3 adalah :

Cx = US$ 6700 × 49,0

1 18,542 x

11031280,6

Cx = US$ 32.532.-

Cx = Rp 294.609.179,-/unit

Untuk harga alat impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut:

- Biaya transportasi = 5 %


- Biaya asuransi = 1 %

- Bea masuk = 15 % (Rusjdi, 2004)

- PPn = 10 % (Rusjdi, 2004)

- PPh = 10 % (Rusjdi, 2004)

- Biaya gudang di pelabuhan = 0,5 %

- Biaya administrasi pelabuhan = 0,5 %

- Transportasi lokal = 0,5 %

- Biaya tak terduga = 0,5 %

Total = 43 %

Untuk harga alat non impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai

berikut:

- PPn = 10 % (Rusjdi, 2004)

- PPh = 10 % (Rusjdi, 2004)

- Transportasi lokal = 0,5 %

- Biaya tak terduga = 0,5 %

Total = 21 %


Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses

No. Kode Unit Ket*)

Harga / Unit

(Rp) Harga Total (Rp)

1 V-101 1 NI 73.652.295 73.652.295 2 V-102 1 NI 40.732.461 40.732.461 3 V-103 1 NI 41.911.149 41.911.149 4 V-104 1 NI 109.279.350 109.279.350 5 V-105 1 NI 32.886.768 32.886.768 6 V-106 1 NI 30.075.525 30.075.525 7 V-107 1 NI 347.771.301 347.771.301 8 V-108 1 NI 109.279.350 109.279.350 9 V-109 1 NI 60.784.650 60.784.650

10 VE-101 1 I 72.708.269 72.708.269 11 R-101 50 NI 684.707.610 34.235.380.931 12 SPD-101 1 I 40.752.000 40.752.000 13 DC-101 1 I 31.696.000 31.696.000 14 E-101 1 NI 333.851 333.851 15 E-102 10 NI 3.377.376 33.773.760 16 E-103 1 NI 516.527 516.527 17 E-104 1 NI 516.511 516.511 18 E-105 1 I 653.853 653.853 19 E-106 1 I 379.868 379.868 20 C-101 1 NI 1.156.905 1.156.905 21 SC-101 1 NI 581.203 581.203 22 CF-101 1 I 90.560.000 90.560.000 23 CF-102 1 I 90.560.000 90.560.000 24 CF-103 1 I 90.560.000 90.560.000

Total 35.884.273.833

Impor 417.417.472


Non-Impor 35.466.856.361

Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas

No. Kode Unit Ket*) Harga / Unit (Rp) Harga Total (Rp)

1 SC 1 I 55.828.155 55.828.155

2 BS 1 NI 6.500.000 6.500.000

3 CL 1 I 12.984.816.097 12.984.816.097

4 MA 1 I 2.785.740449 2.785.740449

5 CE 1 I 401.939.090 401.939.090

6 AE 1 I 401.939.090 401.939.090

7 DE 3 I 3.520.778.446 10.562.335.337

8 KU 1 I 73.241.420.253 73.241.420.253

9 SF 1 I 2.445.290.229 2.445.290.229

10 TB 1 I 720.048.765 720.048.765

10 TU-01 1 I 10.078.929.323 10.078.929.323

11 TU-02 1 I 13.155.300.640 13.155.300.640

12 TU-03 1 I 2.579.137.948 2.579.137.948

14 TP-01 1 I 179.715850 179.715850

15 TP-02 1 I 134.624.738 134.624.738

16 TP-03 1 I 139.256.161 139.256.161

17 TP-04 1 I 91.546.970 91.546.970

18 TP-05 1 I 6.692.962 6.692.962

19 PU-01 1 NI 6.519.079 6.519.079

20 PU-02 1 NI 3.049.202 3.049.202

21 PU-03 1 NI 691.966 691.966

22 PU-04 1 NI 550.484 550.484

23 PU-05 1 NI 46.100.838 46.100.838

24 PU-06 1 NI 46.100.838 46.100.838

25 PU-07 1 NI 8.596.243 8.596.243

26 PU-08 1 NI 33.120 33.120


27 PU-09 1 NI 248.682 248.682

28 PU-10 1 NI 8.596.243 8.596.243

29 PU-11 1 NI 7.019.830 7.019.830

30 PU-12 1 NI 787.797 787.797

31 PU-13 1 NI 643.333 643.333

32 PU-14 1 NI 529.498 529.498

33 PU-15 1 NI 262,241 262,241

34 PU-16 1 NI 5.418.695 5.418.695

35 PU-17 1 NI 70.808 70.808

36 PU-18 1 NI 1.798.511 1.798.511

Total 121.113.559.307 Impor 91.705.903.917

Non-Impor 29.407.655.390

Keterangan: I untuk peralatan impor, sedangkan N.I. untuk peralatan non impor.

