SKRIPSI PRARANCANGAN PABRIK BIODIESEL DARI CRUDE PALM …

SKRIPSI

PRARANCANGAN PABRIK BIODIESEL

DARI CRUDE PALM OIL DAN METANOL

Kapasitas 350.000 ton/tahun

Disusun oleh:

Tegar Muhammad Hakim Bintoro

151.01.1043

JURUSAN TEKNIK KIMIA

FAKULTAS TEKNOLOGI INDUSTRI

INSTITUT SAINS & TEKNOLOGI AKPRIND

YOGYAKARTA

2020

v

KATA PENGANTAR

Puji syukur dan terima kasih kepada Tuhan Yang Maha Esa yang senantiasa

melimpahkan rahmat-Nya, sehingga penyusun dapat menyelesaikan skripsi berupa

prarancangan pabrik kimia yang berjudul “Prarancangan Pabrik Biodiesel dari

Crude Palm Oil dan Metanol” dengan kapasitas produksi 350.000 ton/tahun.

Skripsi yang berupa prarancangan pabrik kimia ini sebagai salah satu syarat

untuk memenuhi kelulusan di Jurusan Teknik Kimia, Fakultas Teknologi Industri,

Institut Sains & Teknologi AKPRIND Yogyakarta.

Penyusunan skripsi ini tidak terlepas bantuan banyak pihak baik moril

maupun materiil. Oleh karena itu, dengan ketulusan hati penyusun mengucapkan

terima kasih kepada:

1. Bapak Dr. Ir. Amir Hamzah, M.T, selaku Rektor Institut Sains & Teknologi

AKPRIND Yogyakarta.

2. Ibu Sri Rahayu Gusmarwani, S.T., M.T., selaku Ketua Jurusan Teknik Kimia,

Fakultas Teknologi Industri, Institut Sains dan Teknologi AKPRIND

Yogyakarta.

3. Ibu Sri Rahayu Gusmarwani, S.T., M.T., selaku Dosen Pembimbing I.

4. Dewi Wahyuningtyas, S.T., M.Eng., selaku Dosen Pembimbing II.

5. Teman-teman Teknik Kimia.

6. Semua pihak yang telah membantu penyusun sehingga skripsi ini dapat

terselesaikan.

Penyusun menyadari bahwa penyusunan skripsi ini masih jauh dari sempurna,

oleh karena itu penyusun mengharapkan kritik dan saran yang membangun untuk

penyusunan skripsi yang lebih baik.

Akhir kata semoga skripsi ini dapat bermanfaat bagi semua yang

memerlukannya.

Yogyakarta, 8 Mei 2020

Penyusun

vi

DAFTAR ISI

HALAMAN JUDUL ............................................................................................. i

HALAMAN PENGESAHAN ............................................................................... ii

HALAMAN PENGESAHAN ............................................................................. iii

HALAMAN PERNYATAAN.............................................................................. iv

KATA PENGANTAR ........................................................................................... v

DAFTAR ISI ......................................................................................................... vi

DAFTAR TABEL ................................................................................................ ix

DAFTAR GAMBAR ............................................................................................ xi

INTISARI ............................................................................................................ xii

BAB I PENDAHULUAN ............................................................................... 1

1.1. Latar Belakang ............................................................................ 1

1.2. Tinjauan Pustaka ......................................................................... 2

1.3. Pemilihan Proses ......................................................................... 9

1.4. Penentuan Kapasitas Produksi Pabrik ........................................ 9

1.5. Pemilihan Lokasi Pabrik ......................................................... 10

BAB II URAIAN PROSES ............................................................................ 12

BAB III SPESIFIKASI BAHAN .................................................................... 14

3.1. Bahan Baku ................................................................................ 14

3.2. Bahan Pembantu ........................................................................ 15

3.3. Produk ........................................................................................ 16

3.4. Produk Samping ......................................................................... 17

BAB IV DIAGRAM ALIR ............................................................................ 18

4.1. Diagram Alir Kualitatif .............................................................. 19

4.2. Diagram Alir Kuantitatif ............................................................ 20

4.3. Process Engineering Flow Diagram (PEFD) ............................ 21

BAB V NERACA MASSA ............................................................................ 22

5.1. Neraca Massa Keseluruhan ....................................................... 22

5.2. Neraca Massa Tiap Alat ............................................................ 23

BAB VI NERACA PANAS ............................................................................. 27

vii

BAB VII SPESIFIKASI ALAT ........................................................................ 31

7.1. SpesifikasiAlat Proses ................................................................ 31

7.2. Spesifikasi Alat Utilitas ............................................................. 66

BAB VIII UTILITAS ......................................................................................... 86

8.1.Unit Penyediaan Air dan Pengolahan Air ..................................... 86

8.1.1. Pengolahan Air ............................................................. 86

8.1.2. Air Minum, Perkantoran dan Sanitasi ........................... 91

8.1.3. Air Umpan Boiler ......................................................... 91

8.1.4. Air Pendingin ................................................................ 92

8.1.5. Air Pemadam Kebakaran ............................................ 92

8.2.Unit Penyediaan Steam ............................................................... 95

8.3.Unit Pembangkit Listrik ................................................................ 96

8.4.Unit Penyediaan Bahan Bakar .................................................... 100

8.5.Unit Penyediaan Udara Tekan .................................................... 104

BAB IX LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK ......................................... 107

9.1. Lokasi Pabrik ........................................................................... 107

9.2. Tata Letak Pabrik ..................................................................... 109

9.3. Tata Letak Alat Proses ............................................................ 113

BAB X STUKTUR ORGANISASI ............................................................ 115

10.1. Tugas Pokok Organisasi Pabrik .............................................. 115

10.2. Fungsi Organisasi ..................................................................... 115

10.3. Bentuk Perusahaan ................................................................... 115

10.4. Struktur Organisasi .................................................................. 116

10.5. Tugas dan Wewenang .............................................................. 117

10.6. Tenaga Kerja ............................................................................ 121

BAB XI EVALUASI EKONOMI ................................................................. 127

11.1. Harga Peralatan ........................................................................ 128

11.2. Perhitungan Biaya .................................................................... 135

11.3. Rincian Modal Tetap (Fixed Capital Investment).................... 140

11.4. Biaya Produksi (Manufacturing Cost) ..................................... 141

11.5. Modal Kerja (Working Capital) ............................................... 149

viii

11.6. General Expenses ................................................................... 150

11.7. Production Cost ...................................................................... 151

11.8. Profit Estimation ..................................................................... 151

11.9. Anilisis Kelayakan .................................................................. 151

BAB XII KESIMPULAN ............................................................................... 151

DAFTAR PUSTAKA

LAMPIRAN

ix

DAFTAR TABEL

Tabel 1.1 Luas Lahan Perkebunan Kelapa Sawit .......................................... 3

Tabel 1.2 Produksi Minyak Kelapa Sawit di Dunia .................................... 3

Tabel 1.3 Standar Biodiesel B20 dan Solar 5

Tabel 5.1 Tabel neraca massa keseluruhan 20

Tabel 5.2 Neraca massa Mixer-01 21

Tabel 5.3 Neraca massa Mixer-02 21

Tabel 5.4 Neraca massa Filter 21

Tabel 5.5 Neraca massa Reaktor-01 22




Tabel 5.9 Neraca massa Tangki Pencui 23

Tabel 5.10 Neraca massa Dekanter 23

Tabel 5.11 Neraca massa Evaporator 24

Tabel 6.1 Neraca panas pada Mixer-01 25

Tabel 6.2 Neraca panas pada Mixer-02 25

Tabel 6.3 Neraca panas pada Reaktor-01 25




Tabel 6.7 Neraca panas pada Tangki Pencuci 27

Tabel 6.8 Neraca panas pada Evaporator 27

Tabel 6.9 Neraca panas pada Heater-01 27

Tabel 6.10 Neraca panas pada Heater-02 28

Tabel 6.11 Neraca panas pada Cooler-01 28

Tabel 6.12 Neraca panas pada Cooler-02 28

Tabel 8.1 Kebutuhan air proses 91

x

Tabel 8.2 Kebutuhan steam 91

Tabel 8.3 Kebutuhan air pendingin pada area proses 92

Tabel 8.4 Listrik yang diperlukan untuk menggerakkan alat proses 95

Tabel 8.5 Listrik yang diperlukan untuk menggerakkan alat utilitas 96

Tabel 9.1 Perincian luas tanah bangunan pabrik 108

Tabel 10.1 Pembagian waktu kerja karyawan shift 120

Tabel 10.2 Penggolongan karyawan 121

Tabel 10.3 Jumlah karyawan menurut jabatan 122

Tabel 10.4 Daftar gaji karyawan sesuai dengan jabatan 123

Tabel 11.1 Indeks harga alat dari tahun 1987 – 2002 127

Tabel 11.2 Harga alat pada tahun 2002, 2014, dan 2023 129

Tabel 11.3 Jumlah dan harga alat proses pada tahun 2022 129

Tabel 11.4 Harga alat utilitas dari luar negeri 132

Tabel 11.5 Harga alat utilitas dari dalam negeri 133

Tabel 11.6 Harga bangunan 136

Tabel 11.7 Tabel rincian Physical Plant Cost (PPC) 138

Tabel 11.8 Biaya tenaga kerja 141

Tabel 11.9 Direct Manufacturing Cost (DMC) 145

Tabel 11.10 Indirect Manufacturing Cost (IMC) 146

Tabel 11.11 Fixed Manufacturing Cost (FMC) 146

Tabel 11.11 Working Capital (WC) 148

Tabel 11.13 General Expenses (GE) 149

xi

DAFTAR GAMBAR

Gambar 1.1 Reaksi Transesterifikasi .......................................................... 7

Gambar 1.2 Reaksi FFA dan NaOH ........................................................... 7

Gambar 4.1 Diagram Alir Kualitatif 17

Gambar 4.2 Diagram Alir Kuantitatif 18

Gambar 4.3 Process Engineering Flow Diagram 19

Gambar 8.1 Diagram Alir Proses Pengolahan Air 82

Gambar 9.1 Tata Letak Pabrik 88

Gambar 9.2 Tata Letak Alat Proses 90

Gambar 10.1 Struktur Organisasi Pabrik Metil Asetat 93

Gambar 11.1 Grafik Hubungan Tahun vs Indeks Harga Alat 105

Gambar 11.2 Grafik Evaluasi Ekonomi 133

xii

INTISARI

Pabrik biodiesel dari crude palm oil dan metanol direncanakan didirikan di

Kecamatan Batulicin, Kabupaten Tanah Bumbu, Provinsi Kalimantan Selatan,

dibangun di atas tanah seluas 35.100 m2 dengan kapasitas produksi 350.000

ton/tahun. Pabrik ini beroperasi selama 24 jam sehari dengan waktu produksi

selama 330 hari per tahun dengan jumlah tenaga kerja yang dibutuhkan sebanyak

200 orang.

Proses produksi biodiesel dimulai dengan mengalirkan bahan baku berupa

metanol kemurnian 99% sebanyak 5.422,6227 kg/jam dan katalis natrium

hidroksida kemurnian 48% menuju tangki pencampur (M-02) untuk dicampurkan

hingga homogen. Hasil keluar tangki pencampur diumpankan ke reaktor bersamaan

dengan crude palm oil sebanyak 44.269,7170 kg/jam. Reaksi dijalankan dalam

empat buah reaktor alir tangki berpengaduk (RATB) yang disusun secara seri.

Reaksi berlangsung pada suhu 70oC dan tekanan 1,5 atm. Hasil reaksi dialirkan

menuju tangki pencuci (TP) untuk melarutkan kandungan gliserol dalam produk

biodiesel. Larutan kemudian diumpankan menuju dekanter (D) untuk memisahkan

fase ringan dan fase berat, hasil bawah yang berupa fase berat diumpankan menuju

unit pengolahan lanjut (UPL) sementara hasil atas yang merupakan fase ringan

diumpankan ke evaporator (E) untuk memperoleh produk yang lebih murni dan

kualitas yang baik. Pada evaporator (E) terjadi pemekatan umpan yang berfungsi

untuk menguapkan metanol dan air yang akan diumpankan kembali ke tangki

pencampur (M-02) sebagai recycle, sehingga diperoleh larutan yang lebih pekat.

Larutan ini kemudian diumpankan ke tangki penyimpanan (T-05) sebagai produk

dengan kemurnian 98,6356% dan impuritis crude palm oil kemurnian 1,3644%.

Utilitas yang dibutuhkan meliputi kebutuhan air sebesar 52.243,9843 kg/jam,

kebutuhan steam sebesar 6.054,0182 kg/jam, kebutuhan listrik sebesar

2.590.833,8560 kWh/tahun, kebutuhan udara tekan sebesar 39.916,8000 m3/tahun,

dan kebutuhan bahan bakar berupa residual fuel oil sebesar 8.593,1294 L/tahun.

Dilihat dari sifat kimia maupun fisis bahan baku dan produk yang tidak

berbahaya dan tidak beracun, proses dijalankan pada tekanan 1,5 atm dan suhu

operasi tertinggi 95oC, maka pabrik ini termasuk pabrik beresiko rendah (low risk).

Dari hasil perhitungan evaluasi ekonomi diperlukan Fixed Capital Investment (FCI)

sebesar US $ 48.141,681.50, Working Capital (WC) US $ 83,109,083.29,

Manufacturing Cost (MC) US $ 281,145,076.65, dan General Expenses (GE) US

$ 47.372.962,81. Analisis ekonomi menunjukkan nilai ROI (Return of Investment)

sebelum pajak adalah 45% dan nilai ROI (Return of Investment) sesudah pajak

adalah 26,77%. POT (Pay Out Time) sebelum pajak adalah 1,8312 tahun dan nilai

POT (Pay Out Time) sesudah pajak adalah 2,7200 tahun. Nilai BEP (Break Even

Point) adalah 48,72%, nilai SDP (Shut Down Point) adalah 37,30% dan nilai DCF

(Discounted Cash Flow) adalah 18,38%. Ditinjau dari resiko pabrik dan hasil

evaluasi ekonomi maka pabrik biodiesel ini cukup layak dipertimbangkan untuk

didirikan.

Kata kunci : crude palm oil, metanol, biodiesel, bleached palm oil

1

BAB I

PENDAHULUAN

1.1. Latar Belakang

Isu tentang energi dan lingkungan hidup telah menjadi isu global selama

kurun waktu terakhir. Keduanya menempati prioritas pertama dalam kaitannya

dengan permasalahan krusial yang dihadapi oleh banyak Negara di dunia. Termasuk

diantaranya adalah di Indonesia. Saat ini kebutuhan akan bahan bakar semakin

meningkat seiring semakin meningkatnya populasi dan semakin berkembangnya

teknologi, akan tetapi cadangan sumber daya minyak bumi yang berasal dari fosil

semakin menipis karena sifatnya yang tidak dapat diperbaharui, sehingga wacana

untuk mengembangkan sumber energi terbarukan semakin banyak digulirkan.

Menurut data Automotive Diesel Oil, konsumsi bahan bakar Indonesia telah melebihi

produksi sejak tahun 1995, dan diperkirakan cadangan minyak Indonesia akan habis

dalam waktu 10 – 15 tahun mendatang (Hambali, 2006).

Diantara berbagai produk minyak bumi, bahan – bakar diesel termasuk yang

paling banyak digunakan, sekitar 43,4% dari total pemakaian jenis BBM, dengan

pemakaian yang cukup luas untuk berbagai peralatan pertanian, transportasi dan

industri. Salah satu alternatif sumber energi adalah fatty acid metil ester (biodiesel)

sebagai produk untuk menggantikan petroleum diesel dari sumber minyak nabati.

Bahan dasar yang biasa digunakan untuk pembuatan biodiesel diantaranya minyak

dari kedelai, minyak kelapa sawit, minyak biji jarak, minyak biji bunga matahari dan

lain sebagainya.

Pemerintah Indonesia, khususnya Kementrian Energi dan Sumber Daya

Mineral dalam Kebijakan Energi Nasional pemerintah menargetkan pemakaian

Bahan Bakar Nabati (BBN) pada tahun 2025 sebesar 5%. Bahan bakar nabati yang

menempati prioritas untuk dikembangkan adalah biodiesel. Pemerintah menetapkan

tambahan kapasitas produksi biodiesel mencapai 1,6 juta kiloliter pada tahun 2010

dan diharapkan mencapai 4,16 juta kiloliter pada tahun 2025 (www.esdm.go.id).

http://www.esdm.go.id/

2

Penggunaan biodiesel sebagai sumber energi merupakan solusi menghadapi

kelangkaan energi fosil pada masa mendatang. Hal ini karena biodiesel bersifat dapat

diperbarui (renewable), dapat terurai secara alami (biodegradable) dan memiliki sifat

pelumasan terhadap piston mesin karena termasuk kelompok minyak tidak mengering

(non-drying oil) dan mampu mengurangi emisi karbon dioksida dan efek rumah kaca.

Biodiesel juga bersifat ramah lingkungan karena menghasilkan emisi gas buang yang

jauh lebih baik dibandingkan diesel/solar, yaitu bebas sulfur, bilangan asap (smoke

number) rendah, terbakar sempurna (clean burning), dan tidak menghasilkan racun

(non toxic) (Hambali, 2006).

Dengan didirikannya pabrik biodiesel di Indonesia diharapkan mampu

untuk mengantisipasi kebutuhan biodiesel. Disamping itu juga diharapkan mampu

memberikan keuntungan sebagai berikut:

a) Mengurangi pemakaian bahan bakar diesel subsidi;

b) Menghemat sumber devisa Negara karena dapat mengurangi ketergantungan

impor minyak mentah;

c) Mengurangi polusi udara karena dapat mengeliminasi gas buang dan efek rumah

kaca (Hambali, 2006);

d) Membuka lapangan kerja baru.

1.2. Tinjauan Pustaka

1.2.1.Kelapa Sawit

Kelapa sawit merupakan tanaman perkebunan / industri yang berupa pohon

batang lurus dari famili Palmae. Tanaman tropis yang dikenal sebagai penghasil

minyak sayur ini berasal dari Amerika. Brazil dipercaya sebagai tempat dimana

pertama kali kelapa sawit tumbuh. Dari tempat asalnya, tanaman ini menyebar ke

Afrika, Amerika Equatorial, Asia Tenggara dan Pasifik selatan.

Pulau Sumatra terutama Sumatera Utara, Lampung dan Aceh merupakan

pusat penanaman kelapa sawit yang pertama kali terbentuk di Indonesia, namun

demikian sentra penanaman ini berkembang ke Jawa Barat (Garut Selatan dan Banten

3

Selatan), Kalimantan Barat dan Timur, Riau, Jambi, serta Irian Jaya. Luas lahan

kelapa sawit ditunjukkan pada Tabel 1.1 (Direktorat Jenderal Perkebunan RI).

Tabel 1.1 Luas Lahan Perkebunan Kelapa Sawit

Wilayah Luas Area (Ha)

Sumatera 3.283.154

Jawa 6.914

Kalimantan 3.236.413

Sulawesi 189.525

Maluku + Papua 82.814

Total 6.798.820

Produk utama pohon kelapa sawit yang dimanfaatkan adalah tandan

buahnya yang menghasilkan minyak dari daging buah dan kernel (inti sawit). Minyak

kelapa sawit adalah bahan untuk pembuatan mentega, minyak goreng dan kue/biskuit;

serta bahan industri tekstil, farmasi, kosmetika, gliserol.,sabun, dan deterjen. Produksi

minyak sawit di dunia ditunjukkan pada Tabel 1.2 (index mundi, USDA, 2019).

Tabel 1.2 Produksi Minyak Kelapa Sawit di Dunia

Negara Produksi (1000 MT)

Indonesia 43.000

Malaysia 21.200

Thailand 3.000

Colombia 1.680

Nigeria 1.015

Guatemala 852

Ampas tandan kelapa sawit merupakan sumber pupuk kalium dan

berpotensi untuk diproses menjadi pupuk organik melalui fermentasi (pengomposan)

aerob dengan penambahan mikroba alami yang akan memperkaya pupuk yang

dihasilkan. Ampas inti sawit (bungkil) digunakan untuk makanan ternak, sedangkan

batang dan pelepah daun merupakan bahan pembuat particle board.

Beberapa produk dari kelapa sawit yang umum diperdagangkan, yaitu:

1. Minyak Sawit Kasar atau Crude Palm Oil (CPO)

2. Minyak Inti Kelapa Sawit atau Crude Palm Kernel (CPKO)

3. Inti Kelapa Sawit atau Palm Kernel

4

4. Bungkil Inti Kelapa Sawit atau Palm Kernel Cake

5. Pretreated Palm Oil

6. Refined Bleached Deodorized Palm Oil (RBD Palm Oil)

7. Crude Palm Fatty Acid

8. Crude Palm Olein

9. Preteated Palm Olein

10. RBD Palm Olein

11. Crude Palm Stearin

12. Pretreated Palm Stearin

13. RDB Palm Stearin

14. Palm Acid Oil

15. Crude Palm Kernel Fatty Acid

1.2.2.Metil Ester (Biodiesel)

Metil ester (biodiesel) adalah bahan bakar diesel bersih yang dapat

diperbaharui. Seperti halnya minyak diesel, biodiesel dapat dioperasikan dalam mesin

pembakaran. Campuran 20% biodiesel dapat digunakan pada hampir semua jenis

mesin dan perkakas diesel. Campuran biodiesel tinggi (100% biodiesel atau disebut

B100) dapat digunakan pada beberapa mesin buatan tahun 1994 dengan sedikit atau

tanpa modifikasi (Murniasih, 2005).

Penggunaan biodiesel pada mesin diesel konvensional akan mengurangi

emisi hidrokarbon yang tidak terbakar sempurna. Penggunaan biodiesel juga dapat

mengurangi emisi partikel padat hidrokarbon karena oksigen dalam biodiesel akan

membantu kesempurnaan pembakaran sehingga dihasilkan CO2. Biodiesel memiliki

karakteristik yang hampir sama dengan minyak diesel konvensional. Data standar

ASTM D6751 biodiesel B20 ditunjukkan pada Tabel 1.3 (Biodiesel Production and

Quality,2011).

5

Tabel 1.3 Standar Biodiesel B20 dan Solar

Karakteristik Nilai

Satuan B20 Solar

Flash point (closed cup) 130 min 52 min 0C

Water and sediment 0,05 max 0,05 max % vol

Kinematic viscosity, 40 0C 1,9-6,0 2,0-4,5 mm2/s

Sulfated ash 0,02 max % massa

Sulfur 0,0015 max 0,05 max % massa

Copper strip corrosion No. 3 max

Cetane number 47 min 48 min

Cloud point Report oC

Carbon residue 0,05 max 0,1 max % massa

Acid number 0,8 max 0,6 max mg KOH/g

Free glycerin 0,02 max % massa

Total glycerin 0,24 max % massa

1.2.3.Proses Produksi Biodiesel

Pembuatan biodiesel dapat dilakukan dengan beberapa proses seperti

pirolisis, emulsifikasi, esterifikasi, dan transesterifikasi.

1. Pirolisis

Pirolisis merupakan reaksi dekomposisi termal yang berlangsung tanpa adanya

oksigen. Pirolisis minyak nabati biasanya menggunakan katalis garam logam.

Pirolisis ini disebabkan dapat menghasilkan biodiesel dengan Cetane number

yang tinggi, namun dengan standar bahan baku mutu biodiesel yang semakin

ketat, viskositas biodiesel yang dihasilkan dengan pirolisis dilaporkan sangat

tinggi (Mittelbach, 2004) dan karateristik titik tuang yang rendah. Menurut

standar bahan bakar modern, viskositas bahan bakar tersebut terlalu tinggi. Abu

dan residu karbonnya jauh melebihi nilai diesel fosil.

2. Mikroemulsifikasi

Mikroemulsifikasi merupakan pembentukan dispersi stabil secara termodinamis

dari 2 cairan yang biasanya tidak mudah larut. Proses ini berlangsung dengan

satu atau lebih banyak surfaktan. Penurunan diameter dalam mikroemulsifikasi

berkisar 100-1000 Å. Berbagai penelitian dilakukan untuk mengkaji proses

mikroemulsifikasi minyak nabati dengan menggunakan pelarut metanol, etanol,

6

atau 1-butanol. Bahan bakar dari proses ini memproduksi tingkat pembakaran

yang tidak sempurna, membentuk deposit karbon, dan meningkatkan

kekentalan minyak pelumas. Lebih lanjut, mikroemulsifikasi menampilkan nilai

pemanasan volumetrik yang lebih rendah dibandingkan dengan bahan bakar

diesel hidrokarbon akibat kandungan alkoholnya yang tinggi, dan juga kurang

cukup dalam hal jumlah dan perilaku pada suhu dingin.

3. Esterifikasi

Esterifikasi adalah tahap konversi dari asam lemak bebas menjadi ester.

Esterifikasi mereaksikan minyak lemak dengan alkohol. Katalis-katalis yang

cocok adalah zat berkarakter asam kuat. Asam sulfat, asam sulfonat organik

atau resin penukar kation asam kuat merupakan katalis-katalis yang biasa

terpilih dalam praktek industrial (Soerawidjaja, 2006). Esterifikasi biasa

dilakukan untuk membuat metil ester dari minyak berkadar asam lemak bebas

tinggi (berangkaasam ≥ 5 mg-KOH/g). Pada tahap ini, asam lemak bebas akan

dikonversikan menjadi metil ester. Tahap esterifikasi biasa diikuti dengan tahap

transesterfikasi. Proses esterifikasi dilanjutkan dengan transesterifikasi terhadap

produk pertama dengan menggunakan katalis alkali. Proses esterifikasi tersebut

dilakukan pada suhu 55oC proses ini akan dihasilkan metil ester dan gliserol.

Setelah dipisahkan dari gliserol, selanjutnya dimurnikan (purifikasi), yakni

dicuci dengan air hangat dan dikeringkan untuk menguapkan kandungan air

yang ada. Metil ester yang telah dimurnikan ini selanjutnya digunakan sebagai

bahan bakar mesin diesel

4. Transesterifikasi

Transesterifikasi (disebut alkoholisis) adalah pertukaran antara metanol dengan

suatu ester untuk membentuk ester lain pada suatu proses yang mirip dengan

hidrolisis, kecuali pada penggunaan metanol untuk menggantikan air. Proses ini

telah digunakan secara luas untuk mengurangi viskositas trigliderida. Bahan

baku minyak mentah yang memiliki kadar FFA tinggi (> 5 %), seperti palm

fatty acid distillate (PFAD) dan crude palm oil (CPO) Low Grade maka proses

transesterifikasi tidak akan berjalan efisien. Bahan baku tersebut perlu melalui

7

proses esterifikasi untuk menurunkan kadar FFA hingga di bawah 5 %. Reaksi

transesterifikasi ditampilkan oleh persamaan umum berikut ini:

C3H5(COOR)3 + 3 CH3OH → 3 CH3COOR + C3H5(OH)3

Gambar 1.1 Reaksi Transesterifikasi

Gambar 1.2 Reaksi FFA dan NaOH

Grup “R” merupakan asam lemak yang biasanya memiliki panjang rantai

karbon 12 sampai 22. Molekul minyak tumbuhan direduksi sampai sepertiga

dari ukuran awalnya, sehingga viskositasnya semakin rendah dan semakin

mirip dengan bahan bakar diesel.

a. Proses Transesterifikasi Katalis Asam

Proses ini merupakan proses pendahuluan menggunakan katalis asam

untuk menurunkan kadar asam lemak bebas hingga sekitar 2%. Asam sulfat

(sulfuric acid) 0,5 % berat dan alkohol (umumnya metanol) dengan molar

rasio antara alkohol dan bahan baku minyak sebesar 6:1 terbukti

memberikan hasil konversi yang lebih baik. Proses ini dilakukan pada

rentang temperatur 50 – 120oC. Proses ini dilakukan di dalam wadah

berpengaduk magnetik dengan kecepatan konstan.

b. Proses Transesterifikasi Katalis Basa

Proses transesterifikasi ini dilakukan setelah transesterifikasi menggunakan

katalis basa. Umumnya menggunakan katalis natrium hidroksida sebesar

8

0,05 – 4% berat dari trigliserida, sedangkan alkohol (umumnya metanol)

dengan rasio molar antara alkohol dan trigliserida sebesar 6:1 sampai 9:1

digunakan dalam proses transesterifikasi ini (US patent 8,378,132 B2).

Proses transesterifikasi dilakukan pada temperature 40 – 120oC dalam

wadah berpengaduk magnetik dan kecepatan konstan. Keberadaan

pengaduk penting untuk memastikan terjadinya reaksi di seluruh bagian

reaktor. Produk esterifikasi katalis basa ini akan berupa metil ester di

bagian atas dan gliserol di bagian bawah (akibat perbedaan densitas).

Setelah dipisahkan dari gliserol, metil ester tersebut selanjutnya di cuci

dengan air (10 vol%). Karena memiliki densitas yang lebih tinggi

dibandingkan metil ester, air pencuci ini juga akan terpisahkan dari metil

ester dan menempati bagian bawah reaktor. Metil ester yang telah

dimurnikan ini selanjutnya bisa digunakan sebagai bahan bakar mesin

diesel.

c. Proses Transesterifikasi Co-Solvent dan Tanpa Katalis (Alkohol Super

Kritis)

Proses transesterifikasi ini dilakukan dengan menggunakan methanol

superkritik dan co-solvent CO2. Tidak adanya katalis pada proses ini

memberikan keuntungan tidak diperlukannya proses purifikasi metil ester

terhadap katalis yang biasanya terikut pada produk proses transesterifikasi

konvensional menggunakan katalis asam/basa. Penambahan co-solvent

CO2 berfungsi untuk menurunkan tekanan dan temperatur operasi proses

transesterifikasi. Hal ini berkorelasi langsung pada lebih rendahnya energi

yang diperlukan dalam proses transesterifikasi menggunakan metanol

superkritik. Meskipun demikian, temperatur yang telibat dalam proses ini

masih cukup tinggi, yaitu sekitar 2800C.

9

1.3. Pemilihan Proses

Proses pembuatan biodiesel yang digunakan adalah transtreifikasi, dengan

pertimbangan pemilihan proses antara lain;

1. Tekanan proses lebih rendah dibandingkan proses pirolisis, yaitu pada tekanan 1,5

atm.

2. Nilai konversi yang diperoleh dari proses transesterifikasi tinggi hingga mencapai

98% dibandingkan proses esterifikasi, emusifikasi, dan pirolisis.

3. Proses transterifikasi tidak menghasilkan kadar abu serta residu karbon yang

tinggi dibandingkan proses pirolisis.

4. Proses transterifikasi dapat meghasilkan produk biodiesel dengan mutu yang

sesuai standart Indonesia (SNI).

5. Proses transesterifikasi merupakan proses yang paling efektif dan efisien dalam

pembuatan biodiesel.

1.4. Penentuan Kapasitas

Dalam menentukan kapasitas produksi ynag menguntungkan, digunakan

beberapa pertimbangan, yaitu;

Pada dasarnya semakin besar kapasitas produksi, maka kemungkinan

keuntungan juga semakin besar

1. Proyeksi kebutuhan biodiesel di Indonesia

Berdasarkan data dari USDA Feregin Agricultural Service dalam indonesia

Biofeuls Annual 2018, kebutuhan biodiesel cenderung mengalami kenaikan

seiring dengan meningkatnya kebutuhan akan sarana transportasi dan aktivitas

industri di Indonesia, hal ini dapat dilihat dari konsumsi dari tahun 2013 – 2018

seperti ditunjukkan pada Tabel 1.4 (MEMR, GTA (trade data), 2018).

Tabel 1.4 Konsumsi Biodiesel di Indonesia

Tahun Konsumsi Biodiesel (Ton)

2015 590.587

2016 2.327.710

10

Tabel 1.4 Konsumsi Biodiesel di Indonesia (Lanjutan)

2017 2.017.763

2018 2.619.895

2. Ketersediaan bahan baku

Bahan baku crude palm oil yang diperlukan dalam pembuatan biodiesel

diperoleh dari PT. Sinar Mas Agro Resources and Technology sedangkan

metanol diperoleh dari PT. Kaltim Metanol Industri.

Berdasarkan kapasitas produksi biodiesel di PT. Sinar Mas Agro Resources

and Technology sebesar 300.000 ton/tahun, maka ditetapkan kapasitas rancangan

pabrik biodiesel yang akan didirikan pada tahun 2023 nanti sebesar 350.000

ton/tahun.

1.5. Pemilihan Lokasi Pabrik

Pabrik biodiesel dengan bahan baku crude palm oil dam metanol direncanakan

di Kecamatan Batulicin, Kabupaten Tanah Bumbu, Provinsi Kalimantan Selatan.

Faktor-faktor yang mempengaruhi pertimbangan dalam menentukan lokasi suatu

pabrik yaitu bahan baku, pemasaran, lahan dan area, bahan bakar, listrik, dan air.

1. Bahan baku

Pabrik biodiesel ini memerlukan bahan baku crude palm oil yang direncanakan

dibeli dari PT. Nusantara Batulicin, Kalimantan Selatan. Bahan baku utama lain

adalah metanol yang direncanakan dibeli dari PT. Kaltim Metanol Indonesia.

2. Ketersediaan sumber air dan tenaga listrik

Listrik untuk kebutuhan pabrik diperoleh dari generator pembangkit tenaga

listrik. Disamping itu, disediakan juga cadangan dari Perusahaan Listrik Negara

(PLN) wilayah Kalimantan Selatan. Bahan bakar solar untuk generator dapat

diperoleh dari PT. Pertamina. Sedangkan kebutuhan air diperoleh dari Sungai

Batulicin yang mengalir di sekitar pabrik. Kebutuhan air ini berguna untuk

proses, sarana utilitas dan keperluan domestik.

11

3. Tenaga kerja

Di sekitar lokasi pabrik diharapkan tersedia tenaga kerja, baik yang

berpendidikan, terampil maupun kasar untuk menjalankan pabrik biodiesel.

12

BAB II

URAIAN PROSES

Trigliserida dalam tangki penyimpanan (T-01) diumpankan ke dalam Heat

exchanger (HE-01) untuk dipanaskan dari suhu 55 oC menjadi suhu 95 oC kemudian

diumpankan ke dalam Mixer (M-01) untuk dicampur dengan bleaching earth dari

silo dan asam fosfat dari tangki penyimpanan (T-02) agar terbenuk larutan. Mixer

(M-01) mempunyai tekanan 1,5 atm dengan suhu umpan keluar 90,33 oC. Keluaran

Mixer (M-01) berupa slury yang selanjutnya diumpankan ke dalam Filter guna

untuk memisahkan cake yang berupa belaching earth dan asam fosfat, dan filtrat

yang berupa trigliserida, kemudian diumpankan ke dalam Reaktor (R-01).

Metanol dalam tangki penyimpanan (T-04) diumpankan ke dalam Mixer

(M-02) untuk dicampur dengan natrium hidroksida dari tangki penyimpanan (T-03)

agar terbentuk larutan yang homogen. Mixer (M-02) mempunyai tekanan 1,5 atm

dengan suhu umpan keluar 53,52 oC. Selanjutnya diumpankan ke dalam Heat

exchanger (HE-02) untuk dipanaskan menjadi suhu 70 oC kemudian diumpankan

ke dalam Reaktor (R-01) bersuhu 70 oC, tekanan 1,5 atm. Reaksi transterifikasi

dijalankan pada suhu 70 oC dengan tekanan 1,5 atm Untuk menjaga suhu digunakan

air pendingin yang dialirkan dalam Coil. Larutan keluar Reaktor (R-01) langsung

dialirkan ke Reaktor (R-02) untuk menyempurnakan reaksi dari Reaktor (R-01).