Total harga peralatan tiba di lokasi pabrik (purchased-equipment delivered) adalah:

=(1,43x(Rp. 417.417.472,-+Rp. 91.705.903.917,-))+(1,21 x (Rp. 35.884.273.833,-

+Rp. 29.407.655.390,-)) = Rp. 224.534.508.806,-

Biaya pemasangan diperkirakan 30 % dari total harga peralatan (Timmerhaus 2004).

Biaya pemasangan = 0,30 × Rp. 224.534.508.806,-

= Rp. 67.360.352.642,-

Harga peralatan + biaya pemasangan (C)

= Rp. 224.534.508.806,-+ Rp. 67.360.352.642,-

= Rp 291.894.861.448,-

1.1.4 Instrumentasi dan Alat Kontrol

Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 10% dari total harga

peralatan (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya instrumentasi dan alat kontrol (D) = 0,1 × Rp. 224.534.508.806,-

= Rp 22.453.450.880,-


1.1.5 Biaya Perpipaan

Diperkirakan biaya perpipaan 30% dari total harga peralatan

(Timmerhaus et al, 2004).

Biaya perpipaan (E) = 0,3 × Rp. 224.534.508.806,-

= Rp 67.360.352.642,-

1.1.6 Biaya Instalasi Listrik

Diperkirakan biaya instalasi listrik 15% dari total harga peralatan


Biaya instalasi listrik (F) = 0,15 × Rp. 224.534.508.806,-

= Rp 44.906.902.761,-

1.1.7 Biaya Inventaris Kantor

Diperkirakan biaya inventaris kantor 3 % dari total harga peralatan


Biaya inventaris kantor (H) = 0,03 × Rp. 224.534.508.806,-

= Rp 6.736.035.264,-

1.1.8 Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan

Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 2% dari total

harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan (I)

= 0,02 × Rp. 224.534.508.806,-

= Rp 4.490.690.176,-

1.1.9 Sarana Transportasi

Untuk mempermudah pekerjaan, perusahaan memberi fasilitas sarana

transportasi ( J ) seperti pada tabel berikut.

Tabel LE.5 Biaya Sarana Transportasi

No.

Jenis

Kendaraan

Unit

Merek

Harga/ Unit

(Rp)

Harga Total

(Rp)

1 Mobil GM 1 Toyota furtuner 359.000.000 359.000.000

2 Mobil manajer 4 Honda CR-V 272.000.000 1.088.000.000

3 Bus karyawan 2 Bus Mitsubishi 330.000.000 660.000.000


4 Mobil pemasaran 2 Kijang Innova 254.300.000 508.600.000

5 Truk 4 Truk Mitsubishi 300.000.000 1.200.000.000

6

Mobil pemadam

kebakaran 2 Truk mitsubishi 400.000.000 800.000.000

Total 4.615.600.000

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

= Rp 464.548.142.172,-

1.2 Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL)

1.2.1 Pra Investasi

Diperkirakan 7 % dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).

Pra Investasi (K) = 0,07 x Rp. 224.534.508.806,-

= Rp 15.717.415.616,-

1.2.2 Biaya Engineering dan Supervisi

Diperkirakan 30% dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya Engineering dan Supervisi (L) = 0,30 × Rp. 224.534.508.806,-

= Rp 67.360.352.642,-

1.2.3 Biaya Legalitas


Biaya Legalitas (M) = 0,04 × Rp. 224.534.508.806,-

= Rp 8.981.380.352,-

1.2.4 Biaya Kontraktor


Biaya Kontraktor (N) = 0,10 × Rp. 224.534.508.806,-

= Rp 22.453.450.880,-

1.2.5 Biaya Tak Terduga

Diperkirakan 30% dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004) .

Biaya Tak Terduga (O) = 0,30 × Rp 224.534.508.806,-

= Rp 67.360.352.642,-

Total MITTL = K + L + M + N + O

= Rp 181.872.952.133,-


Total MIT = MITL + MITTL

= Rp 646.421.094.304,-

2 Modal Kerja

Modal kerja dihitung untuk pengoperasian pabrik selama 1 bulan (= 30 hari)

2.1 Persediaan Bahan Baku

2.1.1 Bahan baku proses

1. MgSO4.7H2O

Kebutuhan = 2.724,528 kg/hari

Harga MgSO4.7H2O = Rp 108.129 ,- /kg (www.alfa.com, 2010)

Harga total = 30 hari × 2.724,528 kg/hari × Rp 108.129,- /kg

= Rp 8,837,985,218 ,-

2. (NH4)2SO4

Kebutuhan = 378,409 kg/hari

Harga = Rp 166.848,- /kg (www.alfa.com, 2010)

Harga total = 30 hari × 378,409 kg/hari x Rp. 166.848,- /kg

= Rp 1.894.100.639,-

3. Glukosa

Kebutuhan = 45.409,080 kg/hari

Harga = Rp. 5.500,-/kg (CV. DANACO, 2010)

Harga total = 30 hari × 45.409,080 kg/hari x Rp 5.500,-/kg

= Rp 7.492.498.200 ,-

4. FeCl3


Harga MgSO4.7H2O = Rp 55.423,- /kg (www.alfa.com, 2010)

Harga total = 30 hari × 233,040 kg/hari × Rp 55.423,- /kg

= Rp 387.471.320,-


http://www.alfa.com/�



5. CuSO4


Harga = Rp 502.608,- /kg (www.alfa.com, 2010)

Harga total = 30 hari × 3,528 kg/hari x Rp. Rp 502.608,- /kg

= Rp 53.196.031,-

6. NiCl2


Harga = Rp. 452.800,-/kg (www.alfa.com, 2010)

Harga total = 30 hari × 2,976 kg/hari x Rp 452.800,-/kg

= Rp 404.259.840,-

2.1.2 Persediaan bahan baku utilitas

1. Alum, [Al2(SO4)3]

Kebutuhan = 3,200 kg/jam

Harga = Rp 1.100 ,-/kg (PT. Bratachem 2010)

Harga total = 90 hari × 24 jam/hari × 3,200 kg/jam × Rp 1.100,-/kg

= Rp 27.878.400 ,- 2. Soda abu, (Na2CO3)


Harga = Rp 2.500,-/kg (PT. Merck, 2010)


= Rp 34.214.400 ,-

3. Kaporit


Harga = Rp 9.500,-/kg (PT. Bratachem 2010)


= Rp 218.196 ,-

4. Natrium Klorida, (NaCl)


Harga = Rp 6.000,-/kg (PT. Bratachem 2010)

Harga total = 90 hari × 24 jam x 3,750 kg/hari × Rp 6000,-/kg

= Rp 16.141.304,- 5. Natrium Hidroksida, (NaOH)





Harga = Rp 3.250,-/kg (PT. Merck, 2010)

Harga total = 90 hari × 24 jam × 1,500 kg/jam × Rp 3.250 ,-/kg

= Rp 38.610.000 ,-

6. Solar

Kebutuhan = 79.589 ltr/jam

Harga solar untuk industri = Rp. 4.500 ,-/liter (PT.Pertamina, 2010)

Harga total = 90 hari × 24 jam/hari × 79.589 ltr/jam × Rp. 4.500 ,-/liter

= Rp Rp 2.836.551.960,-

Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 bulan (90

hari) adalah = Rp 28.256.772.788 ,-

2.2 Kas

2.2.1 Gaji Pegawai

Tabel LE.6 Perincian Gaji Pegawai

No Jabatan Jumlah Gaji/bulan

(Rp)

Jumlah

Gaji/bulan

(Rp)