Dalam Reaktor (R-02) sama seperti Reaktor (R-01), menggunakan air sebagai

pendingin yang dialirkan di dalam coil untuk menjaga suhu. Larutan keluar dari

Reaktor (R-02) langsung dialirkan ke Reaktor (R-03) untuk menyempeurnakan

reaksi dari Reaktor (R-02). Dalam Reaktor (R-03) sama seperti Reaktor (R-02),

menggunakan air sebagai pendingin yang dialirkan di dalam Coil untuk menjaga

suhu. Larutan keluar dari Reaktor (R-03) langsung dialirkan ke Reaktor (R-04)

untuk menyempurnakan reaksi dari Reaktor (R-03). Dalam Reaktor (R-04) sama

seperti Reaktor (R-03), menggunakan air sebagai pendingin yang dialirkan di dalam

coil untuk menjaga suhu. Larutan yang keluar dari reaktor (R-04) kemudian

dipompa masuk ke dalam Tangki pencuci (TP) untuk melarutkan gliserol, sabun

Na, natrium hidroksida dan metil ester dengan penambahan air.

13

Tahap pencucian metil ester terdiri dari gliserol, sabun Na, natrium

hidroksida yang ikut dalam metil ester dilarutkan dengan air proses dari utilitas

yang dilakukan pada suhu 61,3 oC dan tekanan 1,5 atm. Setelah keluar dari Tangki

pencuci (TP) larutan diumpankan ke Dekanter (D) untuk memisahkan antara

senyawa organik dan anorganik berdasarkan kelarutan dan massa jenisnya. Fase

berat pada Dekanter (D) berupa metanol, trigliserida, sabun Na, air, gliserol dan

natrium hidroksida yang selanjutnya akan dialirkan ke unit pengolahan lanjut

(UPL). Fase ringan yaitu metil ester, trigliserida, metanol dan air dialirkan ke

evaporator (E) untuk memisahkan metanol dan air pada suhu 78,4 oC. Hasil atas

dari evaporator (E) berupa metanol dan air sedangkan hasil bawah berupa metil

ester dan trigliserida. Hasil atas evaporartor berupa uap dialirkan ke kondensor

(CD) untuk di recycle ke mixer (M-02) sedangkan hasil bawah berupa metil ester

dipompakan ke cooler (C) untuk didinginkan, setelah dari cooler dipompakan ke

tangki penyimpanan (T-05) sebagai produk.

14

BAB III

SPESIFIKASI BAHAN

3.1 Bahan Baku

3.1.1 Crude Palm Oil (CPO)

Fase : Cair

Kenampakan : Kuning

Nama : Trigliserida

Rumus molekul : C3H5(COOR)3

Berat molekul : 847,28 g/gmol

Titik leleh : 33oC – 39oC

Densitas : 0,885 g/mL (pada 50oC)

Kemurnian : 99,5% (0,5% FFA)

Kelarutan : Larut dalam alkohol dan tidak larut dalam air

(PT. Sari Dumai Sejati Material Safety Data Sheet)

3.1.2 Metanol

Rumus Molekul : CH3OH

Kemurnian : 99% (1% H2O)

Fase : Cair

Berat Molekul : 32,04 g/gmol

Titik Didih : 64,7oC

Titik Lebur : -97oC

Densitas : 0,8062 g/mL (pada 20oC)

Viskositas : 0,55 cP

Kelarutan : Larut sempurna dalam air

(Fischer Scientific Material Safety Data Sheet)

15

3.2 Bahan Pembantu

3.2.1 Air

Fase : Cair

Kenampakan : Jernih

Titik beku : 0oC

Titik didih : 100oC

Rumus molekul : H2O

Berat molekul : 18 g/gmol

Densitas : 1 kg/L

Viskositas : 1 cP (pada 20oC)

Kelarutan : Larut dalam alkohol


3.2.2 Natrium Hidroksida

Fase : Cair

Kenampakan : Putih

Rumus molekul : NaOH

Berat molekul : 28,56 g/gmol

Densitas : 2,13 kg/L

Titik didih : 1390oC (pada 760 mmHg)

Titik lebur : 318oC

Kelarutan : Larut dalam alkohol dan air



3.2.3 Asam Posfat

Fase : Cair

Kenampakan : Putih

Rumus molekul : H3PO4

16



Titik didih : 158oC (pada 760 mmHg)

Titik lebur : 21oC

Kelarutan : Larut dalam alkohol



3.2.4 Bleaching Earth

Fase : Padat (Pasir)

Kenampakan : Putih



Kelarutan : Tidak larut dalam air

(Ashapura Perfoclay Limited Material Safety Data Sheet)

3.3 Produk Utama

3.3.1 Biodiesel (Metil ester)

Rumus molekul : CH3COOR

Berat molekul : 284 kg/kmol

Fase : Cair

Kenampakan : Kuning

Densitas : 0,8881 kg/L (pada 20oC)

Titik didih : 354,3 oC (pada 1 atm)

Kelarutan : Tidak larut dalam air

Kemurnian : 99,54 %

Impuritis : 0,46% C3H5(COOR)3

(PREOL Material Safety Data Sheet)

17

3.4 Produk Samping

3.4.1 Gliserol

Rumus molekul : C3H8O3

Berat molekul : 92 kg/kgmol

Fase : Cair

Kenampakan : Kental


Titik didih : 147,9oC



3.4.1 Sabun Na

Rumus molekul : NaCOOH

Berat molekul : 292 kg/kgmol

Fase : Cair

Densitas : 1,3 kg/L

Viskositas : 27 cP



18

18

BAB IV

DIAGRAM ALIR

4.1. Diagram Alir Kualitatif

Diagram alir kualitatif merupakan diagram yang menjelaskan proses

pembuatan pabrik biodiesel dari crude palm oil dan metanol dilengkapi dengan

jenis bahan dan kondisi operasi, yang dapat dilihat pada Gambar 4.1.

4.2. Diagram Alir Kuantitatif

Diagram alir kuantitatif sama seperti diagram alir kualitatif, tetapi dilengkapi

dengan massa dan komposisi dari arus bahan masuk dan keluar alat dengan satuan

kg/jam, yang dapat dilihat pada Gambar 4.2.

4.3. PEFD (Process Engineering Flow Diagram)

Process Engineering Flow Diagram merupakan diagram induk yang dibuat

lebih lengkap dan menyeluruh, meliputi semua alat proses, alat bantu, kondisi

operasi, komposisi bahan, jumlah massa, produk yang dihasilkan, daftar alat-alat,

instrumentasi yang dipakai, dan kode alat, yang dapat dilihat pada Gambar 4.3.

20

Gam

bar

4.2

Dia

gra

m A

lir

Ku

an

tita

tif

22

BAB V

NERACA MASSA

Perhitungan neraca massa dalam memproduksi biodiesel dari crude palm oil

dan metanol dengan katalis natrium hidroksida berdasarkan kapasitas 350.000

ton/tahun, pabrik beroperasi 330 hari setiap tahun dan 24 jam/hari.

Kecepatan produksi = 350.000 ton

1 tahun ×

1.000 kg

1 ton ×

1 tahun

330 hari ×

1 hari

24 jam

= 44.191,9191 kg/jam

5.1. Neraca Massa Keseluruhan

Tabel 5.1 Tabel neraca massa keseluruhan

Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)

Umpan Katalis Pemurnian Pencuci UPL Produk

C3H5(COOR)3 44.269,7170 282,4408 602,9535

CH3OH 5.422.6227 511,1899

CH3COOR 43.588,9656

C3H8CO3 4.771,8974

RCOOH 222.4609 111,5092

NaOH 442,6972 426,2599

NaCOOH 119,9922

H2O 37.9951 450,3650 312,4921 13.416,6847 14.224,9337

H3PO4 1,770.7887 1.770,7887

Bleaching Earth 442,6972 442.6972

Total 49.952,7956 893,0622 2.252,9780 13.416,6847 22,596.6012 44.191,9192

66.788,5204 66.788,5204

23

5.2. Neraca Massa Tiap Alat

5.2.1. Mixer-01

Tabel 5.2 Neraca massa Mixer-01


C3H5(COOR)3 44.269,7170 44.269,7170

RCOOH 222,4609 222,4609

H3PO4 1.770,7887 1.770,7887

H2O dalam H3PO4 312,4921 312,4921

BE 442,6972 442,6972

Total 47.018,1558 47.018,1558

5.2.2. Mixer-02

Tabel 5.3 Neraca massa Mixer-02

Komponen Masuk (kg/jam)

Keluar (kg/jam) Fresh Feed Recycle

CH3OH 5.422,6227 4.600,7095 10.023,3321

NaOH 442,6972 442,6972

H2O 487,8954 110,6779 598,5733

Total 11.064,6026 11.064,6026

5.2.3. Filter

Tabel 5.4 Neraca massa Filter


Umpan Air Pencuci Hasil Atas Hasil Bawah

C3H5(COOR)3 44.269,7170 44.269,7170

RCOOH 222,4609 110,9517 111,5092

H3PO4 1.770,7887 1.770,7887

H2O dalam H3PO4 312,4921 2.955,3329 442,6972

BE 442,6972 3.267,8251

Total 49.973,4888 49.973,4888

24

5.2.4. Reaktor-01

Tabel 5.5 Neraca massa Reaktor-01


C3H5(COOR)3 44.269,7170 14.933,5709

CH3OH 10.023,3321 6.702,2590

RCOOH 110,9517 -

NaOH 442,6972 426,2599

CH3COOR 29.474,5241

C3H8O3 3.182,6951

NaCOOH 119,9922

H2O 599,0379 606,4347

Total 55.445,7359 55.445,7359

5.2.5. Reaktor-02



C3H5(COOR)3 14.933,5709 5.623,5846

CH3OH 6.702,2590 5.648,2983

RCOOH -

NaOH 426,2599 426,2599

CH3COOR 29.474,5241 38.828,4254

C3H8O3 3.182,6951 4.192,7408

NaCOOH 119,9922 119,9922

H2O 606,4347 606,4347

Total 55.445,7359 55.445,7359

5.2.6. Reaktor-03



C3H5(COOR)3 5.623,5846 2.211,9859

CH3OH 5.648,2983 5.262,0796

RCOOH -

NaOH 426,2599 426,2599

CH3COOR 38.828,4254 42.256,1166

C3H8O3 4.192,7408 4.562,8671

NaCOOH 119,9922 119,9922

H2O 606,4347 606,4347

Total 55.445,7359 55.445,7359

25

5.2.7. Reaktor-04



C3H5(COOR)3 2.211,9859 885,3943

CH3OH 5.262,0796 5.111,8994

RCOOH - -

NaOH 426,2599 426,2599

CH3COOR 42.256,1166 43.588,9656

C3H8O3 4.562,8671 4.706,7897

NaCOOH 119,9922 119,9922

H2O 606,4347 606,4347

Total 55.445,73587 55.445,7359

5.2.8. Tangki Pencuci

Tabel 5.9 Neraca massa Tangki Pencuci


Keluar (kg/jam) Reaktor Utilitas

C3H5(COOR)3 885,3943 885,3943

CH3OH 5.111,8994 5.111,8994

NaOH 426,2599 426,2599

CH3COOR 43.588,9656 43.588,9656

C3H8O3 4.706,7897 4.706,7897

NaCOOH 119,9922 119,9922

H2O 606,4347 10.461,3518 11.067,7865

Total 65.907,0876 65.907,0876

5.2.9. Dekanter

Tabel 5.10 Neraca massa Dekanter


Evaporator UPL

C3H5(COOR)3 885,3943 602,9535 282,4408

CH3OH 5.111,8994 4.600,7095 511,1899

NaOH 426,2599 426,2599

CH3COOR 43.588,9656 43.588,9656

C3H8O3 4.706,7897 4.706,7897

NaCOOH 119,9922 119,9922

H2O 11.067,7865 110,6779 10.957,1086

Total 65.907,0876 65.907,0876

26

5.2.10. Evaporator

Tabel 5.11 Neraca massa Evaporator


Recycle Produk

C3H5(COOR)3 602,9535 602,9535

CH3OH 4.600,7095 4.600,7095

CH3COOR 43.588,9656 43.588,9656

H2O 110,6779 110,6779

Total 48.903,3065 48.903,3065

27

BAB VI

NERACA PANAS

Sebagai ketentuan perhitungan neraca panas diambil suhu reference 25°C

(298 K) dan satuan panas bahan dalam kcal/jam.

Tabel 6.1 Neraca panas pada Mixer-01

Komponen Masuk (kcal/jam) Keluar (kcal/jam)

H3PO4 30,3348 198,1769

H2O 3.130,6680 20.388,6506

Bleaching Earth 4.704,8015 30.022,1841

C3H5(COOR)3 615.339,2479 573.227,3409

RCOOH 9.181,3067 8.550,0064

Total 632.386,3589 632.386,3589

Tabel 6.2 Neraca panas pada Mixer-02

Komponen Masuk (kcal/jam) Keluar

(kcal/jam) Fresh feed Recycle

CH3OH 32.544,1424 151.438,8764 173.437,0108

H2O 4.887,9265 5.902,3357 17.070,3705

NaOH 2.304,2141 - 6.570,1137

Total 197.077,4951 197.077,4951

Tabel 6.3 Neraca panas pada Reaktor 01


C3H5(COOR)3 391.636,2006 132.111,2348

CH3OH 276.478,9272 184.871,9920

RCOOH 2.935,2939 -

NaOH 10.362,7120 9.977,9459

CH3COOR 709.859,7623

C3H8O3 82.742,8419

NaCOOH 2,3394

H2O 26.926,0944 27.258,5715

Panas Reaksi (Q.r) 1.248.718,8051

Panas Hilang (Q.loss) - 2.553,7134

Q Pendingin - 807.679,6323

Total 1.957.058,0333 1.957.058,0333

28

Tabel 6.4 Neraca panas pada Reaktor 02


C3H5(COOR)3 132.111,2348 49.749,5684

CH3OH 184.871,9920 155.800,0304

NaOH 9.977,9459 9.977,9459

CH3COOR 709.859,7623 935.137,6378

C3H8O3 82.742,8419 109.001,7350

NaCOOH 2,3394 2,3394

H2O 27.258,5715 27.258,5715

Panas Reaksi (Q.r) 419.833,3085

Panas Hilang (Q.loss) 2.553,7134

Q Pendingin 277.176,4545

Total 1.566.657,9961 1.566.657,9961

Tabel 6.5 Neraca panas pada Reaktor-03


C3H5(COOR)3 49.749,5684 19.568,5404

CH3OH 155.800,0304 145.146,7529

NaOH 9.977,9459 9.977,9459

CH3COOR 935.137,6378 1.017.689,6084

C3H8O3 109.001,7350 118.624,1773

NaCOOH 2,3394 2,3394

H2O 27.258,5715 27.258,5715




Total 1.440.773,6813 1.440.773.6813

Tabel 6.6 Neraca panas pada Reaktor-04


C3H5(COOR)3 19.568,5404 7.832,7240

CH3OH 145.146,7529 14.,004,2529

NaOH 9.977,9459 9.977,9459

CH3COOR 1.017.689,6084 1.049.789,7333

C3H8O3 118.624,1773 122.365,8397

NaCOOH 2,3394 2,3394

H2O 27.258,5715 27.258,5715

29

Tabel 6.6 Neraca panas pada Reaktor-04 lanjutan




Total

1.398.090,5065 1.398.090,5065

Tabel 6.7 Neraca panas pada Tangki Pencuci


C3H5(COOR)3 7,832.3963 6,202.3651

CH3OH 140,998.3534 110,830.6500

H2O 132,058.9492 403,341.9422

CH3COOR 1,049,745.8109 832,465.4886

C3H8O3 122,360.7200 97,218.7102

NaCOOH 0.0520 1.8884

NaOH 9,977.5284 8,060.4614

Panas Hilang (Q.loss) 4,852.3042

Total 1,462,973.8102 1,462,973.8102

Tabel 6.8 Neraca panas pada Evaporator

Komponen Masuk (kcal/jam) Keluar(kcal/jam)

C3H5(COOR)3 4.284,5400 9.398,8052

CH3COOR 843.412,1437 1.848.793,6573

CH3OH 101.731,5912 1.238.611,8243

H2O 4.012,0246 64.596,0404

Panas dari steam 2.207.960,0277 -

Total 3.161.400,3272 3.161.400,3272

Tabel 6.9 Neraca panas pada Heater-01


C3H5(COOR)3 85.754,8467 573.227,3409

RCOOH 1.282,8864 8.632,5694

Beban panas pemanas 494.822,1773

Total 581.859,9103 581.859,9103

30

Tabel 6.10 Neraca panas pada Heater-02


CH3OH 173.437,0108 276.478,9272

NaOH 6.570,1137 10.362,7120

H2O 17.070,3705 26.905,2080

Beban panas pendingin 116.669,3521

Total 313.746,8472 313.746,8472

Tabel 6.11 Neraca panas pada Cooler-01


C3H5(COOR)3 573.227,3409 391.636,2006

RCOOH 4.305,4670 2.935,2939


Total 577.532,8079 577.532,8079

Tabel 6.12 Neraca panas pada Cooler-02


C3H5(COOR)3 6.351,4647 2.938,8781

CH3COOH 1.361.666,5976 628.663,2784


Total 1.368.018,0624 1.368.018,0624

31

BAB VII

SPESIFIKASI ALAT

7.1. Spesifikasi Alat Proses

7.1.1. Reaktor (R-01)

Fungsi : Mereaksikan Trigliserida (C3H5(COOR)3) 99,75% sebanyak

44.269,7170 kg/jam dengan Metanol (CH3OH) 99% sebanyak

10.023,3321 kg/jam menggunakan katalisator Natrium Hidroksida

(NaOH) 48% sebanyak 442,6972 kg/jam membentuk biodiesel

(CH3COOR) sebanyak 29.474,5241 kg/jam

Jenis : Reaktor Alir Tangki Berpengaduk (RATB)

Proses : Isotermal

Kondisi operasi :

Temperatur : 70°C

Tekanan : 1,5 atm

Konversi : 66,27%

Spesifikasi :

Diameter dalam : 63,4219 inch = 1,6014 m

Diameter luar : 66 inch = 1,6109 m

Tinggi shell : 196,8750 inch = 5,0006 m

Tinggi head : 13,3515 inch = 0,3391 m

Tinggi reaktor : 223,5781 inch = 5,6789 m

Volume reaktor : 9,669 m3

Bentuk head : Torispherical dished head

Bahan dinding : Stainless steel SA-167 tipe 316

Tebal shell : 3/16 inch

Tebal head : 1/4 inch

32

Pengaduk :

Diameter impeller : 21,8750 inch

Kecepatan : 196,7843 rpm

Power motor : 15 hp

Pendingin (coil):

Media Pendingin : Air

Panjang : 398,5928 ft

Jumlah lilitan : 9 set

Tebal : 5,7500 inch

Bahan isolasi : Asbestos

Tebal isolasi : 5,7802 cm

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 107.355,08

7.1.2. Reaktor (R-02)





(CH3COOR) sebanyak 38.828,4254kg/jam


Proses : Isotermal

Kondisi operasi :

Temperatur : 70°C

Tekanan : 1,5 atm

Konversi : 87,30%

Spesifikasi :


33










Pengaduk :



Power motor : 15 hp

Pendingin (coil):




Tebal : 5,7500 inch



Jumlah : 1 buah

Harga : $ 107.355,08

7.1.3. Reaktor (R-03)



5.6482983 kg/jam menggunakan katalisator Natrium Hidroksida

34


(CH3COOR) sebanyak 42.256,1166 kg/jam


Proses : Isotermal

Kondisi operasi :

Temperatur : 70°C

Tekanan : 1,5 atm

Konversi : 95%

Spesifikasi :











Pengaduk :



Power motor : 15 hp

Pendingin (coil):




35

Tebal : 5,7500 inch



Jumlah : 1 buah

Harga : $ 107.355,08

7.1.4. Reaktor (R-04)





(CH3COOR) sebanyak 43,588,9656 kg/jam


Proses : Isotermal

Kondisi operasi :

Temperatur : 70°C

Tekanan : 1,5 atm

Konversi : 98%

Spesifikasi :











36

Pengaduk :



Power motor : 15 hp

Pendingin (coil):




Tebal : 5,7500 inch



Jumlah : 1 buah

Harga : $ 107.355,08

7.1.5. Mixer-01 (M-01)

Fungsi : Mencampur trigliserida (CH3(COOR)3) 99,75% dari T-01 sebanyak

44.269,7170 kg/jam dengan asam fosfat (H3PO4) 85% dari T-02

sebanyak 1.770,7887 kg/jam

Jenis : Tangki berpengaduk

Kondisi operasi :

Temperatur : 92,3299°C

Tekanan : 1,5 atm

Spesifikasi :



37



Tinggi tangki : 214,1532 inch = 5,4395 m

Volume tangki : 20,5291 m3


Bahan dinding : Stainless steel SA-167 grade-11



Pengaduk :


Kecepatan : 120 rpm

Power motor : 15 hp

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 42.880,07

7.1.6. Mixer-02 (M-02)

Fungsi : Mencampur metanol (CH3OH) 99% dari T-04 sebanyak 5.442,6227

kg/jam dengan natrium hidroksida (NaOH) 48% dari T-03 sebanyak

442,6972 kg/jam dan hasil recycle metanol dari evaporator sebanyak

4.600,7095 kg/jam

Jenis : Tangki berpengaduk

Kondisi operasi :


Tekanan : 1,5 atm

Spesifikasi :




38


Tinggi tangki : 143,9028 inch = 3,6551 m

Volume tangki : 6,0446 m3


Bahan dinding : Stainless steel SA-167 grade-11



Pengaduk :


Kecepatan : 162 rpm

Power motor : 5 hp

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 19.689,99

7.1.7. Filter

Fungsi : Memisahkan cake sebanyak 5.592,8201 kg/jam dan filtrat sebanyak

44.380,6686 kg/jam

Jenis : Plate and Frame

Spesifikasi alat :

Ukuran filter : 40 × 40 in = 1.016 m × 1.016 m

Waktu filtrasi : 59,0060 menit

Tebal frame : 12 in = 0,3048 m

Bahan : Stainless steal

Jumlah : 3 buah

Harga : $ 319.513,70

39

7.1.8. Tangki Pencuci (TP)

Fungsi : Melarutkan gliserol (C3H803), sabun-Na (NaCOOH), dan natrium

hidroksida (Naoh) yang terkandung dalam biodiesel dengan

menggunakan air.

Jenis : Tangki Berpengaduk

Kondisi operasi:


Tekanan : 1,5 atm

Spesifikasi:

Diameter dalam : 120,6398 in = 3,0642 m

Diameter luar : 123 in = 3,1242 m

Tinggi shell : 244,9995 in = 6,2230 m

Tinggi head : 24,9879 in = 0,6347 m

Tinggi TP : 24,5810 ft = 7,4924 m

Volume TP : 52,4192 m3


Bahan dinding : Stainless steel, SA-167 tipe 316

Tebal shell : 1/4 in

Tebal head : 1/4 in

Pengaduk:

Diameter impeller : 3,4028 ft = 1,0372 m

Kecepatan : 93 rpm

Power motor : 40 Hp

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 80.456,94

40

7.1.9. Dekanter (D)

Fungsi : Memisahkan cairan yang keluar dari tangki pencuci (TP) sebanyak

65.907,0876 kg/jam menjadi fase ringan (trigliserida, biodiesel,

metanol dan air) sebanyak 48.903,3065 kg/jam dan fase berat

(trigliserida, natrium hidroksida, gliserol, metanol dan air) sebanyak

17.003,7811 kg/jam.

Jenis : Tangki silinder Horizontal

Kondisi operasi :

Suhu : 61,3410°C

Tekanan : 1,5 atm

Spesifikasi :

Bahan : Stainless steel SA 167 type 316

Volume : 115,7901 m3

Panjang : 24,4703 m




Jenis head : Torispherical dished head


Jumlah : 1 buah

Harga : $ 240.028,77

7.1.10. Evaporator (EV)

Fungsi : Untuk menguapkan metanol dan air sebanyak 4.711,3873 kg/jam

yang terkandung dalam biodiesel

Jenis alat : Calandria/Short Vertical-Tube

Kondisi operasi

Suhu : 78,401oC

Tekanan : 1,5 atm

Jenis pemanas : Saturated steam

41

Suhu : 240oF

Tekanan : 25 psia

Enthalpy : 952.2 𝐵𝑡𝑢

𝑙𝑏

Kebutuhan steam : 4.801,21 kg/jam

Luas transfer panas : 247,9423 ft2 = 23,0345 m2

Dimensi alat


Tinggi : 2,0760 m

Volume : 1,65 m3

Shell


Diameter luar : 40 in = 1,016 m

Tebal : 3

16 in

Head

Jenis : Torispherical dishead

Tebal : 3

16 in

Tube

Susunan : Triangular pitch

Jumlah : 688 buah


Diameter luar : 2,5 in = 0,0635 m

Panjang : 6 in = 0,152 m

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 269.147,01

7.1.11. Heater-01 [HE-01]

Fungsi : Memanaskan crude palm oil keluar tangki

penyimpanan 01 (T-01) sebanyak 44.269,7170

kg/jam dari suhu 35ºC menjadi 95ºC sebelum

diumpankan menuju mixer-01 (M-01)

42

Jenis alat : Shell and tube heat exchanger

Pemanas : saturated steam

Jenis aliran : Counter current

Aliran fluida

Shell : Steam

Tube : Fluida proses

Dimensi

Shell


Jumlah passes : 1

Baffle space : 12 in = 0,3048 m

Tube



Jumlah passes : 2

Jumlah tube : 115 buah

Susunan tube : triangular pitch

Pitch : 1 in

Panjang : 20 ft = 6,096 m

Bahan konstruksi : Stainless steel SA 167 type 316

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 92.638,74

7.1.12. Heater-02 (HE-02)

Fungsi : Memanaskan bahan yang keluar dari M-02 sebanyak 11.064,6026

kg/jam untuk diumpankan ke dalam R-01 dari suhu 53,5225°C menjadi

70°C

Jenis : Double pipe heat exchanger

Spesifikasi fluida pemanas :

43

Fluida : Saturated steam

Suhu : 240°F

Tekanan : 14,1230 psi

Enthalpy : 952,2 Btu/lb

Spesifikasi alat :

Annulus : Fluida panas (steam)

Diameter annulus : ID = 3,0680 inch = 0,0779 m

: OD = 3,5000 inch = 0,889 m

Inner pipe : Fluida dingin (produk)

Diameter inner pipe : ID = 2,4690 inch = 0,0627 m

: OD = 2,8800 inch = 0,0731 m

Panjang pipa hairpin : 20 ft = 6,096 m

Jumlah harpin : 1 buah


Harga : $ 1.798,81

7.1.13. Cooler -01(CL-01)

Fungsi : Mendinginkan bahan yang keluar dari filter sebanyak 44.380,6686

kg/jam untuk diumpankan ke dalam R-01 dari suhu 90,33°C menjadi

70°C

Jenis : Double pipe heat exchanger

Spesifikasi fluida pendingin :

Fluida : air

Suhu masuk : 35°C

Suhu keluar : 55°C


Spesifikasi alat :

Annulus : Fluida panas (produk)

44

Dameter annulus : ID = 4,0260 inch = 0,1023 m

: OD = 4,5000 inch = 0,1143 m

Inner pipe : Fluida dingin (air)

Diameter inner pipe : ID = 1,6100 inch = 0,0408 m

: OD = 1,9000 inch = 0,4826 m

Panjang pipa hairpin : 20 ft = 6,096 m

Jumlah harpin : 7 buah


Jumlah : 1 buah

Harga : $ 92.638,74

7.1.14. Cooler [CL-02]

Fungsi : Mendinginkan bahan yang keluar dari

evaporator sebanyak 44.191,9192 kg/jam untuk

diumpankan ke dalam T-05 dari suhu 78,401°C

menjadi 50°C

Jenis alat : Shell and tube heat exchanger

Pendingin : air


Aliran fluida

Shell : air

Tube : Fluida proses

Dimensi

Shell


Jumlah passes : 2

Baffle space : 12 in = 0,3048 m

Tube



Jumlah passes : 2

45


Susunan tube : triangular pitch

Pitch : 1 in

Panjang : 20 ft = 6,096 m

Bahan konstruksi : Stainless steel SA 167 type 316

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 1.911,24

7.1.15. Condenser (CD)

Fungsi : Mengembunkan aliran uap hasil atas evaporator yaitu metanol dan air

sebanyak 4.711,3873 kg/jam sebelum ditampung Akumulator (ACC)

Jenis : Shell and Tube

Spesifikasi fluida pendingin :

Fluida : air

Suhu masuk : 30°C

Suhu keluar : 50°C


Shell side :

Inside diameter shell : 29 inch = 0,7366 m

Baffle : 12 inch = 0,3048 m

Pass : 2

Tube side :

Out side diameter : 0,75 inch = 0,0190 m

Inside diameter : 0,4820 inch = 0,0122

Panjang tube : 20 ft = 6,096 m

Jumlah tube, Nt : 295 tube

BWG : 10

Pitch : 1 inch triangular pitch

Pass : 2

Jumlah : 1 buah

46

Harga : $ 92.638,74

7.1.16. Accumulator (ACC)

Fungsi : Menampung sementara hasil atas evaporator yang keluar dari

Kondenser (CD) sebanyak 4.771,3873 kg/jam

Jenis : Tangki silinder Horizontal

Kondisi operasi :

Suhu : 78,3965°C

Tekanan : 1,5 atm

Spesifikasi :


Volume : 0,2140 m3

Panjang : 1,1746 m



Tebal : 3/16 inch



Jumlah : 1 buah

Harga : $ 3.319,47

7.1.17. Tangki Penyimpanan Crude Palm Oil (T-01)

Fungsi : Menyimpan bahan baku larutan Crude Palm Oil C3H5(COOH)3 (99%)

sebanyak 3.599.374,2275 kg/jam untuk kebutuhan proses selama 10

hari.

Jenis : Tangki silinder vertikal, flat bottom with conical roof

Kondisi penyimpanan :

47

Tekanan : 1 atm

Suhu : 35ºC

Waktu penyimpanan : 10 hari

Spesifikasi alat :

Volume : 142.576,0963 ft3

Diameter : 80 ft = 24,3840 m

Tinggi : 36 ft = 10,9728 m

(terdiri dari 6 course dengan tinggi masing

: masing course 6 ft)

Tebal shell :

Tinggi (ft) Tebal shell terhitung, ts (in) Tebal shell standar, ts (in)

0 – 6 0,5290 9/16

6 – 12 0,4598 1/2

12 – 18 0,3905 7/16

18 – 24 0,3212 3/8

24 – 30 0,2520 5/16

30 – 36 0,1827 3/16

Bahan dinding : Stainless steel SA-283 Grade C

Jenis sambungan : Double welded butt joint strip

Jenis head : Self supporting conical roof

Tebal head : 1,5 inch = 0,0381 m

Jumlah : 3 buah

Harga : $ 512.231,28/buah

7.1.18. Tangki Penyimpanan Asam Fosfat (T-02)

Fungsi : Menyimpan bahan baku larutan asam fosfat H3PO4 (85%) sebanyak

1.499.962,1745 kg/jam untuk kebutuhan proses selama 30 hari.


48


Tekanan : 1 atm

Suhu : 35ºC


Spesifikasi alat :

Volume : 33.491,8836 ft3

Diameter : 45 ft = 13,7160 m

Tinggi : 24 ft = 7,3152 m



Tebal shell :


0 – 6 0,1831 3/16

6 – 12 0,2531 5/16

12 – 18 0,3230 3/8

18 – 24 0,3929 7/16





Jumlah : 1 buah

Harga : $ 22.018,07/buah

7.1.19. Tangki Penyimpanan Natrium Hidroksida (T-03)

Fungsi : Menyimpan bahan baku larutan Natrium Hidroksida NaOH (48%)

sebanyak 643.004,7519 kg/jam untuk kebutuhan proses selama 30

hari.


49


Tekanan : 1 atm

Suhu : 35ºC


Spesifikasi alat :

Volume : 15.772,0732 ft3

Diameter : 35 ft = 10,6680 m

Tinggi : 18 ft = 5,4864 m



Tebal shell :


0 – 6 0,2646 1/4

6 – 12 0,2153 1/4

12 – 18 0,1660 3/16





Jumlah : 1 buah

Harga : $ 187.815,57/buah

7.1.20. Tangki Penyimpanan Metanol (T-04)

Fungsi : Menyimpan bahan baku larutan methanol CH3OH (99%) sebanyak




50

Tekanan : 1 atm

Suhu : 35ºC


Spesifikasi alat :

Volume : 176.871,8361 ft3

Diameter : 80 ft = 24,3840 m

Tinggi : 42 ft = 12,8016 m



Tebal shell :


0 – 6 0,5464 9/16

6 – 12 0,4847 1/2

12 – 18 0,4231 7/16

18 – 24 0,3614 3/8

24 – 30 0,2997 5/16

30 – 36 0,2381 1/4

36 – 42 0,1764 3/16





Jumlah : 1 buah

Harga : $ 561.852.89/buah

7.1.21. Tangki Penyimpanan Biodiesel (T-05)

Fungsi : Menyimpan produk biodiesel (99%) sebanyak



51


Tekanan : 1 atm

Suhu : 35ºC


Spesifikasi alat :

Volume : 107.992,0099 ft3

Diameter : 60 ft = 18,2880 m

Tinggi : 48 ft = 14,6304 m



Tebal shell :


0 – 6 0,5252 9/16

6 – 12 0,4741 1/2

12 – 18 0,4230 7/16

18 – 24 0,3719 3/8

24 – 30 0,3208 3/8

30 – 36 0,2698 5/16

36 – 42 0,2187 1/4

42 – 48 0,1676 3/16





Jumlah : 4 buah

Harga : $ 430.998,65/buah

52

7.1.22. Silo

Fungsi : Menyimpan bahan baku bleaching earth sebanyak 442,6971

kg/jam selama 30 hari.

Tipe : Silinder tegak (vertical cylinder) dengan dasar

conical bottom.

Jumlah : 1 buah

Volume : 4.259,7318 ft3 = 100,5185 m3

Kondisi penyimpanan : T = 30°C

P = 1 atm

Bahan konstruksi : stainless steel SA 283 grade C

Diameter : 3,6657 m

Tinggi shell (H1) : 9,1059 m

Tinggi bottom (H2) : 1,0731 m

Tebal shell : 1/4 in

Tebal head : 1/3 in

Harga : $ 66.701,49

7.1.23. Bucket elevator BE-01

Fungsi :Membawa bleaching earth dari mobil tangki menuju silo

(S-01) sebanyak 442,6971 kg/jam.

Tipe :Belt conveyor dengan feed hopper dan discharge chute.

Jumlah : 1 buah



Lebar : 4 in = 0,1016 m

Kedalaman : 4,25 in = 0,1079 m

Jarak bucket : 12 in = 0,3048 m

Kapasitas maksimum : 14 ton/h

Kecepatan bucket : 225 fpm

Tinggi bucket elevator: 50 ft = 15,24 m

Daya motor : 1 HP

53

Harga : $ 19.134,57

7.1.24. Bucket elevator BE-02

Fungsi :Membawa bleaching earth dari belt conveyor menuju

mixer (M-01) sebanyak 442,6971 kg/jam.

Tipe :Belt conveyor dengan feed hopper dan discharge chute.