1 Dewan Komisaris 3 20.000.000 60.000.000

2 Direktur 1 20.000.000 20.000.000

3 Sekretaris 2 3.000.000 6.000.000

4 Manajer Produksi 1 12.000.000 12.000.000

5 Manajer Teknik 1 12.000.000 12.000.000

6 Manajer Umum dan Keuangan 1 12.000.000 12.000.000

7 Manajer Pembelian dan Pemasaran 1 12.000.000 12.000.000

8 Kepala Seksi Proses 1 6.000.000 6.000.000

9 Kepala Seksi Laboratorium QCD dan R&D 1 6.000.000 6.000.000 10 Kepala Seksi Utilitas 1 6.000.000 6.000.000

11 Kepala Seksi Listrik 1 6.000.000 6.000.000

12 Kepala Seksi Instrumentasi 1 4.000.000 4.000.000


13 Kepala Seksi Pemeliharaan Pabrik 1 4.000.000 4.000.000

14 Kepala Seksi Keuangan 1 5.000.000 5.000.000

15 Kepala Seksi Administrasi 1 4.000.000 4000000

16 Kepala Seksi Personalia 1 4.000.000 4000000

17 Kepala Seksi Humas 1 4.000.000 4.000.000

18 Kepala Seksi Keamanan 1 3.000.000 3.000.000

19 Kepala Seksi Pembelian 1 4.000.000 4.000.000

20 Kepala Seksi Penjualan 1 4.000.000 4.000.000

21 Kepala Seksi Gudang / Logistik 1 4.000.000 4.000.000

22 Karyawan Proses 24 2.000.000 48.000.000

23 Karyawan Laboratorium, R&D 6 2.000.000 12.000.000

24 Karyawan Utilitas 12 2.000.000 24.000.000

25 Karyawan Unit Pembangkit Listrik 8 2.000.000 16.000.000

26 Karyawan Instrumentasi Pabrik 8 2.000.000 16.000.000

27 Karyawan Pemeliharaan Pabrik 8 2.000.000 16.000.000

28 Karyawan Bagian Keuangan 4 2.000.000 8.000.000

29 Karyawan Bagian Administrasi 3 2.000.000 6.000.000

30 Karyawan Bagian Personalia 3 2.000.000 6.000.000

31 Karyawan Bagian Humas 3 2.000.000 6.000.000

32 Karyawan Pembelian 6 2.000.000 12.000.000

33 Karyawan Penjualan / Pemasaran 6 2.000.000 12.000.000

34 Petugas Keamanan 10 1.200.000 12.000.000

35 Karyawan Gudang / Logistik 6 1.800.000 10.800.000

36 Dokter 1 4.000.000 4.000.000

37 Perawat 2 1.800.000 3.600.000

38 Petugas Kebersihan 8 1.000.000 8.000.000

39 Supir 6 1.200.000 7.200.000

TOTAL 148 425.600.000


2.2.2 Biaya Administrasi Umum

Diperkirakan 20 % dari gaji pegawai = 0,2 × Rp 425.600.000,-

= Rp 85.120.000,-

2.2.3 Biaya Pemasaran

Diperkirakan 20 % dari gaji pegawai = 0,2 × Rp 425.600.000,-

= Rp 85.120.000,-

Tabel LE.7 Perincian Biaya Kas

No. Jenis Biaya Jumlah (Rp)/Bulan 1. Gaji Pegawai 425.600.000,- 2. Administrasi Umum 85.120.000,- 3. Pemasaran 85.120.000,-

Total 595.840.000,-

2.3 Biaya Start – Up

Diperkirakan 8 % dari Modal Investasi Tetap (Timmerhaus et al, 2004).

= 0,08 × Rp 646.421.094.304,-

= Rp 51.713.687.544,-

2.4 Piutang Dagang

HPT12IPPD ×=

dimana: PD = piutang dagang

IP = jangka waktu kredit yang diberikan (1 bulan)

HPT = hasil penjualan tahunan

Penjualan :

Harga jual PHB = US$ 16 /kg

= Rp 9.056,- /kg (www.bi.go.id, 2010)


Produksi PHB = 13.636 kg/hari

Hasil penjualan PHB tahunan

= 13.636 kg/hari × 330 hari/tahun × Rp 9.056,- /kg

= Rp 652.032.208.650,-

Hasil penjualan total tahunan = Rp 652.032.208.650,-

Piutang Dagang = 121 × Rp 652.032.208.650,-

= Rp 54.336.017.388 ,-

Perincian modal kerja dapat dilihat pada tabel di bawah ini.