Jumlah : 1 buah



Lebar : 4 in = 0,1016 m

Kedalaman : 4,25 in = 0,1079 m

Jarak bucket : 12 in = 0,3048 m

Kapasitas maksimum : 14 ton/h

Kecepatan bucket : 225 fpm

Tinggi bucket elevator: 25 ft = 7,26 m

Daya motor : 1 HP

Harga : $ 19.134,57

7.1.25. Hopper

Fungsi :Menampung bahan baku bleaching earth padat untuk

masuk ke mixer (M-01) sebanyak 442,6971 kg/jam.

Tipe : Conical

Jumlah : 1 buah

Volume : 1,4101 ft3

Kondisi penyimpanan: T : 35 °C

P : 1 atm


Diameter : 0,9394 ft = 0,2863 m

Tinggi : 2,3485 ft = 0,7158 m

54

Harga : $ 14.418,30

7.1.26. Belt Conveyor (BC-01)

Fungsi :Membawa bleaching earth dari bucket elevator (BE-01

menuju bucket elevator (BE-02) sebanyak 442,6971 kg/jam.

Tipe : Belt conveyor dengan feed hopper dan discharge chute.

Jumlah : 1 buah


Panjang : 16,4042 ft = 5 m

Lebar : 1,1667 ft = 0,3556 m

Sudut elevasi : 20o

Kapasitas maksimum : 90 ft3/jam

Kecepatam belt : 200 fpm

Daya motor : 0,5 HP

Harga : $ 1.289,44

7.1.27. Pompa (P-01)

Fungsi : Memompa crude palm oil 99,5% dari mobil tangki menuju tangki

crude palm oil (T-01) setiap periode loading sebesar 32 m3 dengan

waktu loading 30 menit.

Jenis : Single stage centrifugal pump

Spesifikasi pompa :

Kapasitas pompa : 281,7813 gpm

Head pompa : 58,9745 lbf.ft/lbm

Efisiensi pompa : 60%

Efisiensi motor : 82%

Daya motor : 10 hp

Bahan : Stainless steel

Jumlah pompa : 2 buah

Harga : $ 1.505,32/buah

55

7.1.28. Pompa (P-02)

Fungsi : Memompa larutan asam fosfat (H3PO4) 85% dari mobil tangki menuju

tangki asam fosfat (H3PO4) (T-01) setiap periode loading sebesar 32

m3 dengan waktu loading 30 menit.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 5 hp



Harga : $ 1.505,32/buah

7.1.29. Pompa (P-03)

Fungsi : Memompa larutan natrium hidroksida (NaOH) 48% dari mobil tangki

menuju tangki natrium hidroksida (NaOH) (T-01) setiap periode

loading sebesar 32 m3 dengan waktu loading 30 menit.


Spesifikasi pompa :





56

Daya motor : 7,5 hp



Harga : $ 1.505,32/buah

7.1.30. Pompa (P-04)

Fungsi : Memompa larutan metanol (CH3OH) 99% dari mobil tangki menuju

tangki metanol (CH3OH) (T-01) setiap periode loading sebesar 32 m3

dengan waktu loading 30 menit.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 5 hp



Harga : $ 1.505,32/buah

7.1.31. Pompa (P-05)

Fungsi : Mengalirkan crude palm oil 99,5% dari tangki crude palm oil (T-

01) menuju ke heater-01 sebanyak 45.106,4976 kg/jam


Spesifikasi pompa :





57

Daya motor : 3 hp



Harga : $ 1.316,12/buah

7.1.32. Pompa (P-06)

Fungsi : Mengalirkan larutan asam fosfat (H3PO4) 85% dari tangki asam fosfat

(H3PO4) 85% (T-02) menuju ke mixer-01 sebanyak 2.083,2808

kg/jam


Spesifikasi pompa :


Head pompa : 3.741,2058 lbf.ft/lbm



Daya motor : 0,5 hp



Harga : $ 318,06/buah

7.1.33. Pompa (P-07)

Fungsi : Mengalirkan campuran larutan dari mixer-01 menuju ke filter


Jenis : Single stage slurry centrifugal pump

Spesifikasi pompa :





58

Daya motor : 0,5 hp



Harga : $ 1.141,77/buah

7.1.34. Pompa (P-08)

Fungsi : Mengalirkan larutan natrium hidroksida (NaOH) 48% dari tangki

natrium hidroksida (NaOH) (T-03) menuju ke mixer-02 sebanyak

893,0622 kg/jam


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 0,5 hp




7.1.35. Pompa (P-09)

Fungsi : Mengalirkan larutan metanol (CH3OH) 99% dari tangki metanol

(CH3OH) (T-04) menuju ke mixer-02 sebanyak 5.460,1531 kg/jam


Spesifikasi pompa :





59

Daya motor : 0,75 hp




7.1.36. Pompa (P-10)

Fungsi : Mengalirkan air dari utilitas menuju ke filter sebanyak 2.955,3329

kg/jam


Spesifikasi pompa :

Kapasitas pompa : 13.4775gpm

Head pompa : 35.2461 lbf.ft/lbm



Daya motor : 0.75 hp




7.1.37. Pompa (P-11)

Fungsi : Mengalirkan cake (hasil bawah) dari filter menuju ke UPL sebanyak

8,548.1531kg/jam


Spesifikasi pompa :

Kapasitas pompa : 25.5043 gpm




60

Daya motor : 15 hp




7.1.38. Pompa (P-12)

Fungsi : Mengalirkan filtrat (hasil atas) dari filter menuju ke cooler (C-01)



Spesifikasi pompa :





Daya motor : 3 hp



Harga : $ 1.347,46/buah

7.1.39. Pompa (P-13)

Fungsi : Mengalirkan methanol dan natrium hidroksida dari mixer-02 menuju

ke heater (HE-02) sebanyak 11.064,6026 kg/jam


Spesifikasi pompa :





61

Daya motor : 1 hp




7.1.40. Pompa (P-14)

Fungsi : Mengalirkan larutan dari reaktor-01 (R-01) menuju ke reaktor (R-02)



Spesifikasi pompa :





Daya motor : 3 hp



Harga : $ 1.520,75/buah

7.1.41. Pompa (P-15)

Fungsi : Mengalirkan larutan dari reaktor-02 (R-02) menuju ke reaktor-03 (R-

03) sebanyak 55.445,7359 kg/jam


Spesifikasi pompa :





62

Daya motor : 3 hp



Harga : $ 1.502,55/buah

7.1.42. Pompa (P-16)

Fungsi : Mengalirkan larutan dari reaktor-03 (R-03) menuju ke reaktor-03 (R-

04) sebanyak 55.445,7359 kg/jam


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 3 hp



Harga : $ 1.496,03/buah

7.1.43. Pompa (P-17)

Fungsi : Mengalirkan larutan dari reaktor-04 (R-04) menuju ke tangki pencuci

(TP) sebanyak 55.445,7359 kg/jam


Spesifikasi pompa :





63

Daya motor : 5 hp



Harga : $ 1.493,51/buah

7.1.44. Pompa (P-18)

Fungsi : Mengalirkan air dari utilitas menuju ke tangki pencuci (TP) sebanyak

10.461,3518 kg/jam


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 1 hp




7.1.45. Pompa (P-19)

Fungsi : Mengalirkan larutan dari tangki pencuci menuju ke dekanter (D)



Spesifikasi pompa :





64

Daya motor : 3 hp



Harga : $ 1.589,05/buah

7.1.46. Pompa (P-20)

Fungsi : Mengalirkan hasil bawah dari dekanter menuju ke UPL sebanyak

17.003,7811 kg/jam


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 0,75 hp




7.1.47. Pompa (P-21)

Fungsi : Mengalirkan hasil atas dari dekanter menuju ke evaporator (E)



Spesifikasi pompa :





65

Daya motor : 1 hp



Harga : $ 1.471,98/buah

7.1.48. Pompa (P-22)

Fungsi : Mengalirkan recycle dari evaporator menuju ke mixer-02 (M-02)



Spesifikasi pompa :





Daya motor : 0,5 hp




7.1.49. Pompa (P-23)

Fungsi : Mengalirkan produk dari evaporator menuju ke tangki produk (T-05)



Spesifikasi pompa :





66

Daya motor : 7 hp



Harga : $ 1.132,22/buah

7.2. Spesifikasi Alat Utilitas

7.2.1. Bak Pengendap dan Penampung (BU-01)

Fungsi : Mengendapkan kotoran-kotoran besar yang terdapat pada air sungai

sebanyak 54.760,5850 kg/jam dengan waktu penampungan selama 10

jam

Jenis : Bak persegi dari beton

Spesifikasi :

Volume : 220 m3

Panjang : 6,5808 m

Lebar : 6,5808 m

Tinggi : 6,0960 m

Jumlah : 1 buah

Harga : Rp 13.200.000,00

7.2.2. Clarifier (C-01)

Fungsi : Tempat penambahan koagulan alum dan sodium karbonat sehingga

kotoran dapat menjadi flok-flok dan dapat diendapkan dengan waktu

tinggal selama 4 jam dengan kebutuhan koagulan 13,75 kg/jam dan

alum 0,9350 kg/jam.

Jenis : Tangki silinder dengan dasar kerucut tumpul dan dilengkapi dengan

pengaduk (scrapper).

Spesifikasi :

Volume : 220 m3

67

Diameter silinder : 6,7584 m

Diameter kerucut : 2,2528 m

Tinggi silinder : 6,7584 m

Tinggi kerucut : 1,3517 m

Kecepatan pengadukan : 1,2920 rpm

Power motor : 1,5 hp

Jumlah : 1 buah

Harga : Rp 13.200.000,00

7.2.3. Bak Saringan Pasir (SP-01)

Fungsi : Menyaring partikel-partikel padat dalam air yang tidak terendapkan

di bak clarifier sebanyak 54.760,5850 kg/jam.

Jenis : Gravity sand filter

Spesifikasi :

Kapasitas : 55 m3/jam

Luas penyaringan : 12,1078 ft2

Bahan : Beton

Media penyaringan : Pasir

Lebar : 0,7500 m

Panjang : 1,4999 m

Jumlah : 2 buah

Harga : Rp 600.000,00/buah

7.2.4. Bak Air Bersih (BU-02)

Fungsi : Menampung air bersih keluaran dari saringan pasir sebanyak

54.760,5850 kg/jam.

Jenis : Bak persegi panjang dari beton

Spesifikasi :

Volume : 220 m3

Panjang : 7,5989 m

Lebar : 7,5989 m

Tinggi : 4,5720 m

68

Jumlah : 1 buah

Harga : Rp 13.200.000,00

7.2.5. Bak Air Minum (BU-03)

Fungsi : Mencampur air sebanyak 207,4265 kg/jam dengan kaporit sehingga

didapatkan air yang bebas bibit penyakit dan bau

Jenis : Bak persegi panjang dari beton

Spesifikasi :

Volume : 5 m3

Panjang : 1,4030 m

Lebar : 1,4030 m

Tinggi : 3,0480 m

Jumlah : 1 buah

Harga : Rp 300.000,00

7.2.6. Bak Air Pendingin (BU-04)

Fungsi : Menampung air pendingin yang berasal dari cooling tower dan air

make-up sebanyak 244.393,0856 kg/jam.


Spesifikasi :

Volume : 1.471,7693 m3

Panjang : 15,6768 m

Lebar : 15,6768 m

Tinggi : 6,0960 m

Jumlah : 1 buah

Harga : Rp 74.908.179,36

69

7.2.7. Bak Penampung Air Pendingin Bekas (BU-05)

Fungsi : Menampung air pendingin bekas sebanyak 207.734,0998 kg/jam

sebelum masuk ke cooling tower.


Spesifikasi :

Volume : 1.251,8539 m3

Panjang : 14,3303 m

Lebar : 14,3303 m

Tinggi : 6,0960 m

Jumlah : 1 buah

Harga : Rp 63.671.952,45

7.2.8. Tangki Kation Exchanger (TKE)

Fungsi : Menghilangkan kesadahan air yang disebabkan oleh ion-ion positif

(Ca2+, Mg2+, Na2+) dari garam-garam yang terlarut dalam air dengan

bantuan resin berupa sodium zeolite (NaZ) sebanyak 1,5502 ft3.

Jenis : Menara silinder yang didalamnya diisi resin

Spesifikasi :

Bahan : Stainless steel SA 283 Grade C






Jumlah : 2 buah

Harga : $ 35.223,31/buah

70

7.2.9. Tangki Anion Exchanger (TAE)

Fungsi : Menghilangkan kesadahan air yang disebabkan oleh ion-ion negatif

(SO4-2, CO3

-2) dari garam-garam yang terlarut dalam air dengan

bantuan resin berupa Duolite A-42 sebanyak 5,94787 ft3.

Jenis : Menara silinder yang didalamnya diisi resin

Spesifikasi :

Bahan : Carbon steel SA 22 Grade A






Jumlah : 2 buah

Harga : $ 35.223,31/buah

7.2.10. Tangki Deaerator (DE)

Fungsi : Menghilangkan gas-gas terlarut dalam air sebanyak 1.836,0625

kg/jam sebelum diumpankan ke dalam boiler dengan menggunakan

N2H4.

Jenis : Tangki silinder horizontal.

Spesifikasi :

Bahan : Stainless steel SA 283 Grade C






Jumlah : 1 buah

Harga : $ 22.209,00

71

7.2.11. Boiler (B)

Fungsi : Memproduksi steam jenuh untuk digunakan sebagai pemanas pada

area proses sebanyak 6.054,0182 kg/jam dengan menggunakan bahan

bakar Residual Fuel Oil.

Jenis : Fire tube boiler.

Spesifikasi :

Volume : 7,1535 m3/jam

Tube :

Diameter dalam : 0,8240 inch

Diameter luar : 1,0500 inch

Panjang : 8 ft


Susunan tube : Square pitch

Jarak pitch : 1 inch

Diameter shell : 15 1/4 inch

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 78.619,88/buah

7.2.12. Fan Udara Pembakar (F-01)

Fungsi : Mengalirkan udara ke furnace untuk proses pembakaran sebanyak

11.015,4299 kg/jam.

Efisiensi : 85%

Daya motor : 7,5 hp

Jumlah : 2 buah

Harga : $ 5.441,21

72

7.2.13. Cooling Tower (CT)

Fungsi : Mendinginkan air pendingin yang berasal dari alat-alat pada area

proses sebanyak 244.393,0586 kg/jam dengan udara.

Jenis : Induced draft cooling tower

Dimensi :

Panjang : 1,3671 m

Lebar : 1,3671 m

Tinggi : 2,8160 m

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 108.379,94

7.2.14. Fan Cooling Tower (F-02)

Fungsi : Menarik udara sekitar sebesar 47,955,9021 ft3/jam sehingga kontak

langsung dengan air di dalam cooling tower.

Kapasitas : 47,955,9021 ft3/menit


Daya motor : 25 hp

Jumlah : 2 buah

Harga : $ 5.441,21

7.2.15. Tangki Larutan Al2(SO4)3 (TU-01)

Fungsi : Menampung aluminium sulfat (Al2(SO4)3) 5% sebanyak 18,7 kg/jam

yang digunakan sebagai koagulan pada clarifier dengan waktu

penampungan selama 15 hari

Jenis : Tangki silinder vertikal

Spesifikasi :

Bahan : Carbon steel SA 283 Grade C

Volume : 6,4706 m3

73

Diameter : 1,4881 m

Tinggi : 4,4644 m






Jumlah : 1 buah

Harga : $ 12.396,84

7.2.16. Tangki Larutan Na2CO3 (TU-02)

Fungsi : Menampung sodium karbonat (Na2CO3) 5% sebanyak 275 kg/jam

yang digunakan sebagai koagulan pada clarifier dengan waktu

penampungan selama 15 hari.


Spesifikasi :


Volume : 95,5322 m3

Diameter : 3,6507 m

Tinggi : 10,9520 m






Jumlah : 1 buah

Harga : $ 62.349.75

74

7.2.17. Tangki Larutan Kaporit (TU-03)

Fungsi : Menampung larutan kaporit 1% sebanyak 2,0743 kg/jam untuk

dialirkan ke dalam bak air minum (BU-03) dengan waktu



Spesifikasi :


Volume : 0,3178 m3

Diameter : 0,5449 m

Tinggi : 1,6348 m






Jumlah : 1 buah

Harga : $ 2.032,38

7.2.18. Tangki NaCl (TU-04)

Fungsi : Menampung larutan NaCl 5% sebanyak 3.836,0695 kg untuk

dialirkan ke dalam tangki kation exchanger dengan waktu



Spesifikasi :


Volume : 14,8836 m3

Diameter : 1,8468 m

Tinggi : 5,5457 m



75




Jumlah : 1 buah

Harga : $ 18.437,17

7.2.19. Tangki Larutan NaOH (TU-05)

Fungsi : Menampung larutan sodium hidroksida (NaOH) 5% sebanyak

3.836,0695 kg untuk dialirkan ke dalam tangki anion exchanger

dengan waktu penampungan selama 7 hari.


Spesifikasi :


Volume : 15,3443 m3

Diameter : 1,8742 m

Tinggi : 5,6226 m






Jumlah : 1 buah

Harga : $ 18.777,49

7.2.20. Tangki N2H4 (TU-06)

Fungsi : Menampung larutan N2H4 5% sebanyak 1,8361 kg/jam untuk

dialirkan ke dalam deaerator dengan waktu penampungan 15 hari.


76

Spesifikasi :


Volume : 15,9329 m3

Diameter : 1,8910 m

Tinggi : 5,6730 m






Jumlah : 1 buah

Harga : $ 19.081,55

7.2.21. Tangki Umpan Boiler (TU-07)

Fungsi : Menampung kondensat yang berasal dari alat pemanas pada area

proses sebelum diumpankan ke boiler sebanyak 6.054,0182 kg/jam.


Spesifikasi :


Volume : 7,2966 m3

Diameter : 1,4576 m

Tinggi : 4,3728 m


Diameter luar : 36 inch = 0,9144




Jumlah : 1 buah

Harga : $ 12.021,02

77

7.2.22. Pompa (PU-01)

Fungsi : Mengalirkan air dari sungai ke bak pengendap dan penampung (BU-

01) sebanyak 54.760,5850 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 7,5 hp



Harga : $ 1.132,68/buah

7.2.23. Pompa (PU-02)

Fungsi : Mengalirkan air dari bak penampung dan pengendap (BU-01) menuju

ke clarifier sebanyak 54.760,5850 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 5 hp



Harga : $ 1.132,68/buah

78

7.2.24. Pompa Pemadam Kebakaran (P-PK)

Fungsi : Mengalirkan air dari bak penampung dan pengendap (BU-01) untuk

kebutuhan pemadam kebakaran sebanyak 54.760,5850 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 5 hp



Harga : $ 1.132,68/buah

7.2.25. Pompa Pencuci Bak Saringan Pasir (P-SP)

Fungsi : Mengalirkan air dari bak air bersih menuju ke bak saringan pasir

sebanyak 9.126,7642 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 1/2 hp




79

7.2.26. Pompa (PU-03)

Fungsi : Mengalirkan air dari bak saringan pasir menuju ke bak air bersih (BU-

02) sebanyak 54.760,5850 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 3 hp



Harga : $ 1.132,68/buah

7.2.27. Pompa (PU-04)

Fungsi : Mengalirkan air dari bak air bersih (BU-02) menuju ke bak air minum

(BU-03) sebanyak 207,4265 kg/jam.


Spesifikasi pompa :


Head pompa : 13.1567 lbf.ft/lbm



Daya motor : 1/2 hp




80

7.2.28. Pompa (PU-05)

Fungsi : Mengalirkan air dari bak air bersih (BU-02) menuju ke bak air

pendingin (BU-04) dan tangki kation exchanger (TKE) sebanyak

38.475,1643 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 2 hp




7.2.29. Pompa (PU-06)

Fungsi : Memompa larutan NaCl 5% dari tangki NaCl (TU-04) menuju ke

tangki kation exchanger (TKE) untuk proses regenerasi.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 1/2 hp




81

7.2.30. Pompa (PU-07)

Fungsi : Memompa larutan NaOH 5% dari tangki NaOH (TU-05) menuju ke

tangki anion exchanger (TAE) untuk proses regenerasi.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 1/2 hp




7.2.31. Pompa (PU-08)

Fungsi : Mengalirkan air dari tangki deaerator menuju ke tangki penampung

(TU-07) sebanyak 1.816,2055kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 1 hp




82

7.2.32. Pompa (PU-09)

Fungsi : Memompa air dari tangki umpan boiler (TU-07) ke steam boiler

furnace sebanyak 6.120,2083 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 1 hp




7.2.33. Pompa (PU-10)

Fungsi : Mengalirkan air 244.393,0586 kg/jam dari bak air pendingin (BU-04)

menuju ke alat pendingin.


Spesifikasi pompa :

Kapasitas pompa : 1.080,7263 gpm




Daya motor : 10 hp



Harga : $ 2.807,60/buah

83

7.2.34. Pompa (PU-11)

Fungsi : Mengalirkan air sebanyak 207.734,0998 kg/jam dari bak air bekas

pendingin (BU-05) menuju ke cooling tower (CT).


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 3 hp



Harga : $ 2.546,75/buah

7.2.35. Pompa (PU-12)

Fungsi : Mengalirkan air sebanyak 207.734,0998 kg/jam dari cooling tower

(CT) menuju bak air pendingin (BU-04).


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 10 hp



Harga : $ 2.546,75/buah

84

7.2.36. Pompa (PU-13)

Fungsi : Mengalirkan bahan bakar sebanyak 465,9172 kg/jam dari tangki

bahan bakar menuju ke steam boiler furnace.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 1/2 hp




7.2.37. Tangki Bahan Bakar (T-BB)

Fungsi : Menyimpan bahan bakar berupa residual fuel oil sebanyak 502,3933

kg/jam.


Spesifikasi :

Bahan : Carbon steel SA-283, Grade C

Volume : 0,7397 m3

Diameter : 0,4712 m

Tinggi : 1,4137 m

Diameter dalam : 21,6250 inch

Diameter luar : 22 inch




85

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 3.049,83

7.2.38. Kompresor (CP)

Fungsi : Menaikkan tekanan udara dari tekanan 1 atm menjadi 1,6986 atm

sebanyak 5,0400 m3/jam.

Jenis : Kompresor sentrifugal

Spesifikasi :

Jumlah stage : 2

Daya motor : 1,5 hp

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 2.220,90

7.2.39. Generator (GE)

Fungsi : Menyediakan cadangan arus listrik sebesar 408,9148 kW jika listrik

dari PLN mengalami gangguan atau terputus (mati).

Jenis : Generator arus AC

Spesifikasi :


Jumlah : 1 buah

Harga : $ 21.986,91

86

BAB VIII

UTILITAS

Suatu pabrik memerlukan sarana penunjang untuk kelancaran proses

produksi. Oleh karena itu, sarana dan prasarana harus dirancang dengan baik,

sehingga dapat menjamin kelangsungan operasi suatu pabrik.

Salah satu faktor yang menunjang kelancaran suatu proses produksi di dalam

pabrik yaitu penyediaan utilitas. Penyediaan utilitas ini meliputi: penyediaan air,

penyediaan steam, penyediaan listrik, penyediaan bahan bakar, dan penyediaan

udara tekan.

8.1. Unit Penyediaan Air

Pemenuhan kebutuhan air suatu pabrik pada umumnya menggunakan air

sumur, air sungai, air danau, maupun air laut sebagai sumbernya. Pada perancangan

pabrik metil asetat ini yang digunakan adalah air yang berasal dari sungai.

Penggunaan air sungai sebagai sumber air mempertimbangkan hal-hal sebagai

berikut :

1. Biaya lebih rendah dibanding biaya dari sumber lainnya

2. Jumlah air sungai lebih banyak dibanding air sumur

3. Letak sungai berada tidak jauh dari lokasi pabrik.

Kebutuhan air di pabrik ini dipenuhi dari sungai Batulicin. Adapun tahap

pengolahan air dari sungai dapat dilakukan melalui beberapa tahap, yaitu: tahap

penjernihan air, proses pelunakan air, dan penghilangan gas.

8.1.1. Pengolahan air

Adapun tahap pengolahan air sungai dapat dilakukan sesuai dengan

spesifikasi air yang diperlukan. Pengolahan air dilakukan melalui beberapa tahap

diantaranya:

1. Tahap penjernihan air

Tahan penjernihan air dilakukan melalui beberapa tahap yaitu pemisahan

kotoran air sungai, flokulasi, dan penyaringan.

a. Pemisahan kotoran air sungai

Air dari sungai di saring untuk menghindari adanya kotoran - kotoran yang

cukup besar yang terbawa ke dalam bak pengendap.

87

b. Flokulasi

Air sungai yang ada dibak dipenampung, dialirkan menuju clarifier untuk

mengendapkan kotoran yang terikut di dalam air sungai. Pada clarifier ini

terjadi penambahan koagulan yang berfungsi untuk membentuk flok-flok

yang kemudian membentuk partikel yang lebih besar. Pada tahap ini juga

dilakukan pengadukan untuk mencampur air dengan bahan koagulan

(Al2(SO4)3.18H2O) dan larutan natrium karbonat (Na2CO3) yang bertujuan

untuk menurunkan kesadahan air dengan pengadukan lambat agar flok-flok

yang terbentuk dapat mengendap secara gravitasi. Berikut adalah persamaan

reaksi yang terjadi (Powell, 1954):

CaSO4 + Na2CO3 CaCO3 + Na2SO4

CaCl2 + Na2CO3 CaCO3 + 2 NaCl

6 NaAlO2 + Al2(SO4)3.18H2O 8 Al(OH)3 + 3 Na2SO4 + 6 H2O

Alumunium hidroksida (Al(OH)3) yang terbentuk berupa flok-flok

(gumpalan lunak) akan mengikat padatan-padatan tersuspensi dan

mengendapkannya sebagai sludge. Pada selang waktu tertentu dilakukan

blowdown untuk membuang endapan yang terbentuk sebelumnya. Bak

clarifier (C) dilengkapi dengan scraper yang berfungsi mengumpulkan

endapan pada dasar clarifier sehingga mudah dibuang. Air bersih keluar dari

clarifier secara over flow.

c. Penyaringan

Air dari clarifier dimasukkan ke dalam bak saringan pasir (sand filter) yang

tersusun atas campuran pasir dan kerikil kuarsa dari yang halus sampai yang

kasar dan disusun secara berlapis-lapis. Media berpori ini berfungsi untuk

menahan atau menyaring partikel-partikel padat yang lolos atau terbawa

bersama air dari clarifier. Menurut Powell (1954) karakteristik sand filter

adalah sebagai berikut:

Kecepatan penyaringan : 15 – 30 gpm/ft2

Tebal tumpukan pasir : 18 – 30 in

Tebal tumpukan kerikil : 8 – 20 in

Pencucian ulang dilakukan dengan sistem back wash, dilakukan tiap 6 – 24

jam sekali atau jika saringan pasir sudah cukup jenuh dengan waktu

88

pencucian biasanya 10 – 15 menit. Air pencuci yang biasanya digunakan 2

– 3% dari air yang disaring (Powell, 1954).

Setelah tahap filtrasi di sand filter, air jernih ditampung didalam bak

penampung (BU-02). Air bersih digunakan untuk air minum, rumah tangga

dan kantor, air umpan boiler, dan air pendingin.

2. Tahap pelunakan (demineralisasi) air

Air yang digunakan sebagai umpan boiler harus memenuhi persyaratan bebas

dari garam-garam mineral yang terlarut. Proses demineralisasi dimaksudkan

untuk menghilangkan ion-ion dari peruraian garam-garam yang terkandung

pada filtered water dengan cara melewatkan air pada kation-anion exchanger

yang mengandung resin.

Didalam kation-anion exchanger terjadi dua reaksi, yaitu softening dan

regenerasi. Softening adalah proses penghilangan garam-garam di dalam air

untuk mencegah terjadinya kerak dan korosi di dalam boiler dengan

menggunakan resin. Regenerasi adalah proses pengaktifan kembali resin yang

sudah jenuh karena proses softening, sehingga dapat digunakan kembali.

Adapun tahapan proses pelunakan air adalah sebagai berikut:

a. Kation exchanger

Kation exchanger berfungsi untuk mengikat ion-ion positif yang ada pada

air seperti Ca2+, Mg2+, Na+, K+, Fe2+ Al3+, Mn2+ menggunakan sodium

zeolite (Na2Z).

Ca2+ + Na2Z CaZ + 2 Na2+

Mg2+ + Na2Z MgZ + 2 Na2+

Karena proses ini berlangsung terus menerus maka pada suatu saat zeolite

akan penuh dengan garam Ca dan Mg, sehingga tidak dapat berfungsi lagi

(jenuh). Maka dilakukan regenerasi dengan menggunakan larutan NaCl

(Powell, 1954)

Reaksi regenerasi yang terjadi adalah sebagai berikut:

CaZ + 2 NaCl Na2Z + CaCl2

MgZ + 2 NaCl Na2Z + CaCl2

b. Anion exchanger

89

Anion exchanger berfungsi untuk mengikat ion-ion negatif yang ada pada

air seperti SO32-, Cl-, S2-, HCO3

2- menggunakan resin Duolite A-2.

Reaksi pelunakan air (Powell, 1954):

NH3 + HCl NH4Cl

RNH2 + HCl RNH3Cl

2 NH4OH + H2CO3 (NH4)CO3 + 2H2O

H2CO3 + 2 RNH3OH (RNH3)2CO3 + 2 H2O

Regenerasi dilakukan dengan menggunakan larutan NaOH. Reaksi

regenerasi yang terjadi adalah sebagai berikut:

NH4Cl + NaOH NH3 + NaCl + H2O

RNH3Cl + NaOH RNH2 + NaCl + H2O

(NH4)2CO3 + 2NaOH 2NH4OH + Na2CO3

(RNH3)2CO3 + 2 NaOH 2 RNH3OH + Na2CO3

3. Tahap penghilangan gas (deaerasi)

Penghilangan gas dilakukan setelah air keluaran dari kolom anion, proses

penghilangan gas dilakukan di deaerator. Deaerator merupakan alat yang

digunakan untuk menghilangkan gas O2 dan CO2 yang terlarut di dalam air. Gas

O2 dapat menimbulkan kerak dan korosi di dalam ketel uap, sedangkan gas CO2

dapat mengakibatkan terjadinya pembusaan (foaming) berlebihan sehingga

dapat mengotori dan merusak peralatan. Air untuk umpan boiler harus melalui

pengolahan untuk mencegah terjadinya kerak dan foam (buih) sebagai berikut:

a. Pencegahan kerak

Untuk mencegah terbentuknya kerak akibat kesadahan yang masih tersisa

maka pada air umpan boiler ditambahkan hidrazin. Hidrazin yang berfungsi

mengikat oksigen berdasarkan reaksi berikut:

N2H4 + O2 N2 + 2H2O

Nitrogen sebagai hasil reaksi bersama-sama dengan gas lain dihilangkan

melalui Stripping dengan uap bertekanan rendah.

b. Pencegahan foam

Foam (buih) adalah butir-butir gelembung pada permukaan air dalam boiler

akibat adanya kontaminasi dengan minyak pada air umpan boiler.

Akumulasi gas H2 yang berlebihan karena jumlah blowdown kurang, dan

90

treatment yang berlebihan dapat menimbulkan foam. Sehingga dirancang

jumlah blowdown sebesar 15% untuk mencegah timbulnya foam dalam

boiler.

4. Diagram Alir Proses Pengolahan Air Sungai

Diagram alir proses pengolahan air merupakan diagram yang menjelaskan unit

proses pengolahan air sebagai unit pendukung dalam proses produksi pada

pabrik difenilamin. Diagram alir proses pengolahan air sungai tersebut

ditunjukan oleh Gambar 8.1.

PU-03

SP

BU-01

PU-01

C

Na2CO3

TU-02 TU-01

Pompa

Pemadam Kebakaran

ke UPL

PU-04

BU-02

Sungai

PU-02Kaporit

TU-03

BU-03PU-05

Air

keperluan

umum

PU-10

Udara

PU-12

ALAT PENDINGIN

BU-04 BU-05

COOLING

TOWER

KATION

PU-06

TU-04

NaCl 5%NaOH 5%

EXCHANGER EXCHANGER

TKE

Udara Buang

PU-11

PU-07

ANION

TAE

TU-05

ke UPL ke UPL

Steam

ALAT PEMANAS

STEAM BOILER

FURNACE

TU-07

Bahan Bakar

PU-13

Udara

F-BB

DEAERATOR

PU-08

GasTU-06

Al2(SO4)3.18 H20

N2H4

SP

Pompa Pencuci

Saringan pasir

Steam

PU-09

Gambar 8.1 Diagram alir proses pengolahan air

Keterangan:

BU-01 : Bak penampung dan pengendap TU-01 : Tangki larutan Al2(SO4)3

C : Clarifier TU-02 : Tangki larutan Na2CO3

SP : Saringan pasir TU-03 : Tangki larutan kaporit

BU-02 : Baik air bersih TU-04 : Tangki larutan NaCl 5%

BU-03 : Bak air keperluan umum TU-05 : Tangki larutan NaOH 5%

BU-04 : Bak air pendingin TU-06 : Tangki N2H4

BU-05 : Bak air bekas pendingin TU-07 : Tangki umpan boiler

TKE : Tangki kation exchanger TAE : Tangki anion exchanger

91

8.1.2. Air minum, perkantoran dan sanitasi

Air di dalam bak penampung air bersih (BU-02) dialirkan menggunakan

pompa kedalam bak keperluan umum (BU-03). Pada bak (BU-03) ditambahkan

desinfektan untuk membunuh bakteri yang ada dalam air. Desinfektan yang

digunakan yaitu klor dalam bentuk kaporit (Ca(OCl)2). Reaksi yang terjadi sebagai

berikut:

Ca(OCl)2 + H2O Ca2+ + 2 OCl- + H2O

2 OCl- Cl2 + O2

Pada reaksi ini, yang mendesinfeksi air adalah OCl-. Kadar klorin untuk desinfeksi

air sampai pH = 7 adalah 2 ppm.

8.1.3. Air umpan boiler

Air yang akan digunakan sebagai umpan boiler harus dihilangkan

kesadahannya dan memenuhi syarat batas kadar padatan, total alkali, dan total

padatan yang dapat terendapkan. Batasan air umpan boiler menurut ABMA

(American Boiler Manufacturer Association standard) untuk boiler dengan tekanan

operasi antara 0 – 300 psig adalah:

Total solid : 3.500 ppm

Total alkali : 700 ppm

Suspended solid : 300 ppm

Untuk mencapai kondisi tersebut, maka air umpan boiler harus mengalami

eksternal dan internal treatment. Eksternal treatment merupakan perlakuan

terhadap air sebelum masuk ke unit pembangkit uap, yaitu proses penyediaan

demineralisasi. Sedangkan internal treatment yaitu perlakuan yang dilakukan pada

unit pembangkit uap (boiler) yang meliputi pencegahan terjadinya kerak, korosi

dan foaming. Adanya kesadahan pada air akan menyebabkan terbentuknya kerak

dan mengurangi kecepatan transfer panas pada boiler, sehingga mengurangi

efisiensi pemakaian panas. Ada dua macam kesadahan air yaitu kesadahan tetap

dan kesadahan sementara.

1. Kesadahan sementara

Kesadahan sementara adalah kesadahan yang disebabkan oleh gas-gas terlarut

dalam air umpan boiler seperti CO2 dan O2. Kesadahan sementara dapat

dihilangkan dengan cara pemanasan biasa, sehingga terjadi reaksi:

H2CO3 H2O + CO2

92

2. Kesadahan tetap

Kesadahan tetap adalah kesadahan yang disebabkan adanya kation maupun

anion dari peruraian garam dapat dihilangkan dengan cara melewatkan air pada

kation-anion exchanger yang mengandung resin. Di dalam kation-anion

exchanger terjadi dua reaksi yaitu softening dan regenerasi. Softening adalah

proses penghilangan garam–garam di dalam air untuk mencegah terjadinya

kerak dan korosi di dalam boiler dengan menggunakan resin. Regenerasi adalah

proses pengaktifan kembali resin yang sudah jenuh karena proses softening,

sehingga dapat digunakan kembali.

8.1.4. Air pendingin

Air pendingin yang akan digunakan harus dihilangkan kesadahannya dan

memenuhi syarat batas kadar padatan >100ppm, dan total padatan yang

terendapkan <10ppm.

Air pendingin setelah digunakan pada peralatan proses akan mengalami

kenaikan suhu. Untuk menghemat pemakaian air, air pendingin dari peralatan

proses didinginkan dalam cooling tower dan dicampur dengan air make-up.

Cooling tower merupakan suatu menara yang terdiri dari kerangka beton,

didalam menara terdapat isian yang terbuat dari kayu. Air yang diturunkan suhunya

dipercikan melalui puncak cooling tower sedangkan udara pendingin dihembuskan

melalui dasar cooling tower dengan menggunakan fan. Kontak antara udara dengan

air pendingin menyebabkan sebagian air akan menguap dan suhu dari air akan

turun. Pada umumnya jenis cooling tower yang digunakan adalah induced draft

cooling tower karena lebih mudah pengoperasiannya dan tidak mudah

menimbulkan kerak maupun lumut.

8.1.5. Air pemadam kebakaran

Syarat air pemadam kebakaran yaitu tidak mengandung padatan seperti pasir,

batuan kerikil dan tidak mengandung kotoran seperti daun, sampah.

Adapun kebutuhan umpan boiler, pendingin, kebutuhan rumah tangga dan

perkantoran adalah sebagai berikut:

93

1. Air proses

Kebutuhan air proses digunakan pada :

Tabel 8.1 Kebutuhan air proses

Jenis Alat Massa Air (kg/jam)

Filter 2.955,3329

Tangki Pencuci 10.606,0606

Total 13.561,3935

2. Air untuk steam

Kebutuhan steam pada area proses sebagai berikut:

Tabel 8.2 Kebutuhan steam


Evaporator 4.801,2822

Heater-01 1.030,2670

Heater-02 222,4690

Total 6.054,0182

Setelah digunakan sebagai pemanas, dianggap 70% kondensat dari steam dapat

digunakan kembali (recycle) (Effendy, 2013). Maka, jumlah air kondensat yang

dapat didaur ulang adalah:

Air recycle = 70% × 6.054,0182 kg/jam = 4.237,8128 kg/jam

Kebutuhan air untuk membuat steam:

Kebutuhan air = kebutuhan steam – kondensat yang didaur ulang

= (6.054,0182 – 4.237,8128) kg/jam

= 1.816,2055 kg/jam

3. Air pendingin

94

Kebutuhan air pendingin pada area proses sebagai berikut:

Tabel 8.3 Kebutuhan air pendingin pada area proses


Coil di R-01 40.478,9094

Coil di R-02 13.891,3997

Coil di R-03 5.009,3491

Coil di R-04 1.869,6539

Cooler-01 10.109,5540

Cooler-02 74.706,1083

Kondensor 98.328,0842

Total 244.393,0586

Setelah digunakan sebagai pendingin, 85% air dapat didaur ulang sehingga

dapat digunakan kembali (Yulianto, 2010). Maka, jumlah air yang dapat didaur

ulang untuk digunakan kembali (recycle) sebesar:

Air recycle = 85 % × 244.393,0586 kg/jam = 207.734,0998kg/jam

Kebutuhan air untuk membuat air pendingin:

Kebutuhan air pendingin = kebutuhan air – air yang didaur ulang

= (244.393,0586 – 207.734,0998) kg/jam

= 36.658,9588 kg/jam

4. Air pemadam kebakaran

Air untuk kebutuhan pemadam kebakaran adalah 400 L/menit (SNI 03-1475-

2000).

5. Air keperluan umum

Air keperluan umum yang digunakan untuk kebutuhan air minum, perkantoran

dan sanitas:

a. Air minum

Dirancang pabrik mempunyai karyawan 200 orang. Menurut Permenkes

No. 70 tahun 2016 kebutuhan minimum air minum untuk seorang karyawan

adalah 5 L/hari.

Kebutuhan air minum = 200 × 5 L/hari

95

= 1.000 L/hari

L1000

m1

jam24

hari1 3

× 995,6470 kg/m3

= 41,4853 kg/jam

b. Air untuk perkantoran dan sanitasi

Diperkirakan kebutuhan air untuk perkantoran dan sanitasi untuk seorang

karyawan sebanyak 20 L/hari (Permenkes No. 70 tahun 2016).

Kebutuhan air = 200 × 20 L/hari

= 4.000 L/hari

L1000

m1

jam24

hari1 3

× 995,6470 kg/m3

= 165,9412 kg/jam

Maka, total air keperluan umum adalah

Total air = (41,4853 + 165,9412) kg/jam = 207,4265 kg/jam

Maka, untuk total kebutuhan air bersih adalah

Total kebutuhan air bersih = (13.561,3935 + 36.658,9588 + 1.816,2055 +

207,4265) kg/jam

= 52.243,9843 kg/jam 0,9956 kg

1

/L

= 52.472,3966 L/jam

≈ 53.000 L/jam

Diambil 20% berlebih yang berguna untuk kejadian mendadak, seperti start up awal

proses produksi, jika terjadi kebakaran, dan jika terjadi masalah dalam menjalankan

proses produksi. Sehingga kebutuhan air menjadi sebesar:

Total kebutuhan air bersih = 1,2 × 53.000 L/jam

= 63.600 L/jam ≈ 50.000 L/jam

8.2. Unit Penyediaan Steam

Penyediaan steam ini bertujuan untuk mencukupi kebutuhan steam yang akan

digunakan untuk berbagai proses operasi digunakan Boiler jenis Fire tube Boiler.

Boiler tersebut dilengkapi dengan sebuah unit economizer safety valve sistem dan

pengaman-pengaman yang bekerja secara otomatis.

Air dari water treatment plant yang akan digunakan sebagai umpan boiler

terlebih dahulu diatur kadar silika, O2, Ca, Mg yang mungkin masih terikut dengan

jalan menambahkan bahan-bahan kimia kedalam boiler feed water tank. Selain itu

96

juga perlu diatur pHnya sekitar 10,5 – 11,5 karena pada pH yang terlalu tinggi,

korosifitasnya juga tinggi.

Sebelum masuk ke boiler, umpan dimasukkan dahulu kedalam economizer,

yaitu alat penukar panas yang memanfaatkan panas dari gas sisa pembakaran

minyak residu yang keluar dari boiler. Didalam alat ini, air dinaikkan

temperaturnya hingga 100 – 102ºC, kemudian diumpankan ke boiler.

Di dalam boiler, api yang keluar dari alat pembakaran (burner) bertugas untuk

memanaskan lorong api dan pipa-pipa api. Gas sisa pembakaran ini masuk

economizer sebelum dibuang melalui cerobong asap, sehingga air didalam boiler

menyerap panas dari dinding dan pipa-pipa api maka air menjadi mendidih. Uap air

yang terbentuk terkumpul sampai mencapai tekanan 10 bar, baru kemudian

dialirkan ke steam header untuk didistribusikan ke area-area proses.

8.3. Unit Pembangkit Listrik

Kebutuhan listrik pada pabrik ini dipenuhi oleh 2 sumber, yaitu PLN dan

generator diesel. Diesel digunakan sebagai tenaga cadangan apabila PLN

mengalami gangguan, untuk menggerakkan power-power motor yang penting

antara lain boiler, pompa dan cooling tower.

Prinsip kerja dari diesel ini adalah solar dan udara yang terbakar secara

kompresi akan menghasilkan panas. Panas ini digunakan untuk memutar poros

engkol sehingga dapat menghidupkan generator yang mampu menghasilkan tenaga

listrik. Listrik ini didistribusikan ke panel yang selanjutnya akan dialirkan ke unit

pemakai. Pada operasi sehari–hari digunakan tenaga listrik 50% dan diesel 50%.

Tetapi apabila listrik padam, operasinya akan menggunakan tenaga listrik dari

diesel 100%.

Kebutuhan listrik pada pabrik digunakan untuk :

1. Menggerakkan alat pada area proses

2. Menggerakkan alat pada area utilitas

3. Menggerakkan katup pada alat kontrol

4. Penerangan pabrik dan kantor

Kebutuhan listrik untuk menggerakkan motor-motor untuk alat–alat proses

produksi maupun alat-alat utilitas terlihat pada tabel 8.4 dan tabel 8.5

97

Tabel 8.4 Listrik yang diperlukan untuk menggerakkan alat proses

No. Nama Alat Daya (hP)

1. Tangki Pencampur (M-01) 15

2. Tangki Pencampur (M-02) 5

3. Reaktor (R-01) 15




7. Tangki Pencuci 40

5. Bucket Elevator-01 1

6. Bucket Elevator-02 1

7. Belt Conveyor 0,5

8. Pompa (P-01) 10

9. Pompa (P-02) 5

10. Pompa (P-03) 7,5

11. Pompa (P-04) 5

12. Pompa (P-05) 3

13. Pompa (P-06) 15

14. Pompa (P-07) 0,5

15. Pompa (P-08) 0,5

16. Pompa (P-09) 0,75

17. Pompa (P-10) 3

18. Pompa (P-11) 10

19. Pompa (P-12) 3

20. Pompa (P-13) 1

21. Pompa (P-14) 3

22. Pompa (P-15) 3

23. Pompa (P-16) 3

24. Pompa (P-17) 5

25. Pompa (P-18) 1

26. Pompa (P-19) 3

27. Pompa (P-20) 0,75

28. Pompa (P-21) 1

29. Pompa (P-22) 0,5

30. Pompa (P-23) 7

Total 214

98

Tabel 8.5 Listrik yang diperlukan untuk menggerakkan alat utilitas

No. Nama Alat Daya (hP)

1. Clarifier 1,5

2. Pompa Pemadam Kebakaran 5

3. Pompa Pencuci Sand Filter 1/2

4. Pompa (PU-01) 7,5

5. Pompa (PU-02) 5

6. Pompa (PU-03) 3

7. Pompa (PU-04) ½

8. Pompa (PU-05) 2

9. Pompa (PU-06) ½

10. Pompa (PU-07) ½

11. Pompa (PU-08) 1

12. Pompa (PU-09) 1

13. Pompa (PU-10) 10

14. Pompa (PU-11) 3

15. Pompa (PU-12) 10

16. Pompa (PU-13) ½

17. Fan Boiler 7,5

18. Fan Cooling Tower 10

19. Kompressor 1.5

Total 70,5

Total daya listrik = listrik untuk menggerakkan alat proses + listrik untuk

menggerakkan alat utilitas

= (214 + 70,5) hP

= 284,5 hP

a. Kebutuhan listrik untuk menggerakkan motor

P = 284,5 hP

hP1

kW0,746= 212,2370 kW

Energi listrik untuk menggerakkan motor digunakan selama 24 jam

= 212,2370 kW

hari1

jam24

99

= 5.093,6880 kWh/hari

tahun1

hari330

= 1.680.917,0400 kWh/tahun

b. Kebutuhan listrik untuk alat instrumen

Kebutuhan listrik untuk menggerakkan alat kontrol, bengkel, dan peralatan

laboratorium (instrumentasi) diperkirakan 20% dari kebutuhan listrik pada unit

proses dan utilitas.

P = 20% × 212,2370 kW = 42.4474 kW

Energi listrik untuk alat instrumen digunakan selama 24 jam

= 42.4474 kW

hari1

jam24

= 1.018,7376 kWh/hari

tahun1

hari330

= 336.183,4080 kWh/tahun

c. Listrik untuk penerangan kawasan pabrik

P = 20% × 212,2370 kW = 42.4474 kW

Energi listrik untuk penerangan kawasan pabrik digunakan selama 24 jam

= 42.6339 kW

hari1

jam24

= 1.018,7376 kWh/hari

tahun1

hari330

= 336.183,4080 kWh/tahun

d. Listrik untuk kawasan perkantoran = 30 kW

Energi listrik untuk kawasan perkantoran digunakan selama 12 jam

= 30 kW

hari1

jam12

= 360 kWh/hari

tahun1

hari330

= 237.600 kWh/tahun

Maka, total kebutuhan daya listrik yang diperlukan sebesar:

Total kebutuhan = (213,1695 + 42,4474 + 42,4474 + 30) kW = 327,1318 kW

100

Sehingga, total kebutuhan energi dalam satu tahun adalah:

Total kebutuhan energi = (1.688.302,4400 + 336.183,4080 + 336.183,4080 +

237.6000) kWh/tahun

= 2.590,883,8560 kWh/tahun

Kebutuhan listrik ini dipenuhi oleh PLN, generator digunakan sebagai

cadangan jika aliran listrik dari PLN mengalami gangguan. Oleh karena itu,

disediakan 1 set generator dengan efisiensi 80%.

Daya generator = 327,1318 𝑘𝑊

0,8 = 408,9148 kW ≈ 445 kW ≈ 450 kVA

8.4. Unit Penyediaan Bahan Bakar

Jenis bahan bakar yang digunakan berupa bahan bakar cair. Kriteria bahan

bakar cair yang digunakan adalah sebagai berikut (Petroleum Refinery, Eng,

Nelson, 1985) :

Jenis minyak bakar = Residual Fuel Oil

Net heating value, NHV = 17.351 Btu/lb

8.4.1. Generator

Daya generator = 408,9148 kW 3412,19 Btu/jam

1kW

= 1.395.294,8208 Btu/jam

Kebutuhan bahan bakar = NHV

generatordaya

= 1.395.294,8208 Btu/jam

17.351 Btu/lb

= 80,4158 lb/jam

lb2,20462

kg1

= 36,4760 kg/jam

Apabila listrik padam rata-rata 4 jam perminggu atau 192 jam pertahun maka,

Kebutuhan bahan bakar = 36,4760 kg/jam

tahun1

jam192

= 7.003,4004 kg/tahun

Diketahui densitas (ρ) dari Residual Fuel Oil sebesar 0,815 kg/L, maka

101

Kebutuhan bahan bakar = 7.003,4004 kg/tahun

kg/L0,815

1

= 8.593,1294 L/tahun

8.4.2. Boiler

Diinginkan efisiensi boiler 85%

Jumlah kebutuhan steam = 6.054,0182 kg/jam

Massa air, m

m.air = efisiensi

steamjumlah=

6.054,0182 kg/jam

0,85 = 7.122,3774 kg/jam

= 7.122,3774 kg/jam

kg1

lb2,20462 = 15.702,1290 lb/jam

ρ air pada 30ºC = 995,6470 kg/m3

Volume air = ρ

m=

7.122,3774 kg/jam

995,6470 kg/𝑚3 = 7,1535 m3/jam

Spesifikasi steam:

Ts = 240ºF = 115,5556ºC

ΔHfg = 952,2 Btu/lb (Tabel 7, Kern, 1959)

P = 1,6986 atm = 24,9690 psi

Cp.steam = 0,4540 Btu/lb.°F

Menghitung kebutuhan pemanas

Suhu air masuk, Ta = 35ºC = 95ºF

Cp.air = 1 Btu/lb.°F

Td.air = 100ºC = 212ºF

Beban panas boiler (Qb) :

Qb = m.air Cp.air (Td – Ta) + m.air ΔHfg + m.air Cp.steam (Ts – Td)

= (15.702,1290 lb/jam × 1 Btu/lb.°F (212°F – 95°F)) + (15.702,1290 lb/jam ×

971,6000 Btu/lb) + (15.702,1290 lb/jam × 0,4540 Btu/lb.°F (240°F – 212°F))

= 17.822.434,7639 Btu/jam

Untuk proses pembakaran maka dibutuhkan komposisi minyak sebagai berikut:

C = 87,5%; H2 = 10,17%; dan S = 1,14%

Kebutuhan kelebihan udara = 25 – 30% (tabel 14-6, Nelson, 1985, hal. 420)

Dirancang:

102

Kebutuhan kelebihan udara 25%

Efisiensi pembakaran 100%

Kebutuhan bahan bakar = NHVpembakaran effisiensi

Qb

= 17.822.434,7639 Btu/jam

100% × 17.351 Btu/lb

= 1,027,1705 lb/jam

lb2,20462

kg1

= 465,9172 kg/jam

Boiler beroperasi dalam 1 tahun sebanyak 330 hari dengan 1 hari adalah 24 jam,

maka kebutuhan bakar boiler akan menjadi,

Kebutuhan bahan bakar = 465,9172 kg/jam 24 jam 330 hari

1hari 1 tahun

= 3.690.064,5438 kg/tahun

Diketahui densitas (ρ) dari Residual Fuel Oil sebesar 0,815 kg/L, maka

Kebutuhan bahan bakar = 3.690.064,5438 kg/tahun

kg/L0,815

1

= 4.527.686,5568 L/tahun

Kebutuhan udara

C + O2 → CO2

H2 + ½ O2 → H2O

S + O2 → SO2

Komponen minyak:

C = C BM

bakarbahan kebutuhan 87,5%

= 87,5% × 1,027,1705 𝑙𝑏/𝑗𝑎𝑚

12 𝑙𝑏/𝑙𝑏𝑚𝑜𝑙 = 74,8978 lbmol/jam

H2 = 2H BM


= 10,17% × 1,027,1705 𝑙𝑏/𝑗𝑎𝑚


103

S = S BM


= 1,14% ×1,027,1705 𝑙𝑏/𝑗𝑎𝑚


Total = (75,8978 + 52,2316 + 0,3659) lbmol/jam

= 127,4954 lbmol/jam

Menentukan BM udara

Udara terdiri dari, 21% O2 dan 79% N2

BM udara = (21% × 32 lb/lbmol) + (79% × 28 lb/lbmol)

= 28,84 lb/lbmol

Oksigen yang digunakan berlebih 25%, sehingga kebutuhan oksigen yang

digunakan :

Kebutuhan O2 (berlebih) = (1,25 × 127,4954 lbmol/jam)

= 159,3692 lbmol/jam × 32 lb/lbmol

= 5.099,8158 lb/jam

Kebutuhan udara pada boiler =

21

100× kebutuhan O2

=

21

100× 5.099,8158 lb/jam

= 24.284,8370 lb/jam

lb2,20462

kg1

= 11.015,4299 kg/jam

Blow down

Karena efisiensi boiler sebesar 85%, maka jumlah blow down air boiler sebesar:

Blow down = (100% – 85%) × jumlah air masuk

= (100% – 85%) × (7.122,3744 kg/jam)

= 1.068,3562 kg/jam

Sehingga total kebutuhan bahan bakar adalah:

Total kebutuhan = Bahan bakar generator + bahan bakar boiler

= (36,4760 + 465,9172 ) kg/jam

= 502,3933 kg/jam

104

8.5. Unit Pengadaan Udara Tekan

Udara tekan diperlukan untuk menggerakkan alat pengendalian proses yang

ada pada area proses. Diperkirakan jumlah alat kontrol pada area proses sebanyak

20 buah dan diperkirakan kebutuhan udara tekan untuk tiap alat kontrol sebesar 2,8

L/menit (Considine, 1985).

Kebutuhan total udara tekan = 25 × 2,8 L/menit

= 70 L/menit

L1.000

m1

jam1

menit60 3

= 4,2000 m3/jam

Faktor keamanan 20% = 20% × 4,2000 m3/jam = 0,8400 m3/jam

Total udara tekan = (4,2000 + 0,8400) m3/jam

= 5,0400 m3/jam

hari1

jam24

tahun1

hari330

= 39.916,8000 m3/tahun

Untuk pengadaan udara tekan, dipenuhi dengan menggunakan kompresor

sentrifugal.

8.5.1. Kompresor

Kompresor digunakan untuk menaikkan tekanan udara dari tekanan 1 atm

menjadi 1,6986 atm.

Data:

γ udara = 1,39

Tekanan masuk (P1) = 1 atm = 14,7 psi

Tekanan keluar (P2) = 1,6986 atm = 24,96900 psi

Suhu udara masuk (T1) = 30°C = 303 K

BM udara = 28,84 kg/kmol

ρ udara = 5,8000 kg/m3

Berdasarkan Aries, R. A., 1955 maka, jumlah stage sebanyak dua buah.

Compression Ratio, Rc:

Rc = n

1

1

2

P

P

= (

1,6986 𝑎𝑡𝑚

1 𝑎𝑡𝑚)

1

2 = 1,3033

1,39-1

2 .1,392,0289 atm

1atm

105

Temperatur keluar, T2 :

T2 = T1 nγ

1γ

1

2

P

P

= 303 K(

1,6986 𝑎𝑡𝑚

1 𝑎𝑡𝑚)

1,3033−1

2.1,3033 = 326,3778 K = 53,3778°C

Menghitung kerja yang diperlukan oleh kompresor :

Untuk 2 stage :

W = – (W1 + W2)

W =

1'P

P

1γ

T Rn γ1

P

'P

1γ

T Rn γ γ

1γ

1

21γ

1γ

1

11

W =

2'P

P

P

'P

1γ

T Rn γ γ

1γ

1

2γ

1γ

1

11

Dimana :

W = kerja atau tenaga yang diperlukan kompresor

R = konstanta gas ideal, 1,9870 cal/gmol.K

T1 = suhu udara masuk, K

P1 = tekanan udara masuk, atm

P2 = tekanan udara keluar, atm

n = mol udara masuk, gmol/jam

P1’ = (P1 . P2)½ = (1 atm × 1,6986 atm)½ = 1,3033 atm

mol udara masuk kompresor dihitung dengan persamaan :

n = udara BM

V ρ.udara=

5,0400 𝑚3 × 5,8000 𝑘𝑔/𝑚3

28,8400 𝑘𝑔/𝑘𝑔𝑚𝑜𝑙 = 1,1036 kmol/jam

Sehingga tenaga yang diperlukan kompresor (W) adalah :

W =

2'P

P

P

'P

1γ

T Rn γ

1γ

1

2γ

1γ

1

11

= 1,39 ×1,9870

𝑘𝑚𝑜𝑙

𝑗𝑎𝑚 ×1,9870

𝑐𝑎𝑙

𝑔𝑚𝑜𝑙.𝑘 ×303 𝐾

1,39−1 × [(

1,3033 𝑎𝑡𝑚

1 𝑎𝑡𝑚)

1,39−1

1,39 + (1,6986 𝑎𝑡𝑚

1,3033 𝑎𝑡𝑚)

1,39−1

1,39 − 2]

= 608.319,2935 cal/jam

watt746

hp1

cal/jam860,436

watt1

106

= 0,9477 hp

Dari Vilbrandt, fig 4-10 diperoleh Efisiensi motor, η = 80%

BHP = η

W=

0,9477 hp

0,8 = 1,1846 hp

Dari Ludwig, vol. 3, dipakai motor standar NEMA sebesar 1,5 hp

107

BAB IX

LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK

9.1. Lokasi Pabrik

Lokasi suatu pabrik kimia memberikan kontribusi yang besar bagi kesuksesan

bisnis berbasis kimia. Dibutuhkan pertimbangan lebih terhadap faktor-faktor

tertentu dalam memilih lokasi suatu pabrik. Sebuah pabrik idealnya memiliki lokasi

yang memberikan biaya produksi dan distribusi minimum. Selain itu kemungkinan

adanya ekspansi pabrik serta lingkungan yang kondusif juga harus dipertimbangkan

agar operasi pabrik dapat berjalan lancar. Akan tetapi, faktor-faktor seperti tempat

tinggal pekerja dan komunitas sekitarnya juga merupakan hal yang penting untuk

diperhatikan. Secara garis besar, memilih lokasi pendirian pabrik biodiesel

diperlukan pertimbangan-pertimbangan sebagai berikut:

1. Ketersediaan Bahan Baku

Jarak antara tempat produksi dan lokasi pengambilan bahan baku dapat

mempengaruhi kemampuan bersaing dari produk-produk yang dibuat,

terutama bila produk tersebut merupakan produk massal yang tidak melalui

proses yang rumit. Selain itu kebutuhan tempat penyimpanan bahan baku juga

perlu diperhitungkan.

2. Pemasaran

Lokasi pasar atau pusat distribusi mempengaruhi biaya distribusi produk dan

waktu yang dibutuhkan untuk pengiriman. Kedekatan lokasi pabrik dengan

pasar merupakan salah satu pertimbangan yang penting karena bagi

konsumen lebih menguntungkan untuk membeli produk dari sumber yang

dekat.

3. Ketersediaan sumber energi

Kebutuhan energi dan steam sangatlah tinggi pada sebagian besar pabrik

kimia, dan biasanya dibutuhkan ketersediaan bahan bakar untuk memenuhi

kebutuhan ini. Tenaga dan bahan bakar merupakan kombinasi yang sangat

krusial dalam pemilihan lokasi dari suatu pabrik. Apabila suatu pabrik

membutuhkan batu bara atau minyak dalam jumlah besar, maka sebaiknya

108

dipilih lokasi yang dekat dengan sumber bahan bakar untuk operasi yang

ekonomis.

4. Sumber air

Air sebagai bahan pembantu utama dalam hampir semua industri, sehingga

perlu dipertimbangkan kemudahan memperolehnya.

5. Tenaga kerja

Kemudahan untuk mendapatkan tenaga kerja juga harus dipertimbangkan.

Ditinjau dari segi ini, lokasi yang dipilih sebaiknya berada dekat dengan

lingkungan pendidikan dan sekolah yang baik. Namun situasi lapangan kerja

di daerah seperti itu sering terlalu kompetitif, sehingga tenaga ahli sangat sulit

didapatkan walaupun upah yang ditawarkan tinggi. Permasalahan ini dapat

dihindarkan dengan cara pemindahan tempat produksi ke daerah yang

industrinya tidak terlalu padat. Jika hal ini dilakukan maka suatu pendidikan

internal yang intensif (pelatihan) diperlukan. Untuk Indonesia tenaga kerja

masih mudah didapatkan dengan upah yang relatif murah.

6. Kondisi geografis wilayah

Harus dipertimbangkan pula keadaan alam wilayah dan sejarah bencana alam

seperti gempa, banjir dan lain-lain, sehingga pabrik mempunyai resiko kecil

terhadap bencana alam.

7. Fasilitas transportasi

Sarana transportasi yang baik dapat menunjang keberhasilan suatu pabrik

kimia. Sarana transportasi yang dimaksud adalah jalan yang nyaman untuk

pekerja, transportasi bahan-bahan dan peralatan yang efisien, serta

pengiriman secara cepat dan ekonomis. Untuk produk-produk massal,

penggunaan transportasi air dan kereta api lebih cocok, sedangkan untuk

produk khusus yang lebih mahal digunakan transportasi jalan raya biasa.

8. Pajak dan regulasi

Pajak pendapatan, asuransi pekerja, dan regulasi lainnya berbeda-beda untuk

setiaplokasi. Selain itu peraturan-peraturan lain seperti kode pembangunan,

aspek ganguan, dan fasilitas transportasi dapat menjadi pengaruh yang besar

dalam pemilihan akhir lokasi suatu pabrik. Hal yang tidak kalah penting

109

adalah peraturan-peraturan yang membatasi metode pembuangan limbah dari

proses industri. Lokasi yang dipilih sebaiknya memiliki kapasitas dan fasilitas

yang memadai untuk melakukan pembuangan limbah secara benar. Dalam

pemilihan lokasi, tingkat toleransi dari berbagai metode pembuangan harus

diperhatikan dengan hati-hati.

Dengan mempertimbangkan faktor diatas maka dipilih lokasi pabrik biodiesel

ini direncanakan didirikan di Kecamatan Batulicin, Kabupaten Tanah Bumbu,

Provinsi Kalimantan Selatan, dengan alasan:

1. Bahan baku Biodiesel adalah Metanol dan Crude Palm Oil. Lokasi pabrik

yang dipilih dekat dengan PT. SMART (Sinar Mas Agro Resources and

Technology Tbk yang merupakan pabrik yang memproduksi biodiesel.

Sementara Metanol didapat dari PT. Kaltim Metanol Indonesia

9.2. Tata Letak Pabrik

Tata letak pabrik merupakan suatu pengaturan yang optimal dari seperangkat

fasilitas-fasilitas dalam pabrik. Tata letak yang tepat sangat penting untuk

mendapatkan efisiensi, keselamatan, dan kelancaran kerja para karyawan serta

keselamatan proses saat bekerja. Untuk mencapai kondisi yang optimal, maka hal-

hal yang harus diperhatikan dalam menentukan tata letak pabrik adalah (Vilbrandt,

1959):

1. Pabrik biodiesel ini merupakan pabrik baru (bukan pengembangan), sehingga

penentuan tata letak tidak dibatasi oleh bangunan yang ada.

2. Kemungkinan perluasan pabrik sebagai pengembangan pabrik di masa depan.

3. Faktor keamanan sangat diperlukan untuk mengantisipasi bahaya kebakaran

dan ledakan, maka perencanaan tata letak selalu diusahakan jauh dari sumber

api, bahan panas, dan bahan yang mudah meledak serta jauh dari asap atau

gas beracun.

4. Sistem konstruksi yang direncanakan adalah out door untuk menekan biaya

bangunan dan gedung.

5. Lahan terbatas sehingga diperlukan efisiensi dalam pemakaian dan

pengaturan lahan.

110

Secara garis besar tata letak dibagi menjadi beberapa bagian utama, yaitu

(Vilbrandt, 1959) :

1. Daerah administrasi atau perkantoran, laboratorium dan ruang kontrol

Merupakan pusat kegiatan administrasi pabrik yang mengatur kelancaran

operasi. Laboratorium dan ruang kontrol sebagai pusat pengendalian proses,

kualitas dan kuantitas bahan yang akan diproses serta produk yang akan

dijual.

2. Daerah proses

Merupakan daerah dimana alat proses diletakkan dan proses berlangsung.

3. Daerah penyimpanan bahan bahan baku dan produk

Merupakan daerah untuk menyimpan bahan baku dan produk.

4. Daerah gudang, bengkel dan garasi

Merupakan daerah yang digunakan untuk menampung bahan-bahan yang

diperlukan oleh pabrik dan untuk keperluan perawatan peralatan proses.

5. Daerah utilitas

Merupakan daerah dimana kegiatan penyediaan bahan pendukung proses

berlangsung dipusatkan.

Tabel 9.1 Perincian luas tanah bangunan pabrik

No. Lokasi Luas (m2)

1. Pos Penjagaan 24,00

2. Kantor Keamanan 75,00

3. Kantin 28,00

4. Koperasi 42,00

5. Poliklinik 28,00

6. Kantor Pusat 1.600,00

7. Area Parkir 3.600,00

8. Sarana Olahraga dan Ibadah 900,00

9. Kantor Teknik dan Produksi 600,00

111

Tabel 9.1 Perincian luas tanah bangunan pabrik (lanjutan)

10. Laboratorium dan Pengendalian Mutu 450,00

11. Gudang Bahan Kimia 400,00

12. Bengkel 500,00

13. Gudang Alat 600,00

14. Pemadam Kebakaran 400,00

15. Area Penyimpanan Bahan 500,00

16. Area Proses 1.950,00

17. Area Perluasan 2.100,00

18. Area Utilitas 600,00

19. Pengolahan Air 600,00

20. Taman dan Jalan 20.088,00

Total 35.100,00

Berdasarkan perhitungan kebutuhan lahan di atas serta penyesuaian area tanah

yang tersedia maka pabrik direncanakan akan dibangun di atas tanah seluas

35.100,00 m2.

112

Gambar 9.1 Tata letak pabrik

Keterangan:

1. Pos Penjagaan

2. Kantor Keamanan

3. Kantin

4. Koperasi

5. Poliklinik

6. Kantor Pusat

7. Area Parkir

8. Sarana Olahraga dan Ibadah

9. Kantor Teknik dan Produksi

10. Laboratorium dan Pengendalian Mutu

11. Gudang Bahan Kimia

12. Bengkel

13. Gudang Alat

14. Pemadam Kebakaran

15. Area Penyimpanan Bahan

16. Area Proses

17. Area Perluasan

18. Area Utilitas

19. Pengolahan Air

20. Taman

113

9.3. Tata Letak Alat Proses

Tata letak alat proses adalah tempat dimana alat-alat yang digunakan dalam

proses produksi. Beberapa hal yang harus diperhatikan dalam menentukan tata letak

peralatan proses pada pabrik metil asetat, antara lain (Vilbrandt, 1959):

1. Aliran udara

Aliran udara di dalam dan di sekitar peralatan proses perlu diperhatikan

kelancarannya. Hal ini bertujuan untuk menghindari terjadinya stagnasi udara

pada suatu tempat sehingga mengakibatkan akumulasi bahan kimia yang

dapat mengancam keselamatan pekerja.

2. Cahaya

Penerangan sebuah pabrik harus memadai. Pada tempat-tempat proses yang

berbahaya atau beresiko tinggi perlu adanya penerangan tambahan.

3. Lalu lintas manusia

Dalam perancangan tata letak peralatan perlu diperhatikan agar pekerja dapat

mencapai seluruh alat proses dengan cepat dan mudah. Hal ini bertujuan

apabila terjadi gangguan pada alat proses dapat segera diperbaiki. Keamanan

pekerja selama menjalankan tugasnya juga harus diprioritaskan.

4. Pertimbangan ekonomi

Dalam menempatkan alat-alat proses diusahakan dapat menekan biaya

operasi dan menjamin kelancaran dan keamanan produksi pabrik.

5. Jarak antar alat proses

Untuk alat proses yang mempunyai suhu dan tekanan operasi tinggi sebaiknya

dipisahkan dengan alat proses lainnya, sehingga apabila terjadi ledakan atau

kebakaran pada alat tersebut maka kerusakan dapat diminimalisir.

114

Gambar 9.2 Tata letak alat proses

Keterangan:

T : Tangki Penyimpanan

TP : Tangki Pencuci

R : Reaktor

M : Mixer

D : Dekanter

Filter : Filter

E : Evaporator

S : Silo

115

BAB X

ORGANISASI PERUSAHAAN

10.1. Tugas Pokok Organisasi Perusahaan

Tugas pokok organisasi perusahaan adalah melakukan pengawasan dalam

lingkungan organisasi terhadap pelaksanaan tugas semua unsur yang terlibat, agar

berjalan sesuai rencana peraturan yang berlaku, baik tugas yang bersifat rutin

maupun tugas pembangunan (proyek).

10.2. Fungsi Organisasi

Organisasi perusahaan juga memiliki fungsi yang berpengaruh terhadap

kelangsungan perusahaan itu sendiri. Adapun fungsi dari organisasi pada

perusahaan antara lain sebagai berikut:

1. Melakukan pemeriksaan terhadap semua unsur di dalam lingkungan

organisasi yang meliputi bidang pemasaran, produksi, teknik, keuangan dan

sumber daya manusia.

2. Mempersiapkan rencana, perumusan dan penyusunan kebijakan serta

mengolah, menelaah dan mengkoordinasi pelaksanaan kegiatan yang akan

atau sedang dilaksanakan.

10.3. Bentuk Perusahaan

Bentuk perusahaan pabrik biodiesel yang akan didirikan di Kecamatan

Batulicin, Kabupaten Tanah Bumbu, Provinsi Kalimantan Selatan, berupa

Perseroan Terbatas (PT). Sistem ini banyak digunakan untuk kalangan perusahaan

yang bersifat industri. Pertimbangan pemilihan bentuk perusahaan ini didasarkan

atas beberapa faktor, antara lain (Widjaja, 2003):

1. Mudah untuk mendapatkan modal, yaitu dengan menjual saham perusahaan.

2. Tanggung jawab pemegang saham terbatas, sehingga kelancaran produksi

hanya dipegang oleh pimpinan perusahaan.