Tabel LE.8 Perincian Modal Kerja

No.

Jumlah (Rp) 1. Bahan baku proses dan utilitas 230.028.714,- 2. Kas 595.840.000,- 3. Start up 51.713.687.544,- 4. Piutang Dagang 54.336.017.388,-

Total 106.875.573.646,-

Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja

= Rp 646.421.094.304,- + Rp 106.875.573.646,-

= Rp 753.296.667.950,-

Modal ini berasal dari:

- Modal sendiri = 60 % dari total modal investasi

= 0,6 × Rp 753.296.667.950,-

= Rp 451.987.000.770,-

- Pinjaman dari Bank = 40 % dari total modal investasi

= 0,4 × Rp 753.296.667.950,-

= Rp 301.318.667.180,-

3 Biaya Produksi Total

3.1 Biaya Tetap (Fixed Cost = FC)


3.1.1 Gaji Tetap Karyawan

Gaji tetap karyawan terdiri dari gaji tetap tiap bulan ditambah 2 bulan gaji

yang diberikan sebagai tunjangan, sehingga (P)

Gaji total = (12 + 2) × Rp 425.600.000,-

= Rp 5.958.400.000,-

3.1.2 Bunga Pinjaman Bank

Bunga pinjaman bank adalah 15 % dari total pinjaman (Bank Mandiri, 2010).

Bunga bank (Q) = 0,15 × Rp 301.318.667.180,-

= Rp 45.197.800.077,-

3.1.3 Depresiasi dan Amortisasi

Pengeluaran untuk memperoleh harta berwujud yang mempunyai masa

manfaat lebih dari 1 (satu) tahun harus dibebankan sebagai biaya untuk

mendapatkan, menagih, dan memelihara penghasilan melalui penyusutan

(Rusdji,2004). Pada perancangan pabrik ini, dipakai metode garis lurus atau straight

line method. Dasar penyusutan menggunakan masa manfaat dan tarif penyusutan

sesuai dengan Undang-undang Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000 Pasal 11

ayat 6 dapat dilihat pada tabel di bawah ini.

Tabel LE.9 Aturan depresiasi sesuai UU Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000

Kelompok

Harta

Berwujud

M

asa

(t

ahun)

T

arif

(

%)

Beberapa Jenis Harta

I. Bukan

Bangunan

1.Kelompok

1

2. Kelompok

2

4

8

1

6

2

5

1

2,5

6

,25

Mesin kantor, perlengkapan, alat

perangkat/ tools industri.

Mobil, truk kerja

Mesin industri kimia, mesin industri

mesin


3. Kelompok

3

II. Bangunan

Permanen

2

0

5

Bangunan sarana dan penunjang

Sumber : Waluyo, 2000 dan Rusdji,2004

Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol.

n

LPD −=

dimana: D = depresiasi per tahun

P = harga awal peralatan

L = harga akhir peralatan

n = umur peralatan (tahun)

Tabel LD.10 Perhitungan Biaya Depresiasi sesuai UURI No. 17 Tahun 2000

Komponen Biaya (Rp) Umur

(tahun) Depresiasi (Rp)

Bangunan 18.886.250.000 20 944.312.500

Peralatan proses 291.894.861.448 16 18.243.428.840

Instrumentrasi dan pengendalian proses 22.453.450.881 4 5.613.362.720

Perpipaan 67.360.352.642 4 16.840.088.160

Instalasi listrik 44.906.901.761 4 11.226.725.440

Inventaris kantor 6.736.035.364 4 1.684.008.816

Perlengkapan keamanan dan kebakaran 4.490.690.176 4 1.122.672.544

Sarana transportasi 4,615,600,000 8 576.950.000

TOTAL 56.251.549.021

Semua modal investasi tetap langsung (MITL) kecuali tanah mengalami

penyusutan yang disebut depresiasi, sedangkan modal investasi tetap tidak langsung

(MITTL) juga mengalami penyusutan yang disebut amortisasi.


Pengeluaran untuk memperoleh harta tak berwujud dan pengeluaran lainnya

yang mempunyai masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun untuk mendapatkan,

menagih, dan memelihara penghasilan dapat dihitung dengan amortisasi dengan

menerapkan taat azas (UURI Pasal 11 ayat 1 No. Tahun 2000). Para Wajib Pajak

menggunakan tarif amortisasi untuk harta tidak berwujud dengan menggunakan masa

manfaat kelompok masa 4 (empat) tahun sesuai pendekatan prakiraan harta tak

berwujud yang dimaksud (Rusdji, 2004).

Untuk masa 4 tahun, maka biaya amortisasi adalah 25 % dari MITTL. sehingga :

Biaya amortisasi = 0,25 × Rp 170.277.982.613,-

= Rp 45.468.238.033,-

Total biaya depresiasi dan amortisasi (R)

= Rp 56.251.549.021,- + Rp 45.468.238.033,-

= Rp 101.719.787.055,-

3.1.4 Biaya Tetap Perawatan

1. Perawatan mesin dan alat-alat proses

Perawatan mesin dan peralatan dalam industri proses berkisar 2 sampai 20%,

diambil 10% dari harga peralatan terpasang di pabrik (Timmerhaus et al,

2004).

Biaya perawatan mesin = 0,1 × Rp 291.894.861.448,-

= Rp 29.189.486.145,-

2. Perawatan bangunan

Diperkirakan 10 % dari harga bangunan (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan bangunan = 0,1 × 18.886.250.000,-

= Rp 1.888.625.000,-

3. Perawatan kendaraan

Diperkirakan 10 % dari harga kendaraan (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan kenderaan = 0,1 × Rp 4,615,600,000,-

= Rp 461,560,000,-


4. Perawatan instrumentasi dan alat kontrol

Diperkirakan 10 % dari harga instrumentasi dan alat kontrol (Timmerhaus et

al, 2004).

Perawatan instrumen = 0,1 × Rp 22.453.450.881,-

= Rp 2.245.345.088,-

5. Perawatan perpipaan

Diperkirakan 10 % dari harga perpipaan (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan perpipaan = 0,1 × Rp 67.360.352.642,-

= Rp 6.736.035.264,-

6. Perawatan instalasi listrik

Diperkirakan 10 % dari harga instalasi listrik (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan listrik = 0.1 × Rp 44.906.901.761,-

= Rp 4.490.690.176,-

8. Perawatan inventaris kantor

Diperkirakan 10 % dari harga inventaris kantor (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan inventaris kantor = 0,1 × Rp 6.736.035.264,-

= Rp 673.603.526,-

9. Perawatan perlengkapan kebakaran

Diperkirakan 10 % dari harga perlengkapan kebakaran (Timmerhaus et al,

2004).

Perawatan perlengkapan kebakaran = 0,1 × Rp 44.906.901.761,-

= Rp 4.490.690.176,-

Total biaya perawatan (S) = Rp 46.134.414.217,-

3.1.5 Biaya Tambahan Industri (Plant Overhead Cost)

Biaya tambahan industri ini diperkirakan 20 % dari modal investasi tetap



Plant Overhead Cost (T) = 0,2 x Rp 646.421.094.304,-

= Rp 129.384.218.861,-

3.1.6 Biaya Administrasi Umum

Biaya administrasi umum selama 1 bulan adalah Rp 85.120.000,-

Biaya administrasi umum selama 1 tahun (U) = 12 × Rp 85.120.000,-

= Rp 1.021.440.000,-

3.1.7 Biaya Pemasaran dan Distribusi

Biaya pemasaran selama 1 bulan adalah Rp 85.120.000,-

Biaya pemasaran selama 1 tahun = 12 × Rp 85.120.000,-

= Rp 1.021.440.000,-

Biaya distribusi diperkirakan 50 % dari biaya pemasaran, sehingga :

Biaya distribusi = 0,5 x Rp 1.021.440.000,- = Rp 510.720.000,-

Biaya pemasaran dan distribusi (V) = Rp 1.532.160.000,-

3.1.8 Biaya Laboratorium, Penelitan dan Pengembangan

Diperkirakan 5 % dari biaya tambahan industri (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya laboratorium (W) = 0,05 x Rp 129.384.218.861,-

= Rp 6.464.210.943,-

3.1.9 Hak Paten dan Royalti

Diperkirakan 1% dari modal investasi tetap (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya hak paten dan royalti (X) = 0,01 x Rp 646.421.094.304,-

= Rp 6.464.210.943,-

3.1.10 Biaya Asuransi

1. Biaya asuransi pabrik. adalah 3,1 permil dari modal investasi tetap

langsung (PTJAMSOSTEK, 2009).