3. Pemilik dan pengurus perusahaan terpisah satu sama lain, pemilik perusahaan

adalah para pemegang saham dan pengurus perusahaan adalah direksi beserta

stafnya yang diawasi oleh dewan komisaris.

116

4. Kelangsungan perusahaan lebih terjamin, karena tidak berpengaruh dengan

berhentinya pemegang saham, direksi beserta stafnya atau karyawan

perusahaan.

5. Efisiensi dari manajemen, para pemegang saham dapat memilih orang yang

ahli sebagai dewan komisaris dan direktur utama yang cukup cakap dan

berpengalaman.

6. Lapangan usaha lebih luas, suatu Perseroan Terbatas dapat menarik modal

yang sangat besar dari masyarakat, sehingga dengan modal ini PT dapat

memperluas usaha.

Adapun ciri-ciri dari Perseroan Terbatas (PT) adalah:

1. Didirikan dengan akta dari notaris dengan berdasarkan Kitab Undang-

Undang Hukum Dagang

2. Besarnya modal ditentukan dalam akta pendirian dan terdiri dari saham-

sahamnya

3. Pemiliknya adalah para pemegang saham

4. Dipimpin oleh Dewan Direksi yang terdiri dari para pemegang saham.

Pembinaan personalia sepenuhnya diserahkan kepada Direksi dengan

memperhatikan hukum-hukum perburuhan.

10.4. Struktur Organisasi

Jalur koordinasi pada struktur organisasi ini menggunakan sistem garis.

Setiap bawahan hanya mempunyai satu tanggung jawab kepada atasannya dan

sebaliknya setiap atasan hanya mempunyai satu garis perintah kepada bawahannya.

Diagram susunan organisasi dapat dilihat sebagai berikut:

117

Gambar 10.1 Struktur organisasi pabrik metil asetat

10.5. Tugas dan Wewenang

10.5.1. Presiden Direktur

Presiden Direktur yang juga bisa disebut Direktur Eksekutif maupun

Chief Executive Officer (CEO) merupakan pemegang saham terpilih yang

diangkat oleh Rapat Umum Pemegang Saham (RUPS), bertindak sebagai

pemegang pimpinan tertinggi dan bertanggung jawab terhadap seluruh hasil

kegiatan usaha perusahaan serta kepada dewan direksi. Tugas dari presiden

direktur antara lain:

1. Menentukan sasaran akhir bagi perusahaan dan merumuskan kebijakan-

kebijakan sehingga organisasi dapat mengarah dan mencapai sasaran

akhir.

2. Menentukan strategi perusahaan.

3. Memilih dan mengangkat manajer direktur.

4. Memberikan pertimbangan-pertimbangan penting dalam pengambilan

keputusan yang mana akan berdampak pada seluruh usaha di perusahaan.

118

Mengevaluasi hasil kerja manajer direktur selama kurun waktu tertentu

dan menentukan kebijakan-kebijakan untuk pengambilan keputusan langkah-

langkah pembetulan.

10.5.2. Direktur Teknik & Lapangan

Direktur Teknik & Lapangan (Engineering & Plant Executive Officer)

merupakan pimpinan yang mengebawahi departemen dalam bidang proses dan

produksi. Bertanggung jawab langsung kepada Wakil Presiden Direktur. Adapun

tugasnya antara lain:

1. Merencanakan kegiatan operasional di plant

2. Memimpin dan mengkoordinasikan bawahannya

3. Memelihara kelancaran proses dan produksi

4. Mengendalikan kegiatan operasional proses dan produksi dengan

mengadakan evaluasi terhadap hasil kegiatan diikuti dengan pengambilan

tindakan perbaikan yang diperlukan

5. Ikut melasanakan dan memupuk kekompakan diantara karyawan

Wakil Direktur Teknik & Lapangan

Wakil Direktur Teknik & Lapangan (Vice Exc. To Engineering and Plant)

bertugas untuk membantu kegiatan direktur teknik & lapangan serta memimpin

langsung departemen yang berkaitan dalam kegiatan proses dan produksi, antara

lain:

1. Production Department (Departemen Produksi)

Bertugas mengawasi jalannya proses produksi

2. Utility Department (Departemen Utilitas)

3. Bertugas mengawasi jalannya proses pengolahan air, udara dan hal-hal

yang berkaitan dengan utilitas.

4. Electric Department (Departemen Pengadaan Listrik)

5. Bertugas mengawasi jalannya energi terutama listrik dari sumber hingga

penggunaan

6. Mechanic Department (Departemen Mesin)

7. Bertugas mengawasi jalannya perawatan dan perbaikan alat proses

8. Environment Department (Departemen Lingkungan)

119

9. Bertugas mengawasi kondisi lingkungan perusahaan serta jalannya bahan-

bahan yang berhubungan langsung dengan alam dan lingkungan.

10.5.3. Direktur Komersial

Direktur komersial (Commercial Executive Officer) merupakan

personalia yang membidangi fungsi pemasaran, mengatur dari mana

memperoleh dana modal dan menetapkan besarnya dividen, serta mengatur

distribusi barang dari perusahaan. Bagian ini membawahi beberapa departemen,

antara lain departemen marketing, penjualan dan logistik. Dimana tugas dari

direktur komersial adalah untuk:

1. Merencanakan kegiatan operasional di bidang pemasaran, merencanakan

investasi yang harus dilakukan oleh perusahaan.

2. Pengendalian kelancaran aliran pemasukan dan pemasaran

3. Mengevaluasi kegiatan pendistribusian barang dari dan ke dalam

perusahaan

4. Ikut memupuk kekompakan dan kerjasama antar karyawan

Wakil Direktur Komersial

Wakil Direktur komersial atau Vice Exc Off To Commercial bertugas untuk

membantu kegiatan direktur komersial dan memimpin langsung departemen

yang berkaitan dalam kegiatan aliran pemasaran dan logistik, antara lain :

1. Marketing Adm Department (Departemen Pemasaran)

2. Bertugas mengawasi jalannya penawaran & pendistribusian produk

3. Sales Department (Departemen Penjualan)

4. Bertugas mengawasi jalannya penjualan produk kepada konsumen

5. Logistic Department (Departemen Logistik)

6. Bertugas mengawasi jalannya keperluan logistik pada perusahaan.

7. Purchasing Département (Departemen Pengadaan Bahan) Bertugas

mengawasi jalannya bahan baku yang akan dipakai atau diproses

8. Quality Assurance Département (Departemen Jaminan Mutu) Bertugas

mengawasi mutu bahan dan produk yang keluar masuk proses.

120

10.5.4. Direktur Teknik dan Pengembangan

Direktur Finansial atau Finance Adm Exc Off merupakan bagian yang

mengatur dan mencatat aliran kas dana masuk dan keluar, melaksanakan

kegiatan keuangan sehari-hari dan pemeliharaan kegiatan operasional keuangan

dengan mengadakan evaluasi terhadap hasil kegiatan dibidang keuangan, dan

melakukan kebijakan perbaikan.

Wakil Direktur Finansial

Wakil Direktur Finansial atau Vice Exc Off to IR bertugas untuk membantu

kegiatan direktur finansiak dan memimpin langsung departemen yang berkaitan

dalam kegiatan aliran kas, antara lain

1. Accounting Depatment (Departemen Akuntansi)

2. Bertugas mengawasi jalannya proses data dan informasi keuangan,

membantu dalam perencanakan, dan pengendalian arus kas perusahaan.

3. Finance (Departemen Keuangan)

4. Bertugas mencari atau menerima dana, mengelola dan mengeluarkan

uang atau melakukan pembayaran.

5. Bertugas mengawasi data-data kelengkapan kepegawaian

10.5.5. Direktur Penelitian & Pengembangan

Direktur Penelitian & Pengembangan atau Research and Development

Exc Off bertugas merencanakan, melaksanakan, dan melaporkan semua aktifitas

riset and pengembangan untuk tujuan perbaikan dan pengembangan produk

perusahaan. Tugas direktur penelitian & pengembangan :

1. Mengawasi pelaksanaan kegiatan riset yang meliputi penelitian dan

pengembangan terhadap proses produksi maupun produk yang dihasilkan.

2. Mengawasi pelaksanaan kegiatan dalam mengatur, merencanakan dan

memberdayakan para karyawan.

3. Mengkoordinir, mengatur, serta mengawasi pelaksanaan pekerjaan

kepala- kepala divisi yang menjadi bawahannya.

121

Wakil Direktur Penelitian & Pengembangan

Wakil Direktur Penelitian & Pengembangan atau Vice Exc Off to RD

bertugas untuk membantu kegiatan direktur Penelitian & Pengembangan dan

memimpin langsung departemen yang berkaitan dalam kegiatan tersebut antara

lain :

1. Departemen Penelitian

2. Bertugas mengawasi berbagai penelitian dalam rangka mengembangkan

dan meningkatkan mutu.

3. Human Res Depatment (Departemen Sumber Daya Manusia) Bertugas

mengawasi jalannya pertumbuhan dan perkembangan pegawai

4. General Aff Department (Departemen Umum)

5. Bertugas mengawasi jalannya kegiatan keamanan, kesehatan, dan ke

nyamanan perusahaan.

10.6. Tenaga Kerja

Tenaga kerja diambil dari berbagai tingkat pendidikan mulai dari SMA

sampai pada tingkat sarjana yang ditempatkan sesuai dengan kualifikasi dan

kemampuannya. Jenjang kepegawaian berdasarkan latar belakang pendidikan

formal. Untuk beberapa jabatan penting masih ditambah persyaratan lain,

diantaranya adalah pengalaman kerja, kepribadian, ketrampilan khusus serta

beberapa persyaratan lainnya.

10.6.1. Pembagian Jam Kerja Karyawan

Berdasarkan pasal 77 UU Ketenagakerjaan No. 13 Tahun 2003, peraturan

jam kerja karyawan adalah:

1. 7 jam sehari atau 40 jam seminggu untuk 6 hari kerja dalam seminggu

2. 8 jam sehari atau setara 40 jam seminggu untuk 5 hari kerja dalam seminggu

Pembagian jam kerja karyawan dibagi dalam 2 golongan, yaitu karyawan shift dan

non shift:

1. Karyawan non shift meliputi, Direktur, Kepala Divisi, Kepala Seksi, Dokter,

Analis Laboratorium dan karyawan staff kantor.

Jam kerja : Senin – Kamis (08.00 – 17.00)

Jum’at (08.00 – 17.30)

122

Istirahat : Senin – Kamis (12.00 – 13.00)

Jum’at (11.30 – 13.00)

Libur : Sabtu, minggu dan hari libur nasional

2. Karyawan shift meliputi, Kepala Regu, Operator Produksi dan Satpam.

Shift I : Jam 07.30 – 15.30

Shift II : Jam 15.30 – 23.30

Shift III : Jam 23.30 – 07.30

Untuk karyawan shift dibagi menjadi 4 kelompok (A, B, C, dan D) dimana

dalam satu hari kerja hanya tiga kelompok yang masuk, sehingga ada satu

kelompok yang libur. Untuk hari libur atau hari besar yang ditetapkan pemerintah

kelompok yang bertugas tetap harus masuk. Jadwal pembagian kerja masing-

masing kelompok ditampilkan dalam Tabel 10.1.

Tabel 10.1 Pembagian waktu kerja karyawan shift

Tanggal

Shift 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15

A I I III III II II I I III III II II

B III III II II I I III III II II I

C II II I I III III II II I I III

D I I III III II II I I III III II

Tanggal

Shift 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31

A I I III III II II I I III III II II

B I III III II II I I III III II II I

C III II II I I III III II II I I III

D II I I III III II II I I III III II

Keterangan:

I : shift pagi

II : shift sore

III : shift malam

: Libur

Jadwal untuk tanggal selanjutnya berulang ke susunan awal.

123

10.6.2. Status Karyawan dan Sistem Upah

Status karyawan dapat dibagi menjadi tiga golongan sebagai berikut:

1. Karyawan tetap, diangkat dan diberhentikan dengan surat keputusan (SK)

direksi dan mendapat gaji bulanan sesuai dengan jabatan, keahlian, dan masa

kerjanya.

2. Karyawan harian, diangkat dan diberhentikan direksi tanpa SK direksi dan

mendapat upah harian yang dibayar tiap akhir pekan.

3. Karyawan borongan, digunakan oleh pabrik bila diperlukan saja. Karyawan

ini menerima upah borongan untuk suatu pekerjaan.

10.6.3. Penggolongan Karyawan

Penggolongan karyawan berdasarkan jabatannya dapat dilihat di Tabel 10.2.

Tabel 10.2 Penggolongan karyawan

No Jabatan Disiplin Ilmu

1 Presiden Direktur Teknik Kimia

2 Direktur Teknik & lapangan Teknik Kimia

3 Direktur Komersil Ekonomi/Akuntansi/ Teknik Industri

4 Direktur Finansial Ekonomi/Akuntansi/ Teknik Industri

5 Direktur Penelitian &

Pengembangan Teknik Kimia/Mesin/Informatika

6 Wakil Direktur Teknik &

Lapangan Teknik Kimia/Industri

7 Wakil Direktur Komersil Ekonomi/Akuntansi/ Teknik Industri

8 Wakil Direktur Finansial Ekonomi/Akuntansi/ Teknik Industri

9 Wakil Direktur

Penelitian & Pengembangan Teknik Kimia/Mesin/Informatika

10 Kep. Dept. Produksi Teknik Kimia

11 Kep. Dept. Utilitas Teknik Kimia/Lingkungan/Elektro

124

Tabel 10.2 Penggolongan karyawan (lanjutan)

12 Kep. Dept. Pengadaan Listrik Teknik Kimia/Elektro

13 Kep. Dept. Mesin Teknik Mesin/Elektro

14 Kep. Dept. Lingkungan Teknik Kimia/Lingkungan

16 Kep. Dept. Pemasaran Komunikasi/Teknik Industri/Informatika

17 Kep. Dept. Penjualan Ekonomi/ Teknik Industri/Informatika

18 Kep. Dept. Logistik Ekonomi/ Teknik Industri/Informatika

19 Kep. Dept. Pembelian Ekonomi/ Teknik Industri/Informatika

20 Kep. Dept. Jaminan Mutu Teknik Kimia

21 Kep. Dept. Akuntansi Ekonomi/ Akuntansi

22 Kep. Dept. Keuangan Ekonomi/ Akuntansi

23 Kep. Dept. Penelitian Teknik Kimia

24 Kep. Dept. SDM Hukum/Sosial/Psikolog/Komunikasi

25 Kep. Dept. Umum Kmunikai/Hukum/Sosial/Psikolog/Teknik

26 Sekertaris Admnistrasi

27 Wakil Kepala Departemen S1/D3

28 Kepala Shift D3

No Non Jabatan Disiplin Ilmu

1 Staff Departemen Sarjana

2 Operator Sarjana/D3

3 Dokter Sarjana Kedokteran

4 Security SLTA/sederajat

5 Karyawan non shift SLTA/Sederajat

10.6.4. Jumlah Karyawan dan Gaji

Jumlah karyawan harus ditentukan dengan tepat, sehingga semua

pekerjaan dapat diselenggarakan dengan baik dan efisien.

Tabel 10.3 Jumlah karyawan menurut jabatan

No Jabatan Jumlah

1 Presiden Direktur 1

125

Tabel 10.3 Jumlah karyawan menurut jabatan (lanjutan)

2 Direktur Bagian 4

3 Wakil Direktur Bagian 4

4 Kepala Departemen 15

5 Sekretaris 2

6 Wakil Kepala Departemen 15

7 Kepala Shift 8

No Non Jabatan Jumlah

1 Staff Departemen 30

2 Operator 86

3 Dokter 2

4 Security 18

5 Karyawan non shift 15

Total 200

Tabel 10.4 Daftar gaji karyawan sesuai dengan jabatan

No Karyawan Gaji/bulan (Rp) Kualifikasi

1 Presiden Direktur 38.000.000,00 S1 Pengalaman 10 tahun

2 Direktur 22.000.000,00 S1 Pengalaman

3 Wakil Direktur 20.000.000,00 S1 Pengalaman

4 Kepala Departemen 11.400.000,00 S1 Pengalaman

5 Wakil Kep. Dept. 10.500.000,00 S1 Pengalaman

6 Kepala Shift 5.700.000,00 S1 Pengalaman

7 Staff Departemen 4.000.000,00 Pengalaman/ Fresh S1/D3

8 Sekretaris 4.000.000,00 Pengalaman/Fresh

SMA/Sedrajat

9 Operator 4.500.000,00 SMA/Sedrajat

10 Dokter 4.500.000,00 S1 Pengalaman

11 Karyawan shift 4.000.000,00 S1/D3 Pengalaman/Fresh

126

Tabel 10.4 Daftar gaji karyawan sesuai dengan jabatan

12 Karyawan non shift 4.000.000,00 SLTA/Sederajat

13 Supir 3.800.000,00 SLTA/Sederajat

10.6.5. Kesejahteraan Sosial Karyawan

Kesejahteraan sosial yang diberikan oleh perusahaan pada para karyawan

antara lain:

1. Tunjangan, berupa gaji pokok yang diberikan berdasarkan jabatan karyawan

yang bersangkutan. Tunjangan jabatan yang diberikan berdasarkan jabatan

yang dipegang karyawan, sedangkan tunjangan lembur yang diberikan

kepada karyawan yang bekerja diluar jam kerja berdasarkan jumlah jam kerja.

2. Pakaian kerja, diberikan kepada setiap karyawan setiap tahun sejumlah empat

pasang.

3. Cuti tahunan diberikan kepada setiap karyawan selama 12 hari kerja dalam

satu tahun. Cuti sakit diberikan kepada karyawan yang menderita sakit

berdasarkan keterangan dokter. Cuti hamil diberikan kepada karyawati yang

hendak melahirkan, masa cuti berlaku selama 1 bulan sebelum melahirkan

sampai 2 bulan sesudah melahirkan.

4. Biaya pengobatan bagi karyawan yang menderita sakit tidak disebabkan oleh

kecelakaan kerja, diatur berdasarkan kebijaksanaan perusahaan. Biaya

pengobatan bagi karyawan yang menderita sakit yang diakibatkan oleh

kecelakaan kerja, ditanggung oleh perusahaan sesuai dengan undang-undang.

5. Asuransi tenaga kerja diberikan oleh perusahaan kepada karyawan tetap.

127

BAB XI

EVALUASI EKONOMI

Analisis ekonomi bertujuan untuk mengetahui kelayakan suatu pabrik atau

proyek layak didirikan atau tidak. Faktor-faktor yang ditinjau dalam analisis

ekonomi pada prarancangan pabrik biodiesel dari crude palm oil dan metanol antara

lain:

1. Laju pengembalian modal (Return of Investment) adalah perkiraan keuntungan

yang dapat diperoleh setiap tahun yang didasarkan pada kecepatan

pengembalian modal tetap yang diinvestasikan.

2. Waktu pengembalian modal (Pay Out Time) adalah jangka waktu yang

dibutuhkan untuk pengembalian inverstasi (modal tetap) berdasarkan

keuntungan setiap tahun setelah ditambah depresiasi.

3. Titik impas (Break Even Point) adalah titik impas dari suatu produksi dimana

pabrik dikatakan tidak mendapatkan keuntungan atau kerugian.

4. Batas Produksi (Shut Down Point) adalah titik atau suatu kondisi dimana pabrik

mengalami kebangkrutan sehingga pabrik harus berhenti beroperasi atau tutup.

5. Perkiraan keuntungan yang diperoleh tiap tahun berdasarkan jumlah investasi

tidak kembali tiap tahun selama umur ekonomis pabrik (Discounted Cash

Flow).

Sebelum dilakukan analisa terhadap faktor-faktor tersebut diatas, perlu

dilakukan perkiraan terhadap beberapa hal sebagai berikut:

1. Penentuan Modal Industri (Total Capital Investment) adalah sejumlah uang

yang harus disediakan untuk mendirikan fasilitas produksi dan biaya operasi,

meliputi:

a. Modal Tetap (Fixed Capital Investment) adalah investasi untuk mendirikan

fasilitas produksi dan pembuatannya.

b. Modal kerja (Working Capital Investment) adalah investasi yang diperlukan

untuk menjalankan usaha atau modal dari suatu pabrik selama waktu

tertentu.

128

2. Penentuan Biaya Produksi Total (Total Production Cost)

a. Biaya Pembuatan (Manufacturing Cost)

1. Direct Manufacturing Cost (DMC) adalah pengeluaran yang berkaitan

langsung dengan pembuatan produk.

2. Indirect Manufacturing Cost (IMC) adalah pengeluaran-pengeluaran

sebagai akibat tidak langsung karena operasi pabrik antara lain:

overhead cost, laboratory, packaging dan shipping.

3. Fixed Manufacturing Cost (FMC) merupakan semua pengeluaran yang

nilainya tetap dan tidak tergantung waktu maupun kapasitas produksi.

b. Biaya Pengeluaran Umum (General Expenses) adalah pengeluaran umum

meliputi pengeluaran yang berkaitan dengan fungsi perusahaan yang tidak

termasuk manufacturing cost.

3. Pendapatan Total, untuk mengetahui nilai titik impas, maka perlu dilakukan

perkiraan terhadap:

a. Biaya tetap (Fixed Cost)

b. Biaya variabel (Variable Cost)

c. Biaya mengambang (Regulated Cost)

(Aries and Newton, 1955)

11.1. Harga Peralatan

Penafsiran harga alat setiap waktu akan selalu berubah, tergantung dari

perubahan kondisi ekonomi yang terjadi. Untuk memperkirakan harga suatu

peralatan digunakan metode yang mengkonversikan harga suatu peralatan pada

beberapa waktu sebelumnya sehingga diperoleh harga yang ekivalen pada saat

sekarang. Indeks harga diperkirakan dengan persamaan (hal. 15, Aries and Newton,

1955)

Ex = Nx

Ey ×Ny

Dimana, Ex = harga alat pada tahun x

Ey = harga alat pada tahun y

Nx = indeks harga pada tahun x

Ny = indeks harga pada tahun y

129

Tabel 11.1 Indeks harga alat dari tahun 1987 – 2002

Tahun Indeks Harga Tahun Indeks Harga

1987 814,00 1995 1.027,50

1988 852,00 1996 1.039,10

1989 895,00 1997 1.056,80

1990 915,10 1998 1.061,90

1991 930,60 1999 1.068,30

1992 943,10 2000 1.089,00

1993 964,20 2001 1.093,90

1994 993,40 2002 1.102,50

(Sumber: Peters and Timmerhaus, 2003)

Gambar 11.1 Grafik hubungan tahun vs indeks harga alat

Dari daftar indeks harga tahun 1987 – 2002 diperoleh regresi linier,

y = 18,723x – 36352 dengan, y = indeks harga, dan x = tahun

Indeks harga tahun 2002 = 1.131,4460



Nilai Dollar terhadap rupiah = Rp 14.267,00 (www.bi.go.id) Jum’at, 6 maret

2020 (10:25)

y = 18,723x - 36352

600.00

700.00

800.00

900.00

1,000.00

1,100.00

1,200.00

1986 1988 1990 1992 1994 1996 1998 2000 2002 2004

Ind

eks

Ha

rga

Tahun

Grafik Hubungan Tahun vs Indeks Harga

130

Daftar harga alat dilihat pada Peters and Timmerhaus (2003) untuk harga alat pada

tahun 2002 dan situs penjualan alat manufacturing www.matche.com untuk harga

alat pada tahun 2014. Jika suatu alat dengan kapasitas tertentu ternyata tidak

memotong kurva spesifikasi pada grafik harga, maka harga alat dapat diperkirakan

dengan persamaan (hal. 15, Aries and Newton, 1955):

Eb =

0,6Cb

Ea ×Ca

Dimana, Ea = harga alat a

Eb = harga alat b

Ca = kapasitas alat a

Cb = kapasitas alat b

Dasar perhitungan :

Kapasitas produksi : 350.000 ton/tahun

Satu tahun operasi : 330 hari

Satu hari operasi : 24 jam

Umur pabrik : 10 tahun

Dari fig. 14-56 (Peters and Timmerhaus, 1990) digunakan basis dengan kapasitas

tangki sebesar 10.000 gallon, sehingga diperoleh :

Ea = $ 20.000,00

Ca = 10.000 gallon

Penjabaran harga alat pada tahun 2023 untuk Tangki Penyimpanan Crude Palm Oil

(T-01)

Diketahui, volume tangki (Cb) = 1.353.660 gallon

Harga alat pada 2002 (Eb) =

0,6Cb

Ea ×Ca

= $ 20.000,00 × (1.353.660 𝑔𝑎𝑙𝑙𝑜𝑛

10.000 𝑔𝑎𝑙𝑙𝑜𝑛)0,6

= $ 380.133,16

Nilai Eb = Ey = $ 380.133,16

Harga alat pada 2023 (Ex) = Nx

Ey ×Ny

131

= $ 380.133,16×(1.524,6290

1.131,4460)

= $ 512.231,28

Jadi, harga Tangki Penyimpanan Crude Palm Oil (T-01) pada 2023 sebesar $

321.145,83

Perincian harga peralatan proses dari negara asal dapat dilihat pada Tabel 11.2.

Tabel 11.2 Harga alat pada tahun 2002, 2014, dan 2023

No. Nama Alat Kapasitas

(gallon)

Harga Satuan

($) , 2002,2014

Harga

Satuan ($),

2023

1. Tangki (T-01) 1,353,660.0000 380,133.16 512,231.28

2. Tangki (T-02) 7,140.0000 16,339.88 22,018.07

3. Tangki (T-03) 95,340.0000 116,061.01 156,392.78

4. Tangki (T-04) 634,620.0000 241,289.40 325,138.65

5. Tangki (T-05) 1,015,140.0000 319,849.41 430,998.65

6. Mixer-01 13,313.9004 71,241.73 95,998.57

7. Mixer-02 3,550.6010 32,235.35 43,437.29

8. Reaktor (R) 2,590.9929 79,669.53 107,355.08

9. Filter (F) 284,200.00 319,513.70

10. Tangki Pencuci (TP) 9,919.0457 59,708.09 80,456.94

11. Dekanter (D) 123,903.8304 213.500 240,028.77

12. Kondenser (CD) 82.400 92,638.74

13. Akumulator (ACC) 173.1652 2,631.47 3,545.91

14. Evaporator (E) 239,400.00 269,147.01

15. Heater (H-01) 82,400.00 92,636.74

16. Heater (H-02) 1.600 1,798.81

17. Cooler (C-01) 82,400.00 92,638.74

18. Cooler (C-02) 1.700 1,911.24

19. Silo (S) 49,500.00 66,701.49

20. Hopper 27.6323 10,700 14,418.30

21. Bucket Elevator-01 14,200.00 18,899.59

22. Bucket Elevator-02 14,200.00 18,899.59

23. Belt Conveyor 956.91 1,273.61

24. Pompa (P-01) 1.117,12 1,505.32

132

25. Pompa (P-02) 1.117,12 1,505.32

26. Pompa (P-03) 1.117,12 1,505.32

27. Pompa (P-04) 1.117,12 1,505.32

28. Pompa (P-05) 976.71 1,316.12

29. Pompa (P-06) 236.04 318.06

30. Pompa (P-07) 847.32 1,141.77

31. Pompa (P-08) 68.83 92.76

32. Pompa (P-09) 299.00 402.90

33. Pompa (P-10) 56.96 76.75

34. Pompa (P-11) 73.63 99.21

35. Pompa (P-12) 999.97 1,347.46

36. Pompa (P-13) 432.21 582.41

37. Pompa (P-14) 1,128.57 1,520.75

38. Pompa (P-15) 1,115.06 1,502.55

39. Pompa (P-16) 1,110.22 1,496.03

40. Pompa (P-17) 1,108.35 1,493.41

41. Pompa (P-18) 375.81 506.41

42. Pompa (P-19) 1,179.26 1,589.05

43. Pompa (P-20) 502.18 676.69

44. Pompa (P-21) 1,092.37 1,471.98

45. Pompa (P-22) 280.88 378.49

46. Pompa (P-23) 1,007.09 1,132.22

Perincian harga peralatan proses pada tahun 2023 dilihat pada Tabel 11.3.

Tabel 11.3 Jumlah dan harga alat proses pada tahun 2022

No. Nama Alat Jumlah (unit) Harga Total ($),

2023

1. Tangki (T-01) 3 1,536,693.85

2. Tangki (T-02) 1 22,018.07

3. Tangki (T-03) 1 156,392.78

4. Tangki (T-04) 1 325,138.65

5. Tangki (T-05) 4 1,723,994.58

6. Mixer-01 1 95,998.57

7. Mixer-02 1 43,437.29

133

8. Reaktor (R) 4 429,420.31

9. Filter (F) 1 319,513.70

10. Tangki Pencuci (TP) 1 80,456.94

11. Dekanter (D) 1 240,028.77

12. Kondenser (CD) 1 92,638.74

13. Akumulator (ACC) 1 3,545.91

14. Evaporator (E) 1 269,147.01

15. Heater (H-01) 1 92,638.74

16. Heater (H-02) 1 1,798.81

17. Cooler (C-01) 1 92,638.74

18. Cooler (C-02) 1 1,911.24

19. Hopper 1 14,418.30

20. Silo (S) 1 66,701.49

21. Bucket Elevator-01 1 19,134.57

22. Bucket Elevator-02 1 19,134.57

23. Belt Conveyor 1 1,289.44

24. Pompa (P-01) 2 3,010.64

25. Pompa (P-02) 2 3,010.64

26. Pompa (P-03) 2 3,010.64

27 Pompa (P-04) 2 3,010.64

28. Pompa (P-05) 2 2,632.24

29. Pompa (P-06) 2 636.12

30. Pompa (P-07) 2 2,283.54

31. Pompa (P-08) 2 185.51

32. Pompa (P-09) 2 805.80

33. Pompa (P-10) 2 153.50

34. Pompa (P-11) 2 198.42

35. Pompa (P-12) 2 2,694.92

36. Pompa (P-13) 2 1,164.82

37. Pompa (P-14) 2 3,041.51

38. Pompa (P-15) 2 3,005.10

39. Pompa (P-16) 2 2,992.05

40. Pompa (P-17) 2 2,987.02

41. Pompa (P-18) 2 1,012.81

134

42. Pompa (P-19) 2 3,178.11

43. Pompa (P-20) 2 1,353.39

44. Pompa (P-21) 2 2,943.96

45. Pompa (P-22) 2 756.98

46. Pompa (P-23) 2 2,264.44

6,333,451.26

Perincian harga alat utilitas dari luar negeri dilihat pada Tabel 11.4.

Tabel 11.4 Harga alat utilitas dari luar negeri

No. Nama Alat

Harga

Satuan ($),

2014

Harga Satuan

($), 2023

Jumlah

(unit)

Harga Total

($), 2023

1. Tangki Na2CO3 56,148.17 62,349.75 1 62,349.75

2. Tangki Tawas 11,163.80 12,396.84 1 12,396.84

3. Tangki Kaporit 1.830,23 2.032,38 1 2.032,38

4. Tangki Kation Exchanger 31,642.00 35,136.86 2 70,273.73

5. Tangki Anion Exchanger 31,642.00 35,136.86 2 70,273.73

6. Tangki NaCl 16,562.58 18,391.92 1 18,391.92

7. Tangki NaOH 16,868.30 18,731.40 1 18,731.40

8. Tangki N2H4 17,141.44 19,034.72 1 19,034.72

9. Tangki Penampung 10,798.79 11,991.52 1 11,991.52

10. Deaerator 20,000.00 22,209.00 1 22,209.00

11. Cooling Tower 97,600.00 108.379,94 1 108.379,94

12. Generator 19,800.00 21.986,91 1 21.986,91

13. Steam Boiler 70,800.00 78.619,88 1 78.619,88

14. Pompa (PU-01) 1,020.02 1,132.68 2 2,265.36

15. Pompa (PU-02) 1,020.02 1,132.68 2 2,265.36

16. Pompa Pemadam 348.11 386.56 2 773.12

17. Pompa Pencuci 348.11 386.56 2 773.12

18. Pompa (PU-03) 1,020.02 1,132.68 2 2,265.36

19. Pompa (PU-04) 35.95 39.92 2 79.83

20. Pompa (PU-05) 791.61 879.04 2 1,758.08

21. Pompa (PU-06) 41.54 46.13 2 92.26

22. Pompa (PU-07) 93.09 103.37 2 206.74

23. Pompa (PU-08) 132.68 147.33 2 294.66

24. Pompa (PU-09) 273.22 303.40 2 606.80

25. Pompa (PU-10) 2,394.58 2,659.06 2 5,318.12

26. Pompa (PU-11) 2,172.10 2,412.01 2 4,824.02

135

27 Pompa (PU-12) 2,172.10 2,412.01 2 4,824.02

28. Pompa (PU-13) 60.71 67.42 2 134.84

29. Fan Udara Pembakar 4,900.00 5,441.21 2 10,882.41

30. Kompresor 2,000.00 2,220.90 1 2,220.90

31. Tangki Bahan Bakar 2,756.95 3,061.45 1 3,061.45

32. Fan Cooling Tower 4,900.00 5,441.21 2 10,882.41

Total 570,200.60

Perincian harga alat utilitas dari dalam negeri dilihat pada Tabel 11.5.

Tabel 11.5 Harga alat utilitas dari dalam negeri

No. Nama Alat Kapasitas

(m3)

Jumlah

(unit)

Harga Total (Rp),

2022

1. Bak Penampung (BU-01) 264,00 1 Rp 13.200.000,00

2. Bak Clarifier 264,00 1 Rp 13.200.000,00

3. Bak Saringan Pasir (SP) 6,00 2 Rp 600.000,00

4. Bak Air Bersih (BU-02) 264,00 1 Rp 13.200.000,00

5. Bak Air Minum (BU-03) 6,00 1 Rp 300.000,00

6. Bak Air Pendingin (BU-04) 1.368,40 1 Rp 68,420,282.11

7. Bak Pendingin Bekas (BU-05) 1.163,15 1 Rp 58,157,239.80

Total 167,077,521.91

11,710.77

11.2. Perhitungan Biaya

Rincian modal tetap (Fixed Capital Investment) dapat di uraikan sebagai

berikut:

11.2.1 Biaya Pembelian Alat (Purchase Equipment Cost, PEC)

Biaya pembelian alat (PEC)

Biaya alat sampai pelabuhan = 25% × PEC

Biaya pembongkaran + biaya penyimpanan + biaya

transport sampai ditempat = 2% × PEC

= $ 6.330.505,73

= $ 1.582.626,43

= $ 126.610,11

+ Biaya alat sampai di tempat (DEC) = $ 8.039.742,28

Perhitungan buruh atau pekerja didasarkan sebagai berikut:

1. Jumlah buruh asing dibanding buruh Indonesia = 5 : 95

2. Upah buruh asing = $5 /man hours

136

3. Upah buruh Indonesia = Rp 20.000 = $ 1.40

4. Perbandingan man hours Asing : man hours Indonesia = 1 : 3

5. Perbandingan man hours didasarkan pada buruh asing.

11.2.2 Biaya Pemasangan Alat (Equipment Installation Cost)

Berdasarkan Tabel 16, hal 77, Aries and Newton, 1955, diperoleh:

Material = 11% × PEC = $ 696.355,63

Labour = 32% × PEC = $ 2.025.761,83

Man hours = labour/upah buruh asing = $ 477.184,99

Tenaga asing = (0,05) ($ 477.184,99) ($ 5) (1) = $ 119.296,25

Tenaga lokal = (0,95) ($ 477.184,99) ($ 1,40) (3) = $ 1.906.465,59

Biaya pemasangan alat total = material + tenaga asing + tenaga lokal

= $ 696.355,63+ $ 119.296,25+ $ 1.906.465,59

= $ 2.722.117,46

11.2.3 Biaya Pemipaan (Piping Cost)


Material = 49% × PEC = $ 3.101.947,81

Labour = 37% × PEC = $ 2.342.287,12


Tenaga asing = (0,05) ($ 551.745,15) ($ 5) (1) = $ 137.936,29

Tenaga lokal = (0,95) ($ 551.745,15) ($ 1,40) (3) = $ 2.204.350,83

Biaya pemipaan total = material + tenaga asing + tenaga lokal

= $ 3.101.947,81+ $ 137.936,29 + $ 2.204.350,83

= $ 5.444.234,93

11.2.4 Biaya Instrumentasi (Instrumentation Cost)


Material = 12% × PEC = $ 759.660,69

Labour = 3% × PEC = $ 189.915,17


Tenaga asing = (0,05) ($ 44.736,09) ($ 5) (1) = $ 11.184,02

137

Tenaga lokal = (0,95) ($ 44.736,09) ($ 1,40) (3) = $ 178.731,15

Biaya instrumentasi total = material + tenaga asing + tenaga lokal

= $ 759.660,69 + $ 11.184,02+ $ 178.731,15

= $ 949.575,86

11.2.5 Biaya Isolasi (Insulation Cost)


Material = 3% × PEC = $ 189.915,17

Labour = 5% × PEC = $ 316.525,29


Tenaga asing = (0,05) ($ 74.560,15) ($ 5) (1) = $ 18.640,04

Tenaga lokal = (0,95) ($ 74.560,15) ($ 1,40) (3) = $ 297.885,25

Biaya isolasi total = material + tenaga asing + tenaga lokal

=$ 189.915,17 + $ 18.640,04+ $ 297.885,25

=$ 506.440,46

11.2.6 Biaya Listrik (Electrical Cost)


Material = 11% × PEC = $ 696,355.63

Labour = 4% × PEC = $ 253,220.23

Man hours = labour/upah buruh asing = $ 59,648.12

Tenaga asing = (0,05) ($ 59,648.12) ($ 5) (1) = $ 14,912.03

Tenaga lokal = (0,95) ($ 59,648.12) ($ 1,40) (3) = $ 238,308.20

Biaya listrik total = material + tenaga asing + tenaga lokal

= $ 696,355.63 + $ 14,912.03 + $ 238,308.20

= $ 949,575.86

11.2.7 Biaya Perlatan Utilitas


Utility cost = $ 593,361.17

Harga alat di negara pembuat (PEC-UT)

Biaya alat sampai pelabuhan = 25% × (PEC-UT)

= $ 580,469.10

= $ 145,117.28

138

Biaya pembongkaran + biaya penyimpanan + biaya

transport sampai ditempat = 2% × PEC

= $ 11,609.38

+

Biaya alat sampai di tempat (DEC) = $ 737,195.76

Biaya alat yang dibuat di dalam negeri= Rp 183,931,161.78 = $ 12,892.07

Material = 11% × PEC = $ 65,269.73

Labour = 32% × PEC = $ 189,875.57

Man hours = labour/upah buruh asing = $ 44,726.77

Tenaga asing = (0,05) ($ 44,726.77) ($ 5) (1) = $ 11,181.69

Tenaga lokal = (0,95) ($ 44,726.77) ($ 1,40) (3) = $ 178,693.88

Biaya pemasangan alat utilitas total

= material + tenaga asing + tenaga lokal

= $ 65,269.73+ $ 11,181.69+ $ 178,693.88 = $ 255,145.30

Biaya utilitas total (Utility Total Cost)

= DEC + harga alat yang dibuat di Indonesia + biaya pemasangan alat

= $ 737,195.76 + $ 12,892.07 + $ 255,145.30

= $ 1,005,233.13

Biaya Bangunan (Building Cost)

Biaya bangunan dalam dilihat pada Tabel 11.6 sebagai berikut:

Tabel 11.6 Harga bangunan

No. Jenis Bangunan Luas (m2) Harga, /m2 Harga Total

1. Pos Penjagaan 24,00 Rp 3.000.000,00 Rp 72.000.000,00

2. Kantor Keamanan 90,00 Rp 3.000.000,00 Rp 270.000.000,00

3. Kantin 28,00 Rp 3.000.000,00 Rp 84.000.000,00

4. Koperasi 42,00 Rp 3.000.000,00 Rp 126.000.000,00

5. Poliklinik 28,00 Rp 3.500.000,00 Rp 98.000.000,00

6. Kantor Pusat 1.600,00 Rp 3.600.000,00 Rp 5.760.000.000,00

7. Area Parkir 3.600,00 Rp 3.000.000,00 Rp 10.800.000.000,00

8. Sarana Olahraga dan Ibadah 900,00 Rp 3.500.000,00 Rp 3.150.000.000,00

9. Kantor Teknik dan Produksi 600,00 Rp 3.500.000,00 Rp 2.100.000.000,00

10. Laboratorium dan

Pengendalian Mutu 450,00 Rp 3.500.000,00 Rp 1.575.000.000,00

11. Gudang Bahan Kimia 400,00 Rp 3.000.000,00 Rp 1.200.000.000,00

12. Bengkel 500,00 Rp 3.500.000,00 Rp 1.750.000.000,00

13. Gudang Alat 600,00 Rp 3.000.000,00 Rp 1.800.000.000,00

139

14. Pemadam Kebakaran 400,00 Rp 3.000.000,00 Rp 1.200.000.000,00

15. Area Penyimpanan Bahan 500,00 Rp 4.000.000,00 Rp 2.000.000.000,00

16. Area Proses 1.950,00 Rp 4.000.000,00 Rp 7.800.000.000,00

17. Area Perluasan 2.100,00 Rp 3.000.000,00 Rp 6.300.000.000,00

18. Area Utiitas 600,00 Rp 3.500.000,00 Rp 2.100.000.000,00

19. Pengolahan Air 600,00 Rp 3.500.000,00 Rp 2.100.000.000,00

20. Taman dan Jalan 21.088,00 Rp 3.300.000,00 Rp 69.590.400.00,00

Total Rp119.875.400.000,00

Direncanakan untuk membuat pagar di sekeliling pabrik

Panjang pagar = (195 m + 180 m) 2 = 750 m

Harga pembuatan pagar = Rp 200.000/m

Biaya pemagaran = 750 m × Rp 200.000/m

= Rp 150.000.000,00

Biaya total bangunan = Rp 119.875.400.000,00 + Rp 150.000.000,00

= Rp 120,025,400,000.00

= $ 8,412,798.77

11.2.8 Harga Tanah Dan Perbaikan (Land and Yard Improvement)

Luas tanah yang diperlukan = 35.100 m2

Harga tanah = Rp 2.000.000,00/m2

Biaya tanah = 35.100 m2 × Rp 2.000.000,00/m2

= Rp 70.200.000.000,00

Biaya perbaikan tanah (hal 175, 4th, Peters and Timmerhaus, 1990)

Biaya perbaikan tanah = 10% × biaya tanah

= 10 % × Rp 70.200.000.000,00

= Rp 7.020.000.000

Biaya total tanah (land cost) = harga tanah + biaya perbaikan

= Rp 70.200.000.000,00 + Rp 7.020.000.000

= Rp 77.220.000.000

= $ 5.412.490,36

140

11.3. Rincian Modal Tetap (Fixed Capital Investment, FCI)

Rincian perhitungan modal tetap meliputi Physical Plant Cost, Engineering

and Costruction dan Contingency Cost.

11.3.1 Physical Plant Cost (PPC)

Berdasarkan perhitungan Physical Plant Cost, maka dapat dibuat rincian

biaya seperti yang terlihat pada tabel berikut:

Tabel 11.7 Tabel rincian Physical Plant Cost (PPC)

No. Jenis Biaya Harga ($)

1. Harga peralatan 8,043,483.11

2. Biaya pemasangan alat 2,723,384.04

3. Biaya pemipaan 5,446,768.09

4. Biaya instrumentasi 950,017.69

5. Biaya isolasi 506,676.10

6. Biaya listrik 950,017.69

7. Biaya utilitas 986,087.42

8. Biaya bangunan 8,412,798.77

9. Biaya tanah dan perbaikan 5,412,490.36

Total 33,431,723.26

11.3.2 Engineering and Construction (EC)

Untuk PPC lebih dari $ 5.000.000,00 maka EC sebesar 20% PPC (Tabel 4, hal 4,

Aries and Newton, 1955) diperoleh:

Biaya untuk EC = 20% × PPC

= 20% × $ 33,431,723.26

= $ 6,686,344.65

Direct Plant Cost (DPC) = PPC + EC

= $ 33,431,723.26+ $ 6,686,344.65

= $ 40,118,067.91

11.3.3 Contractors Fee (CF)

Harga contractor fee sebesar 4 – 10% dari DPC (hal 4, Aries and Newton, 1955)

diperoleh:

CF = 5% × DPC

141

= 5% × $ 40,118,067.91

= $ 2,005,903.40

11.3.4 Contingency Cost (C) / Biaya tak terduga

Dipilih contingency tingkat "average" = 15% (Tabel 5, hal 4, Aries and Newton,

1955) diperoleh:

C = 15% × DPC

= 15% × $ 40,118,067.91

= $ 6,017,710.19

Maka, jumlah total Fixed Capital Investment adalah

Total Fixed Capital Investment = DPC + CF + C

= $ 40,118,067.91+ $ 2,005,903.40

+ $ 6,017,710.19

= $ 48,141,681.50

11.4. Biaya Produksi (Manufacturing Cost, MC)

Perusahaan mengambil kebijaksanaan jam kerja sebagai berikut:

Pabrik beroperasi selama 1 tahun = 330 hari

Pabrik beroperasi selama 1 hari = 24 jam

11.4.1 Direct Manufacturing Cost (DMC)

Direct manufacturing cost meliputi raw materail, labor cost, supervision

maintenance, plant supplies, royalties and patents dan utility.

1. Harga bahan baku (raw material)

a. Crude Palm Oil (C3H5(COOR)3 99,5%

Kebutuhan = 45,106.4976 kg/jam

= 357,243.4608 ton/tahun

Harga = $ 495,00/ton (www.alibaba.com)

Biaya per tahun = $ 176,835,513.08/tahun

= Rp 2,522,912,265,090.54/tahun

b. Asam Fosfat (H3PO4) 85%

Kebutuhan = 21.1210 kg/jam

= 167.2782 ton/tahun

142


Biaya per tahun = $ 140,513.67/tahun

= Rp 2,004,708,533.55/tahun

c. Natrium hidroksida (NaOH) 48%


= 7,040.7622 ton/tahun



= Rp 45,202,749,342.60/tahun

d. Metanol (CH3OH) 99%

Kebutuhan = 5,553.1639 kg/jam

= 43,981.0581 ton/tahun



= Rp 501,982,204,337.13/tahun

e. Bleaching Earth (BE) 99%


= 3,554.6613 ton/tahun


Biaya per tahun = $ 106,639.84/tahun

= Rp 1,521,430,583.50/tahun

Harga bahan baku total adalah

= $ 176,835,513.08 + $ 140,513.67 + $ 3,168,342.98 + $ 35,184,846.45 +

$106,639.84

= $ 215,435,856.02/tahun

= Rp 3,073,623,357,887.33/tahun

Biaya pengangkutan dari pelabuhan sampai lokasi pabrik sebesar 2% biaya

bahan.

Biaya pengangkutan = 2% × $ 215,435,856.02/tahun

143

= $ 4,308,717.12/tahun

= Rp 61,472,467,157.75/tahun

Biaya bahan baku sampai lokasi pabrik:

= harga bahan baku total + biaya pengangkutan

= $ 215,435,856.02 + $ 4,308,717.12

= $ 219,744,573.14/tahun

= Rp 3,135,095,825,045.08/tahun

2. Harga produk (poduct) / Sales

Biodiesel (CH3COOH) 99%

Produksi = 350,000.0000 ton/tahun

Harga = $ 1.000,00/ton (www.alibaba.com)

= $ 350,000,000.00/tahun

= Rp 4,993,450,000,000.00/tahun

3. Tenaga kerja (labour cost)

Labour merupakan tenaga kerja yang berhubungan langsung dengan proses

produksi. Rincian jumlah gaji dapat dilihat pada Tabel 11.8.

Tabel 11.8 Biaya tenaga kerja

No Karyawan Gaji/bulan (Rp) Kualifikasi

1 Presiden Direktur 38.000.000,00 S1 Pengalaman 10 tahun

2 Direktur 22.000.000,00 S1 Pengalaman

3 Wakil Direktur 20.000.000,00 S1 Pengalaman

4 Kepala Departemen 11.400.000,00 S1 Pengalaman

5 Wakil Kep. Dept. 10.500.000,00 S1 Pengalaman

6 Kepala Shift 5.700.000,00 S1 Pengalaman

7 Staff Departemen 4.000.000,00 Pengalaman/ Fresh S1/D3

8 Sekretaris 4.000.000,00 Pengalaman/Fresh SMA/Sedrajat

9 Operator 4.500.000,00 SMA/Sedrajat

10 Dokter 4.500.000,00 S1 Pengalaman

11 Karyawan shift 4.000.000,00 S1/D3 Pengalaman/Fresh

12 Karyawan non shift 4.000.000,00 SLTA/Sederajat

13 Supir 3.800.000,00 SLTA/Sederajat

Total 136.400.000.00

144

Total labour cost (upah pegawai) = Rp 14.826.000.000,00/tahun

= $ 1,039,181.33/tahun

4. Supervision (pengawasan)

Supervision 10 – 25% labour cost (hal 163, Aries and Newton, 1955)

Diambil 10% dari labour cost = 10% × $ 1,039,181.33/tahun

= $ 103,918.13/tahun

5. Maintenance (perawatan)

Jenis: average, 6 – 7% (Tabel 38, hal. 164, Aries and Newton, 1955).

Diambil 6% dari FCI = 6% × $ 45,062,148.59

= $ 2,703,728.92

6. Plant supplies

Plant suplies 15% maintenance cost (hal 168, Aries and Newton, 1955)

Plant suplies = 15% × $ 2,703,728.92

= $ 405,559.34

7. Royalty and patents

Royalty and patents 1 – 5% sales price (hal 168, Aries and Newton, 1955)

Diambil 1% dari Sa = 1% × $ 350,000,000.00

= $ 3,500,000.00

8. Utilitas

a. NaCl

Kebutuhan = 3,836.0695 kg/hari

= 1,265,902.9240 kg/tahun

Harga = Rp 1.500,00/kg (www.alibaba.com)

Biaya per tahun = Rp 1,898,854,385.96 /tahun

= $ 133,094.16/tahun

b. NaOH

Kebutuhan = 3,836.0695 kg/hari

= 1,265,902.9240 kg/tahun


Biaya per tahun = Rp 2,152,034,970.75 /tahun

145

= $ 150,840.05 /tahun

c. Tawas (Al2(SO4)3)

Kebutuhan = 26.5200 kg/hari

= 8,751.6000 kg/tahun


Biaya per tahun = Rp 13,127,400.00 /tahun

= $ 920.12 /tahun

d. Na2CO3


= 128,700.0000 kg/tahun


Biaya per tahun = Rp 218,790,000.00 /tahun

= $ 15,335.39 /tahun

e. Kaporit

Kebutuhan = 49,7824 kg/hari

= 16.428,1755 kg/tahun


Biaya per tahun = Rp 54,212,979.15/tahun

= $ 3,799.89/tahun

f. N2H4


= 14,384.3473 kg/tahun


Biaya per tahun = Rp 27,330,259.86/tahun

= $ 1,915.63 /tahun

g. Bahan bakar generator (residual fuel oil)

Kebutuhan = 8,593.1294 L/tahun

= 2,270.0642 gallon/tahun

Harga = $ 1,50/gallon (www.pertamina.com)

146

Biaya per tahun = $ 3,405.10 /tahun

= Rp 48,580,508.23 /tahun

h. Bahan bakar boiler (residual fuel oil)

Kebutuhan = 4,527,686.5568 L/tahun

= 1,196,088.0131 gallon/tahun

Harga = $ 1,50/gallon (www.pertamina.com)

Biaya per tahun = $ 1,794,132.02 /tahun

= Rp 25,596,881,523.97/tahun

i. Listrik

Kebutuhan = 327.1318 kW

= 2,590,883.8560 kW/tahun

Harga = Rp 1.300,00/kWh

Biaya per tahun = Rp 3,279,435,588.00/tahun

= $ 236,079.70 /tahun

Perincian kebutuhan utilitas:

NaCl

NaOH

Tawas (Al2(SO4)3)

Na2CO3

Kaporit

N2H4

Bahan bakar generator

Bahan bakar boiler

Listrik

= $ 133,094.16 /tahun

= $ 150,840.05 /tahun

= $ 920.12 /tahun

= $ 15,335.39/tahun

= $ 3,799.89/tahun

= $ 1,915.63 /tahun

= $ 3,405.10/tahun

= $ 1,794,132.02 /tahun

= $ 236,079.70 /tahun

+ Total = $ 2,339,522.05/tahun

Berdasarkan rincian perhitungan di atas, maka dibuat tabel Direct

Manufacturing Cost (DMC) sebagai berikut:

147

Tabel 11.9 Direct Manufacturing Cost (DMC)


1. Raw material 219.744.573,14

2. Labor cost 1.039.181,33

3. Supervision 103.918,13

4. Maintenance 2,888,500.89

5. Plant supplies 433,275.13

6. Royalties and Patents 3.500.000,00

7. Utilitas 2,339,522.05

Total 230,050,012.55

11.4.2 Indirect Manufacturing Cost (IMC)

1. Payroll Overhead

Payroll overhead 15 – 20% labour cost (hal 173, Aries and Newton, 1955)

Dipilih 15% labour cost = 15% × $ 1,039,181.33

= $ 155,877.20

2. Laboratory

Laboratory 10 – 20% labour cost (hal 174, Aries and Newton, 1955)


= $ 103,918.13

3. Plant Overhead

Plant overhead 50 – 100% labour cost (hal 174, Aries and Newton, 1955)


= $ 519,590.66

4. Packaging and Shipping

Packaging and shiping 13% sales price (hal 177, Aries and Newton, 1955)

13% sales price = 13% × $ 350,000,000.00

= $ 45,500,000.00

Berdasarkan rincian perhitungan di atas, maka dibuat tabel Indirect

Manufacturing Cost (IMC) sebagai berikut:

148

Tabel 11.10 Indirect Manufacturing Cost (IMC)


1. Payroll overhead 155,877.20

2. Laboratory 103,918.13

3. Plant overhead 519,590.66

4. Packaging and shipping 45,500,000.00

Total 46,279,386.00

11.4.3 Fixed Manufacturing Cost (FMC)

1. Depreciation

Depreciation 8 – 10% FCI (hal 180, Aries and Newton, 1955)

Dipilih 8% FCI = 8% × $ 48,156,781.11

= $ 3,852,542.49

2. Property Taxes

Property taxes 1 – 2% FCI (hal 181, Aries and Newton, 1955)

Dipilih 1% FCI = 1% × $ 48,156,781.11

= $ 481,567.81

3. Insurance

Insurance 1% FCI (hal 182, Aries and Newton, 1955)

1% FCI = 1% × $ 48,156,781.11

= $ 481,567.81

Berdasarkan rincian perhitungan di atas, maka dibuat tabel Fixed

Manufacturing Cost (FMC) sebagai berikut:

Tabel 11.11 Fixed Manufacturing Cost (FMC)


1. Depreciation 3,852,542.49

2. Property taxes 481,416.81

3. Insurances 481,416.81

Total 4,815,678.11

149

Total Manufacturing Cost

= FMC + IMC +DMC

= $ 4,815,678.11 + $ 46,279,386.00+ $ 230,050,012.55

= $ 281,145,076.65

11.5. Modal Kerja (Working Capital)

11.5.1. Raw Material Inventory (RMI)

Persediaan bahan baku selama 10 hari operasi

= 10

330 × $ 219,744,537.14

= $ 6,658,926.46

11.5.2. In Process Inventory (IPI)

Persediaan bahan baku untuk 24 jam proses produksi dengan harga 50% dari Total

Manufacturing Cost.

= 1

330 × 50% × $ 281,145,076.65

= $ 425,977.39

11.5.3. Product Inventory (PI)

Persediaan produk selama satu bulan produksi dengan harga manufacturing cost.

= 1

12 × $ 281,145,076.65

= $ 23,428,756.39

11.5.4. Extended Credit (EC)

Persediaan uang untuk menutup penjualan produk yang belum dibayar, dianggap

sama dengan penjualan 1 bulan produk.

= 1

12 × $ 350,000,0000.00

= $ 29,166,666.67

11.5.5. Available Cash (AC)

Sejumlah uang kontan yang tersedia di pabrik yang sewaktu-waktu bisa diambil

(untuk membayar gaji, pembelian barang, dan lain lain) sebesar 1 bulan dari

manufacturing cost.

150

= 1

12 × $ 281,178,737.16

= $ 23,428,756.39

Berdasarkan rincian perhitungan di atas, maka dibuat tabel Working Capital

(WC) sebagai berikut:

Tabel 11.12 Working Capital (WC)


1. Raw material inventory 6,658,926.46

2. In process inventory 425,977.39

3. Product inventory 23,428,756.39

4. Extended credit 29,166,666.67

5. Available cash 23,428,756.39

Total 83,109,083.29

Total Capital Investment

= WC + FCI

= $ 83,109,083.29 + $ 48,156,781.11

= $ 131,265,864.40

11.6. General Expenses (GE)

11.6.1. Administration (A)

Administrasi 3 – 6% dari MC (hal 185,Aries and Newton, 1955)

Dipilih 3% TMC = 3% × $ 281,145,076.65

= $ 8,434,352.30

11.6.2. Sales Promotion (S)

Sales promotion 5 – 22% dari sales price (hal 186, Aries and Newton, 1955)

Dipilih 5% SA = 5% × $ 350,000,000.00

= $ 17,500,000.00

11.6.3. Research (R)

Research 3,5 – 8% dari sales price (hal 187, Aries and Newton, 1955)

Dipilih 3,5% SA = 3,5% × $ 350,000,000.00

= $ 12,500,000.00

151

11.6.4. Finance (F)

Finance 7% dari TCI (Tabel 3-11, hal 114, Peter and Timerhauss, 2003)

7% TCI = 7% × $ 131,265,864.40

= $ 9,188,610.51

Berdasarkan rincian perhitungan di atas, maka dibuat tabel General Expenses

(GE) sebagai berikut:

Tabel 11.13 General Expenses (GE)


1. Administration 8,434,352.30

2. Sales promotion 17,500,000.00

3. Research 12,250,000.00

4. Finance 9,188,610.51

Total 47,372,962.81

11.7. Production Cost

Total Production Cost = GE + TMC

= $ 47,372,962.81 + $ 131,265,864.40

= $ 328,518,039.46

11.8. Profit Estimation

11.8.1. Profit Before Taxes (PBT)

PBT = sales price – production cost

= $ 350,000,000.00 – $ 328,518,039.46

= $ 21,481,960.54

Pajak penghasilan sebesar 40% Profit Before Taxes (Peters and Timmerhaus, 2003)

11.8.2. Profit After Taxes (PAT)

PAT = 60% × PBT

= 60% × $ 21,481,960.54

= $ 12,889,176.32

11.9. Analisis Kelayakan

11.9.1. Return On Investment ( ROI )

Return on investment merupakan perkiraan keuntungan yang diperoleh setiap

tahun didasarkan atas kecepatan pengembalian modal tetap yang diinvestasikan.

152

Ditetapkan resiko pabrik sebagai low risk 11% sebelum pajak (Aries and Newton,

1955).

% ROI = 100%Annual Profit

Ficed Capital Investment

1. ROI sebelum pajak

Prb = 100%Annual Profit


= $ 21,481,960.54

$ 48,156,781.11 × 100%

= 45%

2. ROI sesudah pajak

Pra = 100%Annual Profit


= $12,889,176.32

$ 48,156,781.11 × 100%

= 26,77%

11.9.2. Pay Out Time (POT)

Pay out time merupakan waktu minimum yang dibutuhkan untuk

pengembalian modal tetap yang diinvestasikan atas dasar keuntungan setiap tahun

setelah ditambah depresiasi. Dengan kriteria low risk maka nilai maksimum POT

sebesar 5 tahun sebelum pajak (Aries and Newton, 1955).

POT = If

Pr + 0,1 If

Keterangan, POT = pay out time, tahun

If = fixed capital investment

Pr = annual profit

1. POT sebelum pajak

POTb = If

Pr + 0,1 If

= $ 48,156,781.11

$ 21,481,960.54 +0,1 × $ 48,156,781.11

153

= 1,8312 tahun

2. POT sesudah pajak

POTa = If

Pr + 0,1 If

= $ 48,156,781.11

$ 12,889,176.32 +0,1 × $ 48,156,781.11

= 2,7200 tahun

11.9.3. Break Event Point (BEP)

Break event point adalah titik impas dari suatu batas produksi, apabila

pengoperasian pabrik di bawah kapasitas akan mengakibatkan kerugian dan

pengoperasian pabrik di atas kapasitas akan mendapatkan keuntungan. Nilai BEP

berkisar 40 – 60% untuk pabrik dengan resiko rendah (Aries and Newton, 1955).

BEP = Fa + 0,3 Ra

100%Sa Va 0,7 Ra

Keterangan, Fa = annual fixed manufacturing cost pada produksi maksimum

Ra = annual regulated expenses pada produksi maksimum

Sa = annual sales value pada produksi maksimum

Va = annual variabel expenses pada produksi maksimum

Fa = depreciation + property taxes + insurances

= $ 3,851,334.52+ $ 481,416.81+ $ 481,416.81

= $ 4,815,678.11

Ra = labour cost + plant overhead + supervision + laboratory + maintenance +

general expenses + plant supplies

= $ 1.039.181,33 + $ 519.590,66 + $ 103.918,13 + $ 103.918,13 +

$ 2.868.500,89 + $ 47.373.311,93 + $ 433.275,13

= $ 52,462,388.96

Sa = annual sales value

= $ 350,000,000.00

Va = raw material + packing and shipping + royalties + utilitas

= $ 219,744,573.14 + $ 45,500,000.00 + $ 2,375,734.39 + $ 3,500,000.00

= $ 271,084,095.19

154

BEP = Fa + 0,3 Ra

100%Sa Va 0,7 Ra

= $ 44,815,678.11 +0,3×$ 52,462,388.96

$ 350,000,000.00− $ 271,084,095.19−0,7 ×$ 52,462,388.96 ×100%

= 48,72%

11.9.4. Shut Down Point (SDP)

Shut down point merupakan titik atau suatu kondisi dimana pabrik mengalami

kebangkrutan, sehingga pabrik harus menghentikan operasi (Peters and

Timmerhaus, 2003).

SDP = 0,3 Ra

100%Sa Va 0,7 Ra

= 0,3×$ 52,462,388.96

$ 350,000,000.00− $ 271,084,095.19−0,7 ×$ 52,462,388.96 × 100%

= 37,30%

11.9.5. Discounted Cash Flow (DCF)

Discounted cash flow merupakan perkiraan besarnya keuntungan yang

diperoleh setiap tahun, didasarkan pada jumlah investasi yang tidak kembali setiap

tahun selama umur ekonomis pabrik (Peters and Timmerhaus, 2003). Discounted

cash flow dicari dengan persamaan:

S = n

FC + WC 1 + i SV WC

R =

n1+ i 1

Ci

Keterangan :

S = Nilai modal pada waktu yang akan datang setelah dikoreksi dengan salvage

value (SV) dan working capital (WC)

C = Cash flow = profit after taxes + finance + depreciation

= $ 12.868.770,55 + $ 9.187.949,81 + $ 3.851.334,52

=$ 25,930,329.32

R = Cash flow berdasarkan pendapatan akhir tahun

FC = Fixed capital investment = $ 48,156,781.11

155

SV = Salvage Value (10% FC)

= 10% × $ 48,156,781.11

= $ 4,815,678.11

WC = Working capital investment = $ 83,109,083.29

i = Dicounted cash flow (DCF)

n = 10 tahun

S = n

FC + WC 1 + i SV WC

= [($ 47.816.262,44+ $ 83.105.945,08)(1+i)10 ] -$ 4.781.626,24 -$

83.105.945,08

= [(130.921.757,52)(1+i)10]− $ 78.323.868,83

R =

n1+ i 1

Ci

= $ 25.908.504,88 [(1+𝑖)10−1

𝑖]

Nilai i dapat dihitung dengan menggunakan metode Newton Raphson (penentuan

akar persamaan non-linier)

Diketahui, ɛ = 0,01

iA1 = iold

f(iold) = S – R

f’(iold) = old oldf i + ε f i ε

2 ε

inew =

old

old

old

f ii

f' i

i S R f (iold)

iold 0.2500 1,134,583,866.5485 862,258,725.2270 272,325,141.3215

iold + ɛ 0.2600 1,235,981,554.2786 906,133,980.6646 329,847,573.6141

iold – ɛ 0.2400 1,040,229,931.7560 820,524,809.9051 219,705,121.8509

f' (iold) 5,507,122,588.1578

inew 0.2006

156

i S R f (iold)

iold 0.2006 728,574,288.6178 674,949,277.2433 53,625,011.3745

iold + ɛ 0.2106 799,191,361.0541 709,146,516.6966 90,044,844.3575

iold – ɛ 0.1906 663,057,308.2781 642,449,909.7560 20,607,398.5221

f' (iold) 3,471,872,291.7713

inew 0.1851

i S R f (iold)

iold 0.1851 629,405,963.8243 625,437,898.6089 3,968,065.2154

iold + ɛ 0.1951 692,285,698.3702 657,046,126.7070 35,239,571.6632

iold – ɛ 0.1751 571,124,480.6242 595,406,877.1430 (24,282,396.5188)

f' (iold) 2,976,098,409.0973

inew 0.1838

i S R f (iold)

iold 0.1838 621,376,316.1870 621,344,350.0678 31,966.1191

iold + ɛ 0.1938 683,624,899.1666 652,737,897.8361 30,887,001.3305

iold – ɛ 0.1738 563,684,764.1861 591,517,960.2207 (27,833,196.0346)

f' (iold) 2,936,009,868.2576

inew 0.1838

i S R f (iold)

iold 0.1838 621,311,081.7128 621,311,037.7044 44.0084

iold + ɛ 0.1938 683,554,534.0753 652,702,838.0554 30,851,696.0199

iold – ɛ 0.1738 563,624,325.0654 591,486,313.4538 (27,861,988.3884)

f' (iold) 2,935,684,220.4152

inew 0.1838

i S R f (iold)

iold 0.1838 621,310,991.8969 621,310,991.8388 0.0582

iold + ɛ 0.1938 683,554,437.1955 652,702,789.7839 30,851,647.4116

iold – ɛ 0.1738 563,624,241.8519 591,486,269.8814 (27,862,028.0295)

f' (iold) 2,935,683,772.0585

inew 0.1838

157

i S R f (iold)

iold 0.1838 621,310,991.7782 621,310,991.7781 0.0001

iold + ɛ 0.1938 683,554,437.0675 652,702,789.7201 30,851,647.3474

iold – ɛ 0.1738 563,624,241.7419 591,486,269.8239 (27,862,028.0819)

f' (iold) 2,935,683,771.4660

inew 0.1838

i S R f (iold)

iold 0.1838 621,310,991.7781 621,310,991.7781 0.0000

iold + ɛ 0.1938 683,554,437.0673 652,702,789.7200 30,851,647.3473

iold – ɛ 0.1738 563,624,241.7418 591,486,269.8238 (27,862,028.0820)

f' (iold) 2,935,683,771.4652

inew 0.1838

Dari hasil perhitugan menggunakan newton raphson, diperoleh nilai

i = 0.1838

S = R = $ 621,310,991.78

Harga DCF = 18,38%

Nilai suku bunga bank sebesar 12% per tahun. (ojk.go.id)

Batasan minimal DCF = 1,5 – 2 suku bunga bank

Diambil batasan sebesar 1,5, maka

DCF minimal = 1,5 × suku bunga bank

= 1,5 × 12%

= 18%

DCF maksimal = 1,5 × suku bunga bank

= 2 × 12%

= 24%

Nilai DCF hasil perhitungan (18,38%) lebih besar dari DCF min (18%) dan lebih

kecil dari DCF maksimal, maka pabrik ini cukup layak didirikan, karena dapat

menarik minta investor untuk menanamkan investasi (modal).

158

Gambar 11.2 Grafik evaluasi ekonomi

Keterangan:

Fa = annual fixed manufacturing cost pada produksi maksimum (depreciation,

property taxes, dan insurances)

Ra = annual regulated expenses pada produksi maksimum (labour cost, plant

overhead, supervision, laboratory, maintenance, general expenses, dan

plant supplies)

Sa = annual sales value pada produksi maksimum

Va = annual variabel expenses pada produksi maksimum (raw material,

packaging and shipping, royalties, dan utilitas)

BEP = perpotongan antara garis sales dengan total cost yang menunjukkan

tingkat produksi dengan nilai sales sama dengan total cost

SDP = kondisi besarnya Fa sama dengan selisih antara total cost dengan sale

0

20

40

60

80

100

120

140

160

180

200

220

240

260

280

300

320

340

360

0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100

Bia

ya

da

lam

ju

ta $

/ta

hu

n

Kapasitas Produksi, %

Va

0.3 Ra

SDP BEP

Sales

Sa

Total cost

Ra

Fixed costFa

Variable

cost

Regulated cost

157

BAB XII

KESIMPULAN

Prarancangan pabrik biodiesel dengan kapasitas produksi 350.000 ton/tahun,

menggunakan bahan baku crude palm oil dan metanol dengan katalis natrium

hidroksida ini direncanakan didirikan di Kecamatan Batulicin, Kabupaten Tanah

Bumbu, Provinsi Kalimantan Selatan, dengan luas area 35.100 m2. Dari hasil

perhitungan dan evaluasi ekonomi, dapat ditarik kesimpulan sebagai berikut:

1. Dilihat dari tekanan operasi dibawah 50 atm dan suhu operasi yang rendah serta

sifat kimia maupun fisis bahan yang tidak berbahaya dan beracun , maka pabrik

ini termasuk pabrik beresiko rendah.

2. Dari hasil evaluasi ekonomi diperoleh:

a. Return on Investment (ROI) sebelum pajak sebesar 45% dan setelah pajak

sebesar 26,77%. Diketahui ROI minimal untuk pabrik dengan resiko rendah

(low risk) sebelum pajak adalah 11% (Aries & Newton, 1955).

b. Bila dilihat Pay Out Time (POT) sebelum pajak sebesar 1,8312 tahun dan

setelah pajak sebesar 2,7200 tahun. Diketahui POT maksimal untuk pabrik

dengan resiko rendah (low risk) sebelum pajak adalah 5 tahun (Aries &

Newton, 1955).

c. Break Even Point (BEP) yang diperoleh adalah sebesar 48,71% dan Shut

Down Point (SDP) sebesar 37,30%. Diketahui bahwa kisaran BEP yang

menarik adalah 40% – 60% (Aries & Newton, 1955).

d. Discounted Cash Flow Rate (DCFR) sebesar 18,38%. Harga DCF yang

menarik bagi investor adalah 1,5 – 2,0 kali suku bunga bank. Suku bunga

bank rata-rata saat ini adalah 12%, maka DCF minimum yang harus

dipenuhi adalah sebesar 18% - 24%. Dengan demikian, pabrik ini cukup

menarik bagi investor karena memberikan keuntungan yang lebih besar

daripada jika mereka menyimpan modal di bank.