= 0,0031 × Rp 436.634.326.661,-

= Rp 1.440.099.241,-

2. Biaya asuransi karyawan.


Premi asuransi = 2 % dari gaji karyawan (PT. JAMSOSTEK, 2010)

Maka biaya asuransi karyawan = 0,02 x Rp 5.107.200.000,-

= Rp 102.144.000,-

Total biaya asuransi (Y) = Rp 1.542.243.241,-

3.1.11 Pajak Bumi dan Bangunan

Dasar perhitungan Pajak Bumi dan Bangunan (PBB) mengacu kepada

Undang-Undang RI No. 20 Tahun 2000 Jo UU No. 21 Tahun 1997 tentang Bea

Perolehan Hak atas Tanah dan Bangunan sebagai berikut:

Yang menjadi objek pajak adalah perolehan hak atas tanah dan atas bangunan

(Pasal 2 ayat 1 UU No.20/00).

Dasar pengenaan pajak adalah Nilai Perolehan Objek Pajak (Pasal 6 ayat 1 UU

No.20/00).

Tarif pajak ditetapkan sebesar 5% (Pasal 5 UU No.21/97).

Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak ditetapkan sebesar Rp.

30.000.000,- (Pasal 7 ayat 1 UU No.21/97).

Besarnya pajak yang terutang dihitung dengan cara mengalikkan tarif pajak

dengan Nilai Perolehan Objek Kena Pajak (Pasal 8 ayat 2 UU No.21/97).

Maka berdasarkan penjelasan di atas, perhitungan PBB ditetapkan sebagai berikut :

Nilai Perolehan Objek Pajak

Wajib Pajak Pabrik Pembuatan dan Polihidroksibutirat

• Tanah Rp 2.580.000.000,-

• Bangunan Rp 18.886.250.000,-

Total NJOP Rp 21.466.250.000,-

Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak (Rp. 30,000,000,- )

Nilai Perolehan Objek Pajak Kena Pajak Rp 21.496.250.000,-

Pajak yang Terutang (5% x NPOPKP) Rp 1.074.812.500,-

Pajak Bumi dan Bangunan (Z) adalah Rp 1.074.812.500,-


Total Biaya Tetap = P + Q + R + S + T + U +V + W + X + Y + Z

= Rp 377.914.127.881,-

3.2 Biaya Variabel

3.2.1 Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas per tahun

Biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 30 hari adalah

Rp 28.256.772.788,-

Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 1 tahun

= Rp 28.256.772.788,- x 30330

= Rp 3.1082E+11,-

Biaya Variabel Tambahan

1. Perawatan dan Penanganan Lingkungan Diperkirakan 1% dari biaya variabel bahan baku

Biaya variabel pemasaran = 0,01 × Rp 28.256.772.788,-

= Rp 282.567.728,-

2. Biaya Variabel Pemasaran dan Distribusi

Diperkirakan 10 % dari biaya variabel bahan baku

Biaya perawatan lingkungan = 0,1 × Rp 28.256.772.788,-

= Rp 2.825.677.279,-

Total biaya variabel tambahan = Rp 3.108.245.007,-

3.2.2 Biaya Variabel Lainnya

Diperkirakan 5 % dari biaya variabel tambahan

= 0,05 × Rp 3.108.245.007,-

= Rp 155.412.250,-


Total biaya variabel = Rp 31.520.430.045,-

Total biaya produksi = Biaya Tetap + Biaya Variabel

= Rp 346.393.697.836,- + Rp 31.520.430.045,-

= Rp 377.914.127.881,-

4 Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan

4.1 Laba Sebelum Pajak (Bruto)

Laba atas penjualan = total penjualan – total biaya produksi

= Rp 652.032.208.650,- – Rp 377.914.127.881,-

= Rp 274.118.080.769,-

Bonus perusahaan untuk karyawan 0,5 % dari keuntungan perusahaan

= 0,005 x Rp 274.118.080.769,-

= Rp 1.370.590.404,-

Pengurangan bonus atas penghasilan bruto sesuai dengan UURI No. 17/00

Pasal 6 ayat 1 sehingga :