Berdasarkan analisis di atas pabrik biodiesel dari crude palm oil dan metanol

dengan kapasitas 350.000 ton/tahun, dengan jumlah karyawan 200 pekerja maka

158

pabrik biodiesel cukup menarik untuk dilanjutkan pada tahap perancangan pabrik

serta layak dipertimbangkan untuk didirikan.

DAFTAR PUSTAKA

Anonim, 2000, Tata cara perencanaan dan pemasangan sistem pipa tegak dan

slang untuk pencegahan bahaya kebakaran pada bangunan gedung (SNI 03-

1745-2000), Badan Standardisasi Nasional.

Anonim, 2018, Statistik Perkebunan Indonesia 2015-2017. Direktorat Jenderal

Perkebunan, Jakarta.

Aries, R. S. and Newton, R. D., 1955, Chemical Engineering Cost Estimation,

McGraw-Hill, Book Company, New York.

Brown, G. G., 1978, Unit Operations, Modern Asian Edition, John Wiley & Sons,

inc., New York.

Brownell, L. E. and Young, E. H., 1959, Process Equipment Design, John Wiley

& Sons, Inc., New York.

C.A. Patent 2,724,970 A1 tentang Methods and Catalysts for Making Biodiesel

from The Transesterification and Esterification of Unrefined Oils.

Considine, Douglas M. 1985. Process Instrument and Control. New

York:McGraw-Hill

Coulson, J. M., and Richarson J. F., 1999, Chemical Engineering, 3th ed., Vol. 6

Elsevier Butterworth, Heinemann.

Coulson, J. M., and Richarson J. F., 2005, Chemical Engineering, 4th ed., Vol. 6

Elsevier Butterworth, Heinemann.

Deasy, C., dan Safitri, S. O., 2012, Laporan Kerja Praktek di PT. Sinar Mas Agro

Resources and Technology (SMART) Tbk, Fakultas Teknik, Universitas

Lambung Mangkurat, Kalimantan Selatan.

Ferrari, R. A., Leticia M., A., and Pighinelli, T., 2011, Biodiesel Production and

Quality, Campinas State University, Brazil.

Geankoplis, C. J., 2003, Transport Processes and Unit Operations, 4th ed., Allyn

and Bacon Inc., 7 Wells Avenue, Massachussets.

Hambali, E., 2006, Jarak Pagar Tanaman Penghasil Biodiesel, Penebar Swadaya,

Jakarta

Kern, D. Q., 1983, Process Heat Transfer, McGraw-Hill Book Company Inc.,

New York.

Ken, S., 2008, Filter and Filtration Handbook, 5th ed., Butterworth-Heinemann,

Washington.

Kirk, R. E. and Othmer, D. F., 1965, Encyclopedia of Chemical Technology, 4th

ed., vol. 7, John Wiley & Sons, Canada.

Ludwig, E. E., 1965, Applied Process Design for Chemical and Petrochemical, 3rd

ed., vol 7 , Gulf Professional Publishing Co., Houston.

McAdams, W. H., 1954, Heat Transmission, 3rd ed, McGraw-Hill, Book

Company, New York.

Mittelbach, M. and C. Remschmidt, 2004, Biodiesel The Comprehensive

Handbook, Martin Mittelbach Publisher, Graz.

Muniarsih, S., 2005, Esterifikasi Minyak Jarak dengan Katalisator NaOH, P3TM

BATAN, Yogyakarta.

Nelson, W.L., 1985, Petroleum Refinery Engineering, Mc. Graw Hill Book

Company Inc., New York. Perry, R. H. and Green, D., 1999, Perry’s

Chemical Engineers’ Handbook, 7th ed., McGraw-Hill, New York.

Peraturan Menteri Kesehatan Republik Indonesia Nomor 70 Tahun 2016 tentang

Standar dan Persyaratan Kesehatan Lingkungan Kerja Industri. Jakarta :

KEMENKES

Perry, R. H. and Green, D., 1999, Perry’s Chemical Engineers’ Handbook, 7th ed.,

McGraw-Hill, New York.

Peters, M. S. and Timmerhaus, K. D., 2003, Plant Design and Economics for

Chemical Engineers, 5th ed., McGraw-Hill, Inc, New York.

Powell, Sheppard T., 1954, Water Conditioning for Industry, 1st ed., McGraw-

Hill, Book Company, Inc. Tokyo.

Rahmanulloh, A., 2018. Indonesia Biofuels Annual 2018. USDA Foreign

Agricultural Service.,U.S.

Rase, H. F., 1977, Chemical Reactor Design for Process Plant, Vol I: Principle

and Technique, John Wiley and Sons, Inc, New York.

Rase, H. F, 1977, Chemical Reactor Design for Process Plant, Vol. II: Case

Studies & Design Data, John Wiley and Sons, Inc, New York.

Smith, J. M. and Van Ness, H. C., 2001, Introduction to Chemical Engineering

Thermodynamics, 6th ed., The McGraw-Hill Companies, Inc. New York.

Soerawidjaja, Tatang H., 2006, Membangun Industri Biodiesel di Indonesia

Makalah Ilmiah Forum Biodiesel Indonesia, 16 Desember 2005, Bandung.

U.S. Patent 7,528,272 B2 tentang Biodiesel Process.

U.S. Patent 8,378,132 B2 tentang Process for Producting Methyl Esters.

U.S. Patent 9,090,845 B2 tentang Process for Producing High Yield Biodiesel

Applying High Acidity Triglycerides with Generation of Glycerin 90% Free

of Salt.

Vilbrandt, F. C. and Dryden, C. E., 1959, Chemical Engineering Plant Design, 4th

ed., McGraw-Hill Kogakusha, Ltd, Tokyo.

Walas, S. M., 1990, Chemical Process Equipment: Selection and Design,

Butterworth-Heinemann, Washington.

Widjaja, G. dan Yani, A., 2003, Perseroan Terbatas, PT Raja Grafindo

Persada, Jakarta.

Yaws, C. L., 1999, Chemical Properties handbook, McGraw-Hill, New York.

www.alibaba.com, diakses pada 6 Maret 2020 pukul 14.50 WIB.

www.bi.go.id, diakses pada 6 Maret 2020 pukul 14.30 WIB

www.esdm.go.id. Diakses pada 3 September 2019 pukul 07.00 WIB

www.indexmundi.com. diakses pada 6 Maret 2020 pukul 15.10 WIB

www.matche.com. diakses pada 6 Maret 2020 pukul 16.00 WIB

www.ojk.go.id. diakses pada 6 Maret 2020 pukul 15.40 WIB

www.fas.usda.gov. diakses pada 3 September 2019 pukul 10.00 WIB

http://www.esdm.go.id/

http://www.ojk.go.id/

http://www.fas.usda.gov/

PERANCANGAN REAKTOR

Jenis : RATB (Reaktor Alir Tangki Berpengaduk)

Fungsi : Mereaksikan Crude Palm Oil (C3H5(COOR)3) dengan Metanol

(CH3OH) menggunakan katalis basa Natrium Hidroksida (NaOH)

menjadi Metil Ester (CH3COOR) dan Gliserol (C3H8O3) .

Kondisi Operasi :

a. Tekanan (P) = 1,5 atm = 22,05 psi

b. Suhu (T) = 70oC = 343 K

c. Sifat = Isotermal

d. Konversi (total) = 98% (US patent no US 8,378,132 B2)

e. Perbandingan Reaktan = 1 : 6 (CA patent no CA 2,724,970 A1)

f. Katalis = NaOH (1% dari BPO, C.A patent 2,724,970 A1)

Persamaan reaksi : C3H5(COOR)3 + 3 CH3OH 3 CH3COOR + C3H8O3

A B C D

Berdasarkan perhitungan pada neraca massa, diperoleh hasil sebagai berikut :

a. Neraca Massa di Reaktor

Tabel 1. Neraca Massa di Reaktor


Keluar (kg/jam) dari Filter dari Mixer 2

Trigliserida 44.269,7170 885,3943

Tabel 1. Neraca Massa di Reaktor (lanjutan)

CH3OH 10.023,3321 5.111,8994

H2O 599,0379 606,4347

CH3COOR 43.588,9656

C3H8O3 4.706,7897

NaOH 442,6972 426,2599

FFA 110,9517 0,0000

NaCOOR' 119,9922

Total 55.445,7359 55.445,7359

b. Menentukan Kecepatan Volumetrik (Fv)

Tabel 2. Kecepatan Volumetrik

Komponen Massa (kg/jam) Densitas, ρ (kg/m3) Fv = 𝒎

𝝆 (m3/jam)

C3H5(COOR)3 44.269,7170 859,8512 51,4853

FFA 110,9517 847,5610 0,1309

CH3OH 10.023,3321 743,9423 13,4733

NaOH 442,6972 1.891,8869 0,2340

H2O 599,0379 985,3666 0,6079

Total 55.445,7359 65,9314

Kecepatan volumetric larutan, (Fv) = 65,9314 m3/jam

c. Konsentrasi Bleaching Palm Oil (C3H5(COOR)3)

CA0 = 𝑚

𝐵𝑀 ×𝐹𝑣

= 52,2049 kgmol/jam

848 𝑘𝑔

𝑘𝑔𝑚𝑜𝑙× 65,9314 m3/jam

= 0,7918 kgmol/m3

d. Konsentrasi Metanol (CH3OH)

CB0 = 𝑚

𝐵𝑀 ×𝐹𝑣

= 313,2291 kgmol/jam

32 𝑘𝑔

𝑘𝑔𝑚𝑜𝑙× 65,9314 m3/jam

= 4,7508 kgmol/m3

A. Penentuan Konstanta Kecepatan Reaksi

Persamaan reaksi

C3H5(COOR)3 + 3 CH3OH → 3 CH3COOR + C3H8O3

A 3B → 3C D

Berdasarkan asumsi, persamaan kecepatan reaksi dapat dinyatakan sebagai berikut

(-rA) = k. CA.CB

Dengan : CA = CAo (1-XA)

CB = CBo – 3CAo.XA

Neraca massa pada reactor yang ke-i untuk komponen A :

Rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation

Fv.CAi-1 - Fv.CAi - (-rA).V = 0

Fv.(CAi-1 CAi) = (-rA).V

V

Fv =

(CAi−1 CAi)

(−rA) ; θ =

V

Fv

θ = (CAi−1 CAi)

(−rA) ...(1)

dimana θ adalah waktu tinggal dalam reaktor.

Jika, CAi-1 = CA0.(1 XAi-1)

CAi = CA0.(1 XAi)

Maka :

CA0.(1 XAi-1) CA0.(1 XAi) = (-rA).θ

CA0.(XAi XAi-1) = (-rA).θ

Untuk i = 1 : (−𝑟𝐴) =𝐶𝐴𝑜(𝑋𝐴1−𝑋𝐴𝑜)

𝜃 ... (2)

Persamaan kecepatan reaksi :

(-rA) = k.CA.CB

Dengan : CA = CAo (1-XA)

CB = CBo - 3CAo XA

Maka :

(-rA) = k CAo (1-XA) (CBo - 3CAo.XA) ... (3)

Persamaan (2) disubstitusikan ke persamaan (3), sehingga : CAo (XA1 − XAo)

θ= k CAo(1 − XA)(CBo − 3CAo. XA)

𝑘 =(𝑋𝐴1−𝑋𝐴0)

𝜃 (1−𝑋𝐴1)(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜.𝑋𝐴1) ... (4)

Sehingga dapat dituliskan persamaan untuk menghitung waktu tinggal dalam

reaktor:

θ = (XAi − XAi−1)

k(1− XAi).(CBo−3CAo.XAi) ... (5)

Berdasarkan data dari U.S. Patent 9,090,845 B2 diperoleh waktu tinggal (θ) = 4 jam

dan konversi (XA) = 0,98 maka nilai konstanta kecepatan reaksi (k) dapat dihitung

dengan persamaan (4) seperti berikut:

k = (XA− XAo)

θ (1− XA).(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜XA)

k = ( 0,98−0)

(4)(1−0,98)[4,7508−3(0,7918)(0,98)]

k = 5,0559 m3/ kmol.jam

B. Menentukan jumlah reaktor

Bila digunakan n buah reaktor alir tanki berpengaduk :

Neraca massa pada reaktor yang ke-i untuk komponen A :

Rate of input - rate of output- rate of reaction = rate of accumulation

Fv.CAi -1 - Fv.CAi - (-rA).V = 0

Fv.(CAi-1 – CAi) = -(rA).V

V

Fv =

(CAi−1 CAi)

(−rA) ; θ =

V

Fv

θ = (CAi−1 CAi)

(−rA)

Fv

AoC

BoC

AoX

Fv

A1C

B1C

A1X

R1 Fv

1-An C

1-Bn C

1-An X

R2 Fv

AnC

BnC

AnX

R3

dimana θ adalah waktu tinggal dalam reaktor.

Jika, CAi-1 = CA0.(1 XAi-1)

CAi = CA0.(1 XAi)

Dari persamaan (4) dan persamaan (5) diperoleh persamaan k dan persamaan θ :

𝑘 =(𝑋𝐴1−𝑋𝐴0

𝜃 (1−𝑋𝐴1)(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜.𝑋𝐴1) … (4)

θ = (XAi − XAi−1)

k(1− XAi).(CBo−3CAo.XAi) … (5)

Jika digunakan 1 buah reaktor

Data : θ = 4 jam (U.S. Patent 9,090,845 B2 ) XAo = 0

CA0 = 0,7918 kgmol/m3 XA1 = 0,98

CB0 = 4,7508 kgmol/m3 1 m3 = 264,17 gal

k = 5,0559 m3/kgmol.jam

Volume larutan = Fv x θ

= 65,9314 m3/jam x 4 jam

= 263,7257 m3

Dibuat over design sebesar 20%, maka :

Volume reaktor = 1,2 x volume larutan

= 1,2 x 263,7257 m3

= 316,4786 m3 = 69.668,4224 gal

R1 Fv

A0C

Fv

A1C


Diketahui :

CAo = 0,7918 kgmol/m3 XAo = 0

CBo = 4,7508 kgmol/m3 XA2 = 0,98

k = 5,0559 m3/ kmol.jam 1 m3 = 264,17 gal

Neraca massa komponen A pada reaktor 1

rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation

FV.CA0 – FV.CA1 – (-rA1).V1 = 0

FV.CA0 – FV.CA1 = (-rA1).V1

𝑉1

𝐹𝑉 =

𝐶𝐴1−𝐶𝐴0

(−𝑟𝐴1)

θ1 = 𝐶𝐴1−𝐶𝐴0

𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴1)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴1

θ1 = 𝐶𝐴0− 𝐶𝐴0.𝐶𝐴0𝑋𝐴1


θ1 = 𝑋𝐴1

𝑘.(1−𝑋𝐴1)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴1



FV.CA1 – FV.CA2 – (-rA2).V2 = 0


𝑉2

𝐹𝑉 =


(−𝑟𝐴2)

θ2 = (𝐶𝐴0−𝐶𝐴0.X𝐴2)−(𝐶𝐴0−𝐶𝐴0.X𝐴1)


θ2 = (𝑋𝐴2−𝑋𝐴1)


Jika diketahui XA2 = 0,98 dan agar volume kedua reaktor sama (V1=V2=V), maka

θ1 = θ2 = θ.

diselesaikan dengan menggunakan metode Newton Raphson yaitu :

f(xA1) = θ1 - θ2 ... (6)

Fv

A0C

Fv

A1C

Fv

A2C

R1 R2

karena θ1 = θ2, maka f(xA1) = 0. Sehingga persamaan (6) dapat dituliskan menjadi:

f(xA1) = (XA1 − XA0)

k.(1− XA1).(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜XA1)−

(XA2 − XA1)

k.(1− XA2).(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜XA2)= 0 … (7)

Persamaan (7) diselesaikan dengan cara menebak nilai xA1 mengunakan metode

Newton Raphson yang dituliskan dengan xA1 old. Selanjutnya dihitung nilai xA1

new dengan persamaan :

𝑥𝐴1 𝑛𝑒𝑤 = 𝑥𝐴1 𝑜𝑙𝑑 −𝑓(𝑥𝐴1 𝑜𝑙𝑑)

𝑓′(𝑥𝐴1 𝑜𝑙𝑑) … (8)

𝑥𝐴1 𝑛𝑒𝑤 = 𝑥𝐴1 𝑜𝑙𝑑 −θ1 − θ2

𝑓(𝑥𝐴1 + 𝜀) − 𝑓(𝑥𝐴1 − 𝜀)2. 𝜀

f(xA1 old) = Fungsi kontinyu

f’(xA1 old) = Derivatif atau turunan dari f(xA1 old)

f’(xA1 old) dihitung dengan metode central sebagai berikut :

𝑓′(𝑥𝐴1 𝑜𝑙𝑑 ) =𝑓(𝑥𝐴1 + 𝜀) − 𝑓(𝑥𝐴1 − 𝜀)

2. 𝜀 … (9)

Nilai ε adalah nilai yang mendekati 0 dengan nilai ε yang digunakan adalah 10-8.

xA1 new yang didapatkan dari perhitungan pada persamaan (8) digunakan sebagai

xA1 old pada perhitungan selanjutnya. Perhitungan dilakukan sampai didapatkan

nilai f(xA1) = 0, atau xA1 new =xA1 old

Perhitungan Newton Raphson dilakukan untuk mengetahui xA1 dengan batas

nilai waktu tinggal tiap reaktor telah sama.

xA1 θ1 θ2 f(xA1)

xA1 old = 0.98 4.00000000 0.00000000 4.00000000

xA1 + ε = 0.980001 4.00020801 -0.00000408 4.00021210

xA1 - ε = 0.979999 3.99979201 0.00000408 3.99978793

f'(xA1) = 212.08483446

xA1 new = 0.96113962

xA1 θ1 θ2 f(xA1)

xA1 old = 0.96113962 1.98237754 0.07698113 1.90539641

xA1 + ε = 0.961140623 1.98243253 0.07697705 1.90545548

xA1 - ε = 0.961138623 1.98232256 0.07698521 1.90533735

f'(xA1) = 59.06520692

xA1 new = 0.92888042

xA1 θ1 θ2 f(xA1)

xA1 old = 0.92888042 1.01530555 0.20865134 0.80665420

xA1 + ε = 0.928881421 1.01532186 0.20864726 0.80667460

xA1 - ε = 0.928879421 1.01528923 0.20865542 0.80663381

f'(xA1) = 20.39860108

xA1 new =

0.88933584

xA1 θ1 θ2 f(xA1)

xA1 old = 0.88933584 0.60247650 0.37005781 0.23241869

xA1 + ε = 0.889336837 0.60248317 0.37005373 0.23242944

xA1 - ε = 0.889334837 0.60246984 0.37006189 0.23240795

f'(xA1) = 10.74571306

xA1 new = 0.86770687

xA1 θ1 θ2 f(xA1)

xA1 old = 0.86770687 0.48232630 0.45833931 0.02398699

xA1 + ε = 0.867707868 0.48233093 0.45833523 0.02399570

xA1 - ε = 0.867705868 0.48232168 0.45834340 0.02397828

f'(xA1) = 8.70935957

xA1 new = 0.86495271

xA1 θ1 θ2 f(xA1)

xA1 old = 0.86495271 0.46984715 0.46958079 0.00026636

xA1 + ε = 0.864953706 0.46985159 0.46957671 0.00027488

xA1 - ε = 0.864951706 0.46984272 0.46958487 0.00025784

f'(xA1) = 8.51791370

xA1 new = 0.86492144

xA1 θ1 θ2 f(xA1)

xA1 old = 0.86492144 0.46970846 0.46970843 0.00000003

xA1 + ε = 0.864922435 0.46971290 0.46970435 0.00000855

xA1 - ε = 0.864920435 0.46970403 0.46971251 -0.00000848

f'(xA1) = 8.51580723

xA1 new = 0.86492143

xA1 θ1 θ2 f(xA1)

xA1 old = 0.86492143 0.46970844 0.46970844 0.00000000

xA1 + ε = 0.864922431 0.46971288 0.46970436 0.00000852

xA1 - ε = 0.864920431 0.46970401 0.46971253 -0.00000852

f'(xA1) = 8.51580697

xA1 new = 0.86492143

Maka diperoleh xA1 = 0,8649 dengan waktu tinggal θ = 0,4697 jam


= 65,9314 m3/jam x 0,4697 jam

= 30,9685 m3

Dibuat dengan over design sebesar 20%, maka :


= 1,2 x 30,9685 m3

= 37,1623 m3 = 9.817,1539 gal


Diketahui :


CBo = 4,7508 kgmol/m3 XA3 = 0,98

k = 5,0559 m3/ kmol.jam 1 m3 = 264,17 gal



FV.CA0 – FV.CA1 – (-rA1).V1 = 0


𝑉1

𝐹𝑉 =


(−𝑟𝐴1)



Fv

CA0

Fv

CA1 R1

Fv

CA2

R2 Fv

CA3

R3



θ1 = 𝑋𝐴1




FV.CA1 – FV.CA2 – (-rA2).V2 = 0


𝑉2

𝐹𝑉 =


(−𝑟𝐴2)



θ2 = (𝑋𝐴2−𝑋𝐴1)




FV.CA2 – FV.CA3 – (-rA3).V3 = 0


𝑉3

𝐹𝑉 =


(−𝑟𝐴3)



θ3 = (𝑋𝐴3−𝑋𝐴2)


Jika diketahui XA0 = 0, XA3 = 0,98 dan agar volume masing-masing reaktor sama

(V1 = V2 = V3 = V), maka θ1 = θ2 = θ3 = θ.

untuk θ1 = θ3 𝑋𝐴2 = 𝑋𝐴3 − 𝑋𝐴1 (1−XA3)(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜.𝑋𝐴3)

(1−XA1)(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜.𝑋𝐴1) ... (10)

diselesaikan dengan metode Newton Raphson berdasarkan persamaan (6) dan (7).

Sedangkan xA2 dihitung berdasarkan persamaan (10).

xA1 xA2 θ1 θ2 f(xA1)

xA1 old = 0.98 0.0000 4.00000000 -0.04080000 4.04080000

xA1 + ε = 0.980001 -0.00005096 4.00020801 -0.04079904 4.04100706

xA1 - ε = 0.979999 0.00005096 3.99979201 -0.04080096 4.04059296

f'(xA1) = 207.04766711

xA1 new = 0.96048372


xA1 old = 0.96048372 0.50300608 1.94691395 -0.05119916 1.99811311

xA1 + ε = 0.960484721 0.50299306 1.94696711 -0.05119894 1.99816606

xA1 - ε = 0.960482721 0.50301911 1.94686078 -0.05119938 1.99806016

f'(xA1) = 52.95088816

xA1 new = 0.92274851


xA1 old = 0.92274851 0.75380160 0.92325878 -0.04585027 0.96910906

xA1 + ε = 0.922749507 0.75379821 0.92327259 -0.04585071 0.96912330

xA1 - ε = 0.922747507 0.75380498 0.92324497 -0.04584984 0.96909481

f'(xA1) = 14.24395401

xA1 new = 0.85471199


xA1 old = 0.85471199 0.87521347 0.42770013 0.01216218 0.41553795

xA1 + ε = 0.854712987 0.87521253 0.42770395 0.01216093 0.41554301

xA1 - ε = 0.854710987 0.87521440 0.42769631 0.01216343 0.41553288

f'(xA1) = 5.06703017

xA1 new = 0.77270380


xA1 old = 0.77270380 0.92349308 0.23064050 0.15244633 0.07819417

xA1 + ε = 0.772704803 0.92349271 0.23064200 0.15244416 0.07819784

xA1 - ε = 0.772702803 0.92349344 0.23063900 0.15244850 0.07819050

f'(xA1) = 3.66883447

xA1 new = 0.75139072


xA1 old = 0.75139072 0.93061988 0.20155149 0.20114333 0.00040816

xA1 + ε = 0.75139172 0.93061958 0.20155273 0.20114093 0.00041180

xA1 - ε = 0.75138972 0.93062019 0.20155025 0.20114573 0.00040452

f'(xA1) = 3.64187965

xA1 new = 0.75127865


xA1 old = 0.75127865 0.93065393 0.20141255 0.20141255 0.00000000

xA1 + ε = 0.751279646 0.93065362 0.20141378 0.20141014 0.00000364

xA1 - ε = 0.751277646 0.93065423 0.20141131 0.20141495 -0.00000364

f'(xA1) = 3.64190667

xA1 new = 0.75127865

Maka diperoleh xA1 = 0,7513, xA2 = 0,9307 dengan waktu tinggal θ = 0,2014 jam


= 65,9314 m3/jam x 0,2014 jam

= 13,2794 m3



= 1,2 x 13,2794 m3

= 15,9353 m3 = 4209,6282 gal


Diketahui :


CBo = 4,7508 kgmol/m3 XA4 = 0,98

k = 5,0559 m3/ kmol.jam 1 m3 = 264,17 gal



FV.CA0 – FV.CA1 – (-rA1).V1 = 0


𝑉1

𝐹𝑉 =


(−𝑟𝐴1)



Fv

CAo

Fv

CA1 R1

Fv

CA2 R2

Fv

CA3 R3 R4 Fv

A4C



θ1 = 𝑋𝐴1




FV.CA1 – FV.CA2 – (-rA2).V2 = 0


𝑉2

𝐹𝑉 =


(−𝑟𝐴2)



θ2 = (𝑋𝐴2−𝑋𝐴1)




FV.CA2 – FV.CA3 – (-rA3).V3 = 0


𝑉3

𝐹𝑉 =


(−𝑟𝐴3)



θ3 = (𝑋𝐴3−𝑋𝐴2)




FV.CA3 – FV.CA4 – (-rA4).V4 = 0


𝑉4

𝐹𝑉 =


(−𝑟𝐴4)



θ4 = (𝑋𝐴4−𝑋𝐴3)



(V1 = V2 = V3 = V4 = V), maka 0Dengan θ1 = θ2 = θ3 = θ4 = θ.

Untuk : θ1 = θ4 𝑋𝐴3 = 𝑋𝐴4 − 𝑋𝐴1 (1−XA4)(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜.𝑋𝐴4)

(1−XA1)(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜.𝑋𝐴1) ... (11)

Untuk θ3 = θ4 𝑋𝐴2 = 𝑋𝐴3 − (1−XA3)(𝑋𝐴4−𝑋𝐴3)(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜.𝑋𝐴3)

(1−XA4)(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜.𝑋𝐴4) ... (12)


Untuk xA3 dihitung berdasarkan persamaan (11), sedangkan xA2 dihitung

berdasarkan persamaan (12).

xA1 xA3 xA2 θ1 θ2 f(xA1)

xA1 old = 0.98 0.00000000 -96.07843137 4.00000000 -0.00084879 4.00084879

xA1 + ε = 0.980001 -0.00005096 -96.09082396 4.00020801 -0.00084868 4.00105670

xA1 - ε = 0.979999 0.00005096 -96.06604103 3.99979201 -0.00084890 4.00064091

f'(xA1) = 207.89599451

xA1 new = 0.96075553


xA1 old = 0.960755527 0.49944086 -17.19452467 1.96146586 -0.00432862 1.96579447

xA1 + ε = 0.960756527 0.49942766 -17.19564686 1.96151977 -0.00432836 1.96584813

xA1 - ε = 0.960754527 0.49945407 -17.19340259 1.96141195 -0.00432887 1.96574082

f'(xA1) = 53.65743337

xA1 new = 0.92411951


xA1 old = 0.924119513 0.74907861 -2.80397463 0.94253630 -0.01698684 0.95952314

xA1 + ε = 0.924120513 0.74907510 -2.80409174 0.94255062 -0.01698644 0.95953706

xA1 - ε = 0.924118513 0.74908211 -2.80385752 0.94252198 -0.01698724 0.95950922

f'(xA1) = 13.91840812

xA1 new = 0.85518037


xA1 old = 0.855180369 0.87477392 0.14795238 0.42949420 -0.03731707 0.46681127

xA1 + ε = 0.855181369 0.87477298 0.14793886 0.42949804 -0.03731697 0.46681501

xA1 - ε = 0.855179369 0.87477486 0.14796590 0.42949036 -0.03731717 0.46680752

f'(xA1) = 3.74472899

xA1 new = 0.73052215


xA1 old = 0.730522145 0.93643724 0.79207587 0.17780717 0.02040675 0.15740041

xA1 + ε = 0.730523145 0.93643699 0.79207415 0.17780821 0.02040565 0.15740256

xA1 - ε = 0.730521145 0.93643750 0.79207759 0.17780612 0.02040785 0.15739827

f'(xA1) = 2.14194614

xA1 new = 0.65703738


xA1 old = 0.657037378 0.95089889 0.87741570 0.11878003 0.13334574 -0.01456571

xA1 + ε = 0.657038378 0.95089874 0.87741493 0.11878065 0.13334375 -0.01456310

xA1 - ε = 0.657036378 0.95089904 0.87741647 0.11877942 0.13334774 -0.01456832

f'(xA1) = 2.61179688

xA1 new = 0.66261427


xA1 old = 0.66261427 0.95004236 0.87301393 0.12227607 0.12241496 -0.00013889

xA1 + ε = 0.66261527 0.95004221 0.87301312 0.12227671 0.12241304 -0.00013633

xA1 - ε = 0.66261327 0.95004252 0.87301474 0.12227543 0.12241688 -0.00014145

f'(xA1) = 2.56228008

xA1 new = 0.66266848


xA1 old = 0.66266848 0.95003388 0.87296995 0.12231068 0.12231069 -0.00000001

xA1 + ε = 0.662669475 0.95003373 0.87296914 0.12231132 0.12230877 0.00000255

xA1 - ε = 0.662667475 0.95003404 0.87297076 0.12231004 0.12231262 -0.00000257

f'(xA1) = 2.56180748

xA1 new = 0.66266848


xA1 old = 0.66266848 0.95003388 0.87296994 0.12231068 0.12231068 0.00000000

xA1 + ε = 0.66266948 0.95003373 0.87296913 0.12231132 0.12230876 0.00000256

xA1 - ε = 0.66266748 0.95003404 0.87297076 0.12231004 0.12231261 -0.00000256

f'(xA1) = 2.56180744

xA1 new = 0.66266848

Maka diperoleh xA1 = 0,6627

xA2 = 0,8730

xA3 = 0,9500

θ = 0,1223 jam


= 65,9314 m3/jam x 0,1223 jam

= 8,0641 m3



= 1,2 x 8, 0641 m3

= 9,6769 m3 = 2.556,3577 gal


Diketahui :


CBo = 4,7508 kgmol/m3 XA5 = 0,98

k = 5,0559 m3/ kmol.jam 1 m3 = 264,17 gal



FV.CA0 – FV.CA1 – (-rA1).V1 = 0


𝑉1

𝐹𝑉 =


(−𝑟𝐴1)





θ1 = 𝑋𝐴1



Fv

CAo

Fv

CA1 R1

Fv

CA2 R2

Fv

CA3 R3 R4 Fv

A4C

R5 Fv

A5C


FV.CA1 – FV.CA2 – (-rA2).V2 = 0


𝑉2

𝐹𝑉 =


(−𝑟𝐴2)



θ2 = (𝑋𝐴2−𝑋𝐴1)




FV.CA2 – FV.CA3 – (-rA3).V3 = 0


𝑉3

𝐹𝑉 =


(−𝑟𝐴3)



θ3 = (𝑋𝐴3−𝑋𝐴2)




FV.CA3 – FV.CA4 – (-rA4).V4 = 0


𝑉4

𝐹𝑉 =


(−𝑟𝐴4)



θ4 = (𝑋𝐴4−𝑋𝐴3)




FV.CA4 – FV.CA5 – (-rA5).V5 = 0


𝑉5

𝐹𝑉 =


(−𝑟𝐴5)



θ5 = (𝑋𝐴5−𝑋𝐴4)



(V1 = V2 = V3 = V4 = V5 = V),

Dengan θ1 = θ2 = θ3 = θ4 = θ5

Untuk : θ1 = θ5 𝑋𝐴4 = 𝑋𝐴5 − 𝑋𝐴1 (1−XA5)(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜.𝑋𝐴5)

(1−XA1)(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜.𝑋𝐴1) ... (13)

Untuk : θ4 = θ5 𝑋𝐴3 = 𝑋𝐴4 − (1−XA4)(𝑋𝐴5−𝑋𝐴4)(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜.𝑋𝐴4)

(1−XA5)(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜.𝑋𝐴5) ... (14)

Untuk θ3 = θ4 𝑋𝐴2 = 𝑋𝐴3 − (1−XA3)(𝑋𝐴4−𝑋𝐴3)(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜.𝑋𝐴3)

(1−XA4)(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜.𝑋𝐴4) .... (15)


Untuk xA4 dihitung berdasarkan persamaan (13), sedangkan xA3 dihitung

berdasarkan persamaan (14), dan xA2 dihitung berdasarkan persamaan (15).

xA1 xA4 xA3 xA2 θ1 θ2 f(xA1)

xA1 old = 0.98 0.0000 -96.0784 -457491.8757 4.0000 0.0000 4.0000

xA1 + ε = 0.9801 -0.0051 -97.3289 -471744.0553 4.0209 0.0000 4.0209

xA1 - ε = 0.9799 0.0051 -94.8505 -443743.2123 3.9793 0.0000 3.9793

f'(xA1) = 208.0083

xA1 new = 0.9608


xA1 old = 0.96077 0.4992 -17.2108 -8261.6838 1.9622 0.0000 1.9623

xA1 + ε = 0.96087 0.4979 -17.3236 -8384.6264 1.9677 0.0000 1.9677

xA1 - ε = 0.96067 0.5006 -17.0989 -8140.8796 1.9569 0.0000 1.9569

f'(xA1) = 53.9484

xA1 new = 0.9244


xA1 old = 0.924397 0.7481 -2.8367 -213.7844 0.9465 -0.0004 0.9469

xA1 + ε = 0.924497 0.7477 -2.8486 -215.2932 0.9480 -0.0004 0.9484

xA1 - ε = 0.924297 0.7485 -2.8249 -212.2885 0.9451 -0.0004 0.9455

f'(xA1) = 14.3968

xA1 new = 0.8586


xA1 old = 0.858625 0.8714 0.0995 -9.0073 0.4431 -0.0075 0.4505

xA1 + ε = 0.858725 0.8714 0.0980 -9.0390 0.4435 -0.0074 0.4509

xA1 - ε = 0.858525 0.8715 0.1009 -8.9758 0.4427 -0.0075 0.4501

f'(xA1) = 3.8283

xA1 new = 0.7409


xA1 old = 0.740942 0.9337 0.7730 0.1401 0.1891 -0.0313 0.2204

xA1 + ε = 0.741042 0.9336 0.7728 0.1389 0.1893 -0.0313 0.2205

xA1 - ε = 0.740842 0.9337 0.7732 0.1413 0.1890 -0.0313 0.2203

f'(xA1) = 1.1738

xA1 new = 0.5532


xA1 old = 0.553156 0.9625 0.9293 0.8645 0.0712 0.1686 -0.0973

xA1 + ε = 0.553256 0.9625 0.9293 0.8644 0.0713 0.1683 -0.0970

xA1 - ε = 0.553056 0.9626 0.9293 0.8646 0.0712 0.1688 -0.0976

f'(xA1) = 2.6809

xA1 new = 0.5895


xA1 old = 0.589455 0.9592 0.9160 0.8234 0.0848 0.0938 -0.0090

xA1 + ε = 0.589555 0.9592 0.9160 0.8233 0.0848 0.0936 -0.0088

xA1 - ε = 0.589355 0.9592 0.9161 0.8236 0.0847 0.0939 -0.0092

f'(xA1) = 2.1952

xA1 new = 0.5936


xA1 old = 0.5936 0.9588 0.9143 0.8177 0.0865 0.0866 -0.0001

xA1 + ε = 0.593661134 0.9588 0.9143 0.8175 0.0865 0.0864 0.0001

xA1 - ε = 0.593461134 0.9588 0.9143 0.8178 0.0864 0.0867 -0.0003

f'(xA1) = 2.1445

xA1 new = 0.5936


xA1 old = 0.5936 0.9588 0.9143 0.8176 0.0865 0.0865 0.0000

xA1 + ε = 0.593709754 0.9588 0.9142 0.8175 0.0865 0.0863 0.0002

xA1 - ε = 0.593509754 0.9588 0.9143 0.8177 0.0864 0.0867 -0.0002

f'(xA1) = 2.1439

xA1 new = 0.5936

Maka diperoleh xA1 = 0,5936

xA2 = 0,8176

xA3 = 0,9143

xA4 = 0,9588

θ = 0,0865 jam


= 65,9314 m3/jam x 0,0865 jam

= 5,7018 m3



= 1,2 x 5,7018 m3

= 6,8421 m3 = 1.807,4789 gal

C. Estimasi harga reaktor

Harga alat diperkirakan dengan persamaan Aries & Newton pada hal. 15

Eb = Ea x (Cb

Ca)0,6

dimana, Eb = harga reaktor b

Ea = harga reaktor a

Ca = kapasitas reaktor a

Cb = kapasitas reaktor b

Berdasarkan buku Peters Timmerhaus diperoleh standar berikut :

Ea = $ 55.000

Ca = 1000 gallon

Tabel 3. Data Tahun dan Indeks Harga (Peters dan Timmerhauss, 2002)

Tahun Indeks Harga

1987 324

1988 343

1989 355

1990 357.6

1991 361.3

1992 358.2

1993 359.2

1994 368.1

1995 381.1

1996 381.7

1997 386.5

1998 389.5

1999 390.6

2000 394.1

2001 394.3

2002 390.4

Gambar 1. Grafik Hubungan Tahun vs Cost Index

Berdasarkan perkiraan indeks harga alat menurut dari Tabel 6-2 (Petrs dan

Timmerhauss, 2002) diperoleh persamaan garis regresi linier pada grafik yaitu y

=4,1315x – 7869,3 dengan nilai x sebagai fungsi tahun, sehingga diperoleh

Dengan y = Index harga

x = Tahun

y = 4.1315x - 7869.3

R² = 0.897

300

320

340

360

380

400

420

440

1985 1990 1995 2000 2005

Cost

Index

Tahun

Cost

Linear (Cost)

Index harga tahun 2002 = 4,1315(2002) – 7869,3 = 390,4000

Index harga tahun 2023 = 4,1315(2023) – 7869,3 = 488,7245

1. Apabila digunakan 1 reaktor :

Volume tanki = 69.668,4224 gallon

Harga alat pada tahun 2002 : Eb = $ 45000 x (69.668,4224

1000)0,6

= $ 574.161,5421

Harga alat pada tahun 2023 = $ 574.161,5421x 488,7245

390,4000

= $ 718.767,4502




1000)0,6

= $ 177.175,5840

Harga alat pada tahun 2023 = $ 177.175,5840 x 488,7245

390,4000

= $ 221.798,2805

Jika digunakan 2 tanki = 2 x $ 221.798,2805 = $ 443.596,5609




1000)0,6

= $ 106.600,3824


390,4000

= $ 133.448,3059





1000)0,6

= $ 79.028,8183

Harga alat pada tahun 2023 = $ 79.028,8183x 488,7245

390,4000

= $ 98.932,6837

Jika digunakan 4 tanki = 4 x $ 98.932,6837 = $ 395730.735




1000)0,6

= $ 64.188,3859


390,4000

= $ 80.354,6025


6. Penentuan Jumlah Reaktor yang digunakan

Tabel 4. Harga Reaktor berdasarkan jumlah reaktor

Kapasitas

(gallon) Harga

reaktor2002 ($)

Harga reaktor

2023 ($)

Jumlah

reactor Harga total ($)

69,668.4224 574,161.5421 718,767.4502 1 718,767.4502

9,817.1539 177,175.5840 221,798.2805 2 443,596.5609

4,209.6283 106,600.3824 133,448.3059 3 400,344.9176

2,556.3577 79,028.8183 98,932.6837 4 395,730.7350

1807.478897 64188.38591 80354.60248 5 401,773.0124

Gambar 2. Grafik Hubungan Jumlah Reaktor vs Harga Reaktor

Dari hasil perhitungan optimasi reaktor pada Tabel dan grafik di atas, didapatkan

hasil, smakin banyak reaktor yang digunakan maka semakin rendah harga reactor.