Laba sebelum pajak (bruto) = Rp 274.118.080.769,- − Rp 1.370.590.404,-

= Rp 272.747.490.365,-

4.2 Pajak Penghasilan

Berdasarkan UURI Nomor 17 ayat 1 Tahun 2000, Tentang Perubahan

Ketiga atas Undang-undang Nomor 7 Tahun 1983 Tentang Pajak Penghasilan

adalah (Rusjdi, 2004):

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

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

pajak sebesar 15 %.

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

Maka pajak penghasilan yang harus dibayar adalah:


- 10 % × Rp 50.000.000 = Rp 5.000.000,-

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

- 30% ×( Rp 272.747.490.365,- – Rp 100.000.000) = Rp 81.794.247.110,-

Total PPh = Rp 81.806.747.110,-

Laba setelah pajak

Laba setelah pajak = laba sebelum pajak – PPh

= Rp 272.747.490.365,- – Rp 81.806.747.110,-

= Rp 190.940.743.256,-

5 Analisa Aspek Ekonomi

5.1 Profit Margin (PM)

PM = penjualantotal

pajaksebelumLaba× 100 %

PM = 100%x ,- 8.650652.032.20 Rp 0.365,-272.747.49 Rp

= 41,83 %

5.2 Break Even Point (BEP)

BEP = VariabelBiayaPenjualanTotal

TetapBiaya−

× 100 %

BEP = 045.430.520.13650.208.032.652

7.836346.393.69−

BEP = 55,82 %

Kapasitas produksi pada titik BEP = 55,82 % × 4.500 ton/tahun

= 828,984 ton/tahun

Nilai penjualan pada titik BEP = 55,82 % x Rp 652.032.208.650,-

= Rp 363.989.622.196,-

5.3 Return on Investment (ROI)

ROI = investasi modal Total

pajak setelah Laba × 100 %


ROI = 7.950753.296.66

3.256190.940.74

ROI = 25,35 %

5.4 Pay Out Time (POT)

POT = tahun1x 0,2535

1

POT = 3,95 tahun

5.5 Return on Network (RON)

RON = sendiriModal

pajaksetelahLaba × 100 %

RON =0,770451.978.003.256190.940.74 x 100 %

RON = 42,25 %

5.6 Internal Rate of Return (IRR)

Untuk menentukan nilai IRR harus digambarkan jumlah pendapatan dan

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

memperoleh cash flow diambil ketentuan sebagai berikut:

- Laba kotor diasumsikan mengalami kenaikan 10 % tiap tahun

- Masa pembangunan disebut tahun ke nol

- Jangka waktu cash flow dipilih 10 tahun

- Perhitungan dilakukan dengan menggunakan nilai pada tahun ke – 10

- Cash flow adalah laba sesudah pajak ditambah penyusutan.

Dari Tabel LE.11, diperoleh nilai IRR = 43,84 %


Tabel LE.11 Data Perhitungan BEP

% Kapasitas Biaya tetap Biaya variabel

Total biaya produksi Penjualan

0 346,393,697,836 0

346,393,697,836 0

10 346,393,697,836

3,152,043,004

349,545,740,841

65,203,220,865

20 346,393,697,836

6,304,086,009

352,697,783,845

130,406,441,730

30 346,393,697,836

9,456,129,013

355,849,826,850

195,609,662,595

40 346,393,697,836

12,608,172,018

359,001,869,854

260,812,883,460

50 346,393,697,836

15,760,215,022

362,153,912,859

326,016,104,325

60 346,393,697,836

18,912,258,027

365,305,955,863

391,219,325,190

70 346,393,697,836

22,064,301,031

368,457,998,868

456,422,546,055

80 346,393,697,836

25,216,344,036

371,610,041,872

521,625,766,920

90 346,393,697,836

28,368,387,040

374,762,084,877

586,828,987,785

100 346,393,697,836

31,520,430,045

377,914,127,881

652,032,208,650


PERHITUNGAN NERACA MASSA

Documents

Transcript of PERHITUNGAN NERACA MASSA