Namun pada perhitungan 5 reaktor harganya melonjak naik daripada menggunakan

4 reaktor (4 reaktor : $ 395.730,7350, 5 reaktor : $ 401.773,0124). Dengan data

diatas maka dipilih menggunakan 4 reaktor dengan pertimbangan ekonomi (lebih

murah). Sehingga data yang digunakan pada Reaktor Alir Tangki Berpengaduk

(RATB) seri dengan waktu tinggal reaktor, θ = 0,1223 jam dimana untuk konversi

masing-masing reaktor adalah: XA1 = 0,6627, XA2 = 0,8730 dan XA3 = 0,95.

D. Neraca Massa pada Reaktor

Reaksi yang terjadi:

C3H5(COOR)3 + 3 CH3OH → 3 CH3COOR + C3H8O3

Reaksi samping yang terjadi:

RCOOH + NaOH → NaCOOH + H2O

Dari optimasi reaktor didapatkan :

XA1 = 0,6627

0.0000

100,000.0000

200,000.0000

300,000.0000

400,000.0000

500,000.0000

600,000.0000

700,000.0000

800,000.0000

0 1 2 3 4 5 6

XA2 = 0,8730

XA3 = 0,9500

XA4 = 0,9800

θ = 0,1223 jam

VR = 9,8081 m3 = 2590,9929 gal

1. Neraca Massa Pada Reaktor-01

Tabel 5. Komposisi Bahan Masuk Reakto-01

Komponen Bahan Masuk

kg/jam kgmol/jam

C3H5(COOR)3 44.269,7170 52,2049

RCOOH 110,9517 0.4109

CH3OH 10.023,3321 313,2291

NaOH 442,6972 11,0674

H2O 599,0379 33,2799

Total 55.445,7359 410,1922

Jika konversi reaktor pertama XA1 = 0,6626 maka:

Bahan Bereaksi dan Terbentuk

Reaksi 1

C3H5(COOR)3 bereaksi = XA1 × C3H5(COOR)3 masuk

= 0,6626 × 52,2049 kgmol/jam

= 34,5945 kgmol/jam

CH3OH bereaksi = 3 × C3H5(COOR)3 bereaksi

= 3 × 34,5945 kgmol/jam


CH3COOR terbentuk = 3 × C3H5(COOR)3 bereaksi

= 3 × 34,5945 kgmol/jam


C3H8O3 terbentuk = C3H5(COOR)3 bereaksi

= 34,5945 kgmol/jam

Reaksi 2

RCOOH bereaksi = RCOOH bereaksi

= 0.4109 kgmol/jam

NaOH = RCOOH bereaksi

= 0.4109 kgmol/jam

NaCOOH terbentuk = RCOOH bereaksi

= 0.4109 kgmol/jam

H2O terbentuk = RCOOH bereaksi

= 0.4109 kgmol/jam

Bahan Keluar Reaktor

C3H5(COOR)3 = C3H5(COOR)3 masuk - C3H5(COOR)3 bereaksi

= 52,2049 kgmol/jam - 34,5945 kgmol/jam

= 17,6103 kgmol/jam

CH3OH = CH3OH masuk - CH3OH bereaksi

= 313,2291 kgmol/jam – 103,7835 kgmol/jam


RCOOH = RCOOH masuk – RCOOH bereaksi

= 0.4109 kgmol/jam - 0.4109 kgmol/jam

= 0 kgmol/jam

NaOH = NaOH masuk – NaOH bereaksi

= 11.0674 kgmol/jam - 0.4109 kgmol/jam

= 10,6565 kgmol/jam

CH3COOR = CH3COOR terbentuk

= 103,78351 kgmol/jam

C3H8O3 = C3H8O3 terbentuk

= 34,5945 kgmol/jam

NaCOOH = NaCOOH terbentuk

= 0.4109 kgmol/jam

H2O = H2O masuk + H2O terbentuk

= 33,2799 kgmol/jam + 0.4109 kgmol/jam

= 33,6908 kgmol/jam

Tabel 6. Neraca Massa Reaktor-01




kg/jam kgmol/jam

C3H5(COOR)3 14.933,5709 17,6103

CH3OH 6.702,2590 212,342

RCOOH - 0

NaOH 426,2599 10,6565

CH3COOR 29.474,5241 103,7835

C3H8O3 3.182,6951 35,5945

NaCOOH 119,9922 0,4109

H2O 606,4347 33,6908

Total 55.445,7359 410,1922

Jika konversi reaktor dua XA2 = 0,8730 maka:


Komponen Masuk Keluar

(kg/jam) (kg/jam)

C3H5(COOR)3 44.269,7170 14.933,5709

CH3OH 10.023,3321 6.702,2590

RCOOH 110,9517 -

NaOH 442,6972 426,2599

CH3COOR - 29.474,5241

C3H8O3 - 3.182,6951

NaCOOH - 119,9922

H2O 599,0379 606,4347

Total 55.445,7359 55.445,7359

C3H5(COOR)3 bereaksi = (XA1 – XA2) × C3H5(COOR)3 masuk

= 0,2103 × 52,9240 kgmol/jam

= 10,9788 kgmol/jam


= 3 × 10,9788 kgmol/jam

= 32,9363 kgmol/jam


= 3 × 10,9788 kgmol/jam

= 32,9363 kgmol/jam


= 10,9788 kgmol/jam




= 6,7233 kgmol/jam



= 176,50932 kgmol/jam

NaOH = NaOH masuk

= 10,6565 kgmol/jam

CH3COOR = CH3COOR masuk + CH3COOR terbentuk

= 103,7835 kgmol/jam + 32,9363 kgmol/jam


C3H8O3 = C3H8O3 masuk + C3H8O3 terbentuk


= 45,5732 kgmol/jam

NaCOOH = NaCOOH masuk

= 0.4109 kgmol/jam

H2O = H2O masuk

= 33,6908 kgmol/jam



(kg/jam) (kg/jam)

C3H5(COOR)3 14.933,5709 5.623,5846 CH3OH 6.702,2590 5.648,2983 NaOH 426,2599 426,2599

CH3COOR 29.474,5241 38.828,4254 C3H8O3 3.182,6951 4.192,7408 NaCOOH 119,9922 119,9922

H2O 606,4347 606,4347

Total 55.445,7359 55.445,7359




kg/jam kgmol/jam

C3H5(COOR)3 5.623,5846 6,6316

CH3OH 5.648,2983 176,5093

RCOOH 0 0

NaOH 426,2599 10,6565

CH3COOR 38.828,4254 136,7198

C3H8O3 4.192,7408 45,5733

NaCOOH 119,9922 0,4109

H2O 606,4347 33,6908

Total 55.445,7359 410,1922

Jika konversi reaktor tiga XA3 = 0,95 maka:



= 0,0770 × 52,2-49 kgmol/jam

= 4,0231 kgmol/jam


= 3 × 4,0231 kgmol/jam

= 12,0693 kgmol/jam


= 3 × 4,0231 kgmol/jam

= 12,0693 kgmol/jam


= 4,0231 kgmol/jam




= 2,6084 kgmol/jam




NaOH = NaOH masuk

= 10,6564 kgmol/jam






= 51,1608 kgmol/jam


= 0.4109 kgmol/jam

H2O = H2O masuk

= 33,6908 kgmol/jam



(kg/jam) (kg/jam)

C3H5(COOR)3 5.623,5846 2.211,9859

CH3OH 5.648,2983 5.262,0796

NaOH 426,2599 426,2599

CH3COOR 38.828,4254 42.256,1166

C3H8O3 4.192,7408 4.562,8671

NaCOOH 119,9922 119,9922

H2O 606,4347 606,4347

Total 55.445,7359 55.445,7359




kg/jam kgmol/jam

C3H5(COOR)3 2.211,9859 2,6085

CH3OH 5.262,0796 164,4400

RCOOH 0 0

NaOH 426,2599 10,6565

CH3COOR 42.256,1166 148,7891

C3H8O3 4.562,8671 49,5964

NaCOOH 119,9922 0,4109

H2O 606,4347 33,6908

Total 55.445,7359 410,1922

Jika konversi reaktor empat XA4 = 0,98 maka:



= 0,0299 × 52,2049 kgmol/jam

= 1,5643 kgmol/jam


= 3 × 1,5643 kgmol/jam

= 4,6931 kgmol/jam


= 3 × 1,5643 kgmol/jam

= 4,6931 kgmol/jam


= 1,5643 kgmol/jam




= 1,0441 kgmol/jam




NaOH = NaOH masuk

= 10,6565 kgmol/jam






= 51,1608 kgmol/jam


= 0.4109 kgmol/jam

H2O = H2O masuk

= 33,6908 kgmol/jam


D. Perhitungan neraca panas

Data kapasitas panas bahan (Yaws, 1999)

Komponen A B C D

C3H5(COOR)3 278,686 2,5434 -5,4355E-03 4,9240E-06

RCOOH 86,29 3,5237 -7,3217E-03 6,1001E-06

CH3OH 40,152 0,3105 -1,0291E-03 1,4598E-06

NaOH 87,639 -4,8368E-04 -4,5423E-06 1,1863E-09

H2O 92,053 -3,9953E-02 -2,1103E-04 5,3469E-07

CH3COOR 270,763 2,3436 -5,4898E-03 5,4072E-06

C3H8O3 90,105 0,8601 -1,9745E-03 1,8068E-06

NaCOOH 0,5293

Dengan Cp = A + BT + CT2 + DT3 + ET4

Dimana Cp dalam J/gmol.K dan T dalam K.

Data panas pembentukan bahan, ΔHfo pada suhu 25oC (Yaws, 1999, Lange’s,

1975 dan Perry,1999) :

Komponen ∆Hf (kJoule/mol)

C3H5(COOR)3 -910,900

RCOOH -730,297

CH3OH -239,100

NaOH -425,600

H2O -242,185

CH3COOR -401,110

C3H8O3 -584,865

NaCOOH -158,312


(kg/jam) (kg/jam)

C3H5(COOR)3 2.211,9859 885,3943

CH3OH 5.262,0796 5.111,8994

NaOH 426,2599 426,2599

CH3COOR 42.256,1166 43.588,9656

C3H8O3 4.562,8671 4.706,7897

NaCOOH 119,9922 119,9922

H2O 606,4347 606,4347

Total 55.445,7359 55.445,7359

Persamaan neraca panas pada reaktor :

Rate of input – rate of output + rate of generation = rate of accumulation

Pada keadaan steady, tidak ada akumulasi, sehingga persamaan diatas dapat

dituliskan menjadi :

Qin – Qout + QR + Q = 0

Dimana :

Qin = panas yang dimiliki umpan masuk reaktor

Qout = panas yang dimiliki oleh produk keluar reaktor

QR = panas reaksi

Q = panas yang ditransfer ke lingkungan

1. Perhitungan neraca panas pada R-01

Dari penentuan jumlah reaktor diperoleh konversi reaktor (R-01) = 66,26%

Hasil perhitungan neraca massa di R-01 sebagai berikut:

Tabel 13. Tabel Neraca Massa R-01


C3H5(COOR)3 44.269,7170 14.933,5709

CH3OH 10.023,3321 6.702,2590

RCOOH 110,9517 -

NaOH 442,6972 426,2599

CH3COOR - 29.474,5241

C3H8O3 - 3.182,6951

NaCOOH - 119,9922

H2O 599,0379 606,4347

Total

55.445,7359 55.445,7359

Menghitung panas masuk (Q.in)

a. C3H5(COOR)3

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K

Massa masuk = 44.269,7170 kg/jam × kmol 848

kg 1

= 52,2049 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 52.204.8549 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 52.204.8549 mol/jam ×

2

2,5434)298343(686,278

= (3432 – 2982) + 3

10.435,5 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.924,4 446

= 1.638.576.631,0520 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 391.636,2006 kcal/jam

b. RCOOH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K

Massa masuk = 110,9517 kg/jam × kmol 270

kg 1


mol 1000

= 410.9321 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 410.9321mol/jam ×

2

3,5237)298343(29,86

= (3432 – 2982) + 3

10.321,7 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.1001,6 446

= 12.281.050,7321 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 2.935,2939 kcal/jam

c. CH3OH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1

= 313,2291 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 313.229,1294 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 313.229,1294 mol/jam ×

2

0,3105)298343(152,40

= (3432 – 2982) + 3

10.0291,1 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.4598,1 446

= 1.156.767.194,7788 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 276,478,9272 kcal/jam

d. NaOH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 11.067,492 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 11.067,492 mol/jam ×

2

104,836.-)298343(639,87

4

= (3432 – 2982) + 3

10.5423,4 6(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.1863,1 449

= 43.356.813,3935 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 10,362.7120 kcal/jam

e. H2O

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 33.279,8854 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 33.279,8854 mol/jam ×

2

103,995.-)298343(053,92

2

= (3432 – 2982) + 3

10.1103,2 4(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.3469,5 447

= 112.656.769,3331 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 26.926,0944 kcal/jam

Maka, jumlah panas masuk total (Q.in total)

Q.in total = Q.in C3H5(COOR)3 + Q.in RCOOH + Q.in CH3OH + Q.in NaOH

+ Q.in H2O

= (391.636,2006 + 2.935,2939 + 276,478,9272 + 10,362.7120 +

26.926,0944) kcal/jam

= 708.339,2282kcal/jam

Menghitung panas reaksi (Qr)

ΔHr = (Σ δi Δhfi) produk – (Σ δi Δhfi) reaktan

= (3Hf CH3COOR + Hf C3H8O3 ) (Hf C3H5(COOR)3 + 3Hf CH3OH )

= (3(-401,110) + (-584,865)) – ((-910,900) +3(-239,100))

= -159,9954 kJ/mol × kmol 1

mol 1000

kJ 1

kcal 0,23901

= -38.240,5123 kcal/kmol

C3H5(COOR)3 bereaksi (m) = 35,0730 kmol/jam, Maka;

Qr = m × (– ΔHr)

= 34,5945 kmol/jam × (– (–38.240,5123 kcal/kmol))

= 1.322.911,8566 kcal/jam


= (Hf NaCOOR + Hf H2o ) (Hf RCOOR + Hf NaOH )

= ((-158,312) + (-242,185)) – ((-730,297) +(-425,600))

= 755,4002 kJ/mol × kmol 1

mol 1000

kJ 1

kcal 0,23901

= 180.548,1937 kcal/kmol

RCOOH bereaksi (m) = 0,4166 kgmol/jam

Qr = m × (– ΔHr)

= 0,4109 kmol/jam × (– (180.548,1937 kcal/kmol))

= -74.193,0514 kcal/jam

Qr total = 1.322.911,8566 kcal/jam + (-74.193,0514 kcal/jam)

= 1.248.718,8051 kcal/jam

Menghitung panas keluar (Q.out)

a. C3H5(COOR)3

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K

Massa keluar = 14.933,5709 kg/jam × kmol 848

kg 1


mol 1000

= 17.610,3430 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 17.610,3430 mol/jam ×

2

2,5434)298343(686,278

= (3432 – 2982) + 3

10.435,5 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.924,4 446

= 552.743.545,4011 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 132.111,2348 kcal/jam

b. RCOOH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K

Massa keluar = 0 kg/jam × kmol 270

kg 1

= 0 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 0 mol/jam ×

2

3,5237)298343(29,86

= (3432 – 2982) + 3

10.321,7 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.1001,6 446

= 0 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 0 kcal/jam

c. CH3OH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1

= 209,4456 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 209.445,5938 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 209.445,5938 mol/jam ×

2

0,3105)298343(152,40

= (3432 – 2982) + 3

10.0291,1 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.4598,1 446

= 773.490.615,3734 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 184.871,9920 kcal/jam

d. NaOH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K

Massa keluar = 426,2599 kg/jam × kmol 40

kg 1


mol 1000

= 10.656,4971 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 10.656,4971 mol/jam ×

2

104,836.-)298343(639,87

4

= (3432 – 2982) + 3

10.5423,4 6(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.1863,1 449

= 41.746.980,9089 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 9.977,9459 kcal/jam

e. H2O

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 33.690,8175 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 33.690,8175 mol/jam ×

2

103,995.-)298343(053,92

2

= (3432 – 2982) + 3

10.1103,2 4(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.3469,5 447

= 114.047.828,3498 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 27.258,5715 kcal/jam

f. CH3COOR

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1

= 103,7835 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 103.783,5356 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 103.783,5356 mol/jam ×

2

3436,2)298343(763,270

= (3432 – 2982) + 3

10.4898,5 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.4072,5 446

= 2.970.000.260,4936 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 709.859,7623 kcal/jam

g. C3H8O3

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 34.594,5119 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 34.594,5119 mol/jam ×

2

8601,0)298343(105,90

= (3432 – 2982) + 3

10.9745,1 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.8068,1 446

= 346.189.874,2756 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 82.742,8419 kcal/jam

h. NaCOOH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 410,9321 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 410,9321 mol/jam × )298343(5293,0

= 9.787,7866 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 2,3394 kcal/jam

Maka, jumlah panas keluar total (Q.out total)

Q.out total = Q.out C3H5(COOR)3 + Q.out RCOOH + Q.out CH3OH +

Q.out NaOH + Q.out H2O + Q.out CH3COOR + Q.out

C3H8O3 + Q.out NaCOOH

= (132.111,2348 + 0 + 184.871,9920 + 9.977,9459 +

27.258,5715 + 709.859,7623 + 82.742,8419 + 2,3394)

kcal/jam=

= 1.146.824,6876 kcal/jam

Neraca panas di R-01

Q.in – Q.out + Qr + Q = 0

Q = Q.out – Qr – Q.in

= (1.146.824,6876 – 1.248.718,8051 – 708.339,2282) kcal/jam

= -810.233,3456 kcal/jam

Q bernilai negatif menunjukkan panas yang dilepas dari reaktor (sistem).

Q pendingin = |Q| – Qloss

= (810.233,3456 – 2.553,7134) kcal/jam

= 807.679,6323 kcal/jam

Tabel 14. Neraca Panas Reaktor 1


(kkal/jam) (kkal/jam)

C3H5(COOR)3 391.636,2006 132.111,2348

CH3OH 276.478,9272 184.871,9920

RCOOH 2.935,2939 -

NaOH 10.362,7120 9.977,9459

CH3COOR 709.859,7623

C3H8O3 82.742,8419

NaCOOH 2,3394

H2O 26.926,0944 27.258,5715

Panas Reaksi (Q.r) 1.248.718,8051



Total 1.957.058,0333 1.957.058,0333


Berdasarkan hasil perhitungan konversi di reaktor, diperoleh konversi

pertama (R-01) sebesar 66,26% dan keluar reaktor kedua (R-02) sebesar

87,29%.


Tabel 15. Neraca Massa Reaktor 2


(kg/jam) (kg/jam)

C3H5(COOR)3 14.933,5709 5.623,5846

CH3OH 6.702,2590 5.648,2983

NaOH 426,2599 426,2599

CH3COOR 29.474,5241 38.828,4254

C3H8O3 3.182,6951 4.192,7408

NaCOOH 119,9922 119,9922

H2O 606,4347 606,4347

Total 55.445,7359 55.445,7359


a. C3H5(COOR)3

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 17.610,3430 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 17.610,3430 mol/jam ×

2

2,5434)298343(686,278

= (3432 – 2982) + 3

10.435,5 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.924,4 446

= 552,743,545.4011 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 132,111.2348 kcal/jam

b. CH3OH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K

Massa masuk = 6,702.2590 kg/jam × kmol 32

kg 1

= 209.4456 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 209,445.5938 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 209,445.5938 mol/jam ×

2

0,3105)298343(152,40

= (3432 – 2982) + 3

10.0291,1 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.4598,1 446

= 773,490,615.3734 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 184,871.9920 kcal/jam

c. NaOH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K

Massa masuk = 426.2599 kg/jam × kmol 40

kg 1

= 10.6565 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 10,656.4971 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 10,656.4971 mol/jam ×

2

104,836.-)298343(639,87

4

= (3432 – 2982) + 3

10.5423,4 6(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.1863,1 449

= 41,746,980.9089 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 9,977.9459 kcal/jam

d. H2O

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 33,690.8175 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 33,690.8175 mol/jam ×

2

103,995.-)298343(053,92

2

= (3432 – 2982) + 3

10.1103,2 4(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.3469,5 447

= 114,047,828.3498 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 27,258.5715 kcal/jam

e. CH3COOR

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1

= 103.7835 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 103,783.5356 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 103,783.5356 mol/jam ×

2

3436,2)298343(763,270

= (3432 – 2982) + 3

10.4898,5 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.4072,5 446

= 2,970,000,260.4936 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 709,859.7623 kcal/jam

f. C3H8O3

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K

Massa keluar = 3,182.6951 kg/jam × kmol 18

kg 1


mol 1000

= 34,594.5119 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 34,594.5119 mol/jam ×

2

8601,0)298343(105,90

= (3432 – 2982) + 3

10.9745,1 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.8068,1 446

= 346,189,874.2756 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 82,742.8419 kcal/jam

g. NaCOOH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K

Massa keluar = 119.9922 kg/jam × kmol 292

kg 1


mol 1000

= 410.9321 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 410.9321mol/jam × )298343(5293,0

= 9,787.7866 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 2.3394 kcal/jam


Q.in total = Q.in C3H5(COOR)3 + Q.in CH3OH + Q.in NaOH + Q.in H2O +

Q.in C3H8O3 + Q.in NaCOOH

= (132,111.2348+ 184,871.9920 + 9,977.9459+ 27,258.5715+

709,859.7623+ 82,742.8419 + 2.3394) kcal/jam

= 1,146,824.6876 kcal/jam




= (3(-401,110) + (-584,865)) – ((-910,900) +3(-239,100))

= -159,9954 kJ/mol × kmol 1

mol 1000

kJ 1

kcal 0,23901

= -38.240,5123 kcal/kmol

CH3H5(COOR)3 bereaksi (m) = 11,1306 kmol/jam

Maka,

Qr = m × (– ΔHr)

= 10.9788 kmol/jam × (– (–38.240,5123 kcal/kmol))

= 419833.3085kcal/jam


a. C3H5(COOR)3

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 6,631.5856 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 6,631.5856 mol/jam ×

2

2,5434)298343(686,278

= (3432 – 2982) + 3

10.435,5 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.924,4 446

= 208,148,480.6715 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 49,749.5684 kcal/jam

b. CH3OH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1

= 176.5093 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 176,509.3216 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 176,509.3216 mol/jam ×

2

0,3105)298343(152,40

= (3432 – 2982) + 3

10.0291,1 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.4598,1 446

= 651,855,697.9677 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 155,800.0304 kcal/jam

c. NaOH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 10,656.4971 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 10,656.4971 mol/jam ×

2

104,836.-)298343(639,87

4

= (3432 – 2982) + 3

10.5423,4 6(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.1863,1 449

= 41,746,980.9089 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 9,977.9459 kcal/jam

d. H2O

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 33,690.8175 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 33,690.8175 mol/jam ×

2

103,995.-)298343(053,92

2

= (3432 – 2982) + 3

10.1103,2 4(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.3469,5 447

= 114,047,828.3498 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 27,258.5715 kcal/jam

e. CH3COOR

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1

= 136.7198 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 136,719.8078 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 136,719.8078 mol/jam ×

2

3436,2)298343(763,270

= (3432 – 2982) + 3

10.4898,5 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.4072,5 446

= 3,912,546,076.7303 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 935,137.6378 kcal/jam

f. C3H8O3

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 45,573.2693 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 45,573.2693 mol/jam ×

2

8601,0)298343(105,90

= (3432 – 2982) + 3

10.9745,1 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.8068,1 446

= 456,055,123.0981 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 109,001.7350 kcal/jam

g. NaCOOH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 410.9321 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 410.9321 mol/jam × )298343(5293,0

= 9,787.7866 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 2.3394 kcal/jam


Q.out total = Q.out C3H5(COOR)3 + Q.out RCOOH + Q.out CH3OH +

Q.out NaOH + Q.out H2O + Q.out CH3COOR + Q.out

C3H8O3 + Q.out NaCOOH

= (49,749.5684+ 0 + 155,800.0304+ 9,977.9459+

27,258.5715+ 935,137.6378+ 109,001.7350 + 2.3394)

kcal/jam=

= 1,286,927.8282 kcal/jam




= (1,286,927.8282– 419833.3085 – 1,146,824.6876) kcal/jam

= -279,730.1679 kcal/jam



= (279,730.1679 – 2,553.7134) kcal/jam

= 277,176.4545 kcal/jam




C3H5(COOR)3 132,111.2348 49,749.5684

CH3OH 184,871.9920 155,800.0304

NaOH 9,977.9459 9,977.9459

CH3COOR 709,859.7623 935,137.6378

C3H8O3 82,742.8419 109,001.7350

NaCOOH 2.3394 2.3394

H2O 27,258.5715 27,258.5715

Panas Reaksi (Q.r) 419,833.3085


Q Pendingin 277,176.4545

Total 1,566,657.9961 1,566,657.9961



reaktor pertama (R-01) sebesar 66,26% ,reaktor kedua (R-02) sebesar

87,29% dan reaktor ketiga (R-03) sebesar 95%




(kg/jam) (kg/jam)

C3H5(COOR)3 5,623.5846 2,211.9859

CH3OH 5,648.2983 5,262.0796

NaOH 426.2599 426.2599

CH3COOR 38,828.4254 42,256.1166

C3H8O3 4,192.7408 4,562.8671

NaCOOH 119.9922 119.9922

H2O 606.4347 606.4347

Total 55,445.7359 55,445.7359


a. C3H5(COOR)3

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 6,631.5856 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 6,631.5856 mol/jam ×

2

2,5434)298343(686,278

= (3432 – 2982) + 3

10.435,5 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.924,4 446

= 208,148,480.6715 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 49,749.5684 kcal/jam

b. CH3OH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1

= 176.5093 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 176,509.3216 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 176,509.3216 mol/jam ×

2

0,3105)298343(152,40

= (3432 – 2982) + 3

10.0291,1 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.4598,1 446

= 651,855,697.9677 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 155,800.0304 kcal/jam

c. NaOH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 10,656.4971 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 10,656.4971 mol/jam ×

2

104,836.-)298343(639,87

4

= (3432 – 2982) + 3

10.5423,4 6(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.1863,1 449

= 41,746,980.9089 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 9,977.9459 kcal/jam

d. H2O

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 33,690.8175 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 33,690.8175 mol/jam ×

2

103,995.-)298343(053,92

2

= (3432 – 2982) + 3

10.1103,2 4(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.3469,5 447

= 114,047,828.3498 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 27,258.5715 kcal/jam

h. CH3COOR

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1

= 136.7198 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 136,719.8078 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 136,719.8078 mol/jam ×

2

3436,2)298343(763,270

= (3432 – 2982) + 3

10.4898,5 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.4072,5 446

= 3,912,546,076.7303 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 935,137.6378 kcal/jam

i. C3H8O3

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 45,573.2693 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 45,573.2693 mol/jam ×

2

8601,0)298343(105,90

= (3432 – 2982) + 3

10.9745,1 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.8068,1 446

= 456,055,123.0981 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 109,001.7350 kcal/jam

j. NaCOOH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 410.9321 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 410.9321mol/jam × )298343(5293,0

= 9,787.7866 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 2.3394 kcal/jam



Q.in CH3COOR + Q.in C3H8O3 + Q.in NaCOOH

= (49,749.5684+ 155,800.0304+ 9,977.9459+ 27,258.5715+

935,137.6378+ 109,001.7350 + 2.3394) kcal/jam

= 1,286,927.8282 kcal/jam




= (3(-401,110) + (-584,865)) – ((-910,900) +3(-239,100))

= -159,9954 kJ/mol × kmol 1

mol 1000

kJ 1

kcal 0,23901

= -38.240,5123 kcal/kmol

CH3H5(COOR)3 bereaksi (m) = 4.0231 kmol/jam

Maka,

Qr = m × (– ΔHr)


= 153845.8530 kcal/jam


a. C3H5(COOR)3

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 2,608.4739 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 2,608.4739 mol/jam ×

2

2,5434)298343(686,278

= (3432 – 2982) + 3

10.435,5 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.924,4 446

= 81,873,312.4072 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 19,568.5404 kcal/jam

b. CH3OH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1

= 164.4400 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 164,439.9864 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 164,439.9864 mol/jam ×

2

0,3105)298343(152,40

= (3432 – 2982) + 3

10.0291,1 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.4598,1 446

= 607,283,180.1510 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 145,146.7529 kcal/jam

c. NaOH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 10,656.4971 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 10,656.4971 mol/jam ×

2

104,836.-)298343(639,87

4

= (3432 – 2982) + 3

10.5423,4 6(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.1863,1 449

= 41,746,980.9089 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 9,977.9459 kcal/jam

d. H2O

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 33,690.8175 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 33,690.8175 mol/jam ×

2

103,995.-)298343(053,92

2

= (3432 – 2982) + 3

10.1103,2 4(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.3469,5 447

= 114,047,828.3498 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 27,258.5715kcal/jam

e. CH3COOR

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1

= 148.7891 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 148,789.1430 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 148,789.1430 mol/jam ×

2

3436,2)298343(763,270

= (3432 – 2982) + 3

10.4898,5 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.4072,5 446

= 4,257,937,359.7872 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 1,017,689.6084 kcal/jam

f. C3H8O3

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 49,596.3810 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 49,596.3810 mol/jam ×

2

8601,0)298343(105,90

= (3432 – 2982) + 3

10.9745,1 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.8068,1 446

= 496,314,703.6940 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 118,624.1773 kcal/jam

g. NaCOOH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 410.9321 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 410.9321 mol/jam × )298343(5293,0

= 9,787.7866 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 2.3394 kcal/jam


Q.out total = Q.out C3H5(COOR)3 + Q.out CH3OH + Q.out NaOH +

Q.out H2O + Q.out CH3COOR + Q.out C3H8O3 + Q.out

NaCOOH

= (19,568.5404+ 145,146.7529+ 9,977.9459+ 27,258.5715+

1,017,689.6084+ 118,624.1773+ 2.3394) kcal/jam=

= 1,338,267.9357 kcal/jam




= (1,338,267.9357– 153845.8530– 1,286,927.8282) kcal/jam

= -102,505.7455 kcal/jam



= (102,505.7455 – 2,553.7134) kcal/jam

= 99,952.0322 kcal/jam




C3H5(COOR)3 49,749.5684 19,568.5404

CH3OH 155,800.0304 145,146.7529

NaOH 9,977.9459 9,977.9459

CH3COOR 935,137.6378

1,017,689.6084

C3H8O3 109,001.7350 118,624.1773

NaCOOH 2.3394 2.3394

H2O 27,258.5715 27,258.5715




Total 1,440,773.6813 1,440,773.6813



reaktor pertama (R-01) sebesar 66,26% ,reaktor kedua (R-02) sebesar

87,29% ,reaktor ketiga (R-03) sebesar 95% dan reactor keempat (R-04) 98%




(kg/jam) (kg/jam)

C3H5(COOR)3 2,211.9859 885.3943

CH3OH 5,262.0796 5,111.8994

NaOH 426.2599 426.2599

CH3COOR 42,256.1166 43,588.9656

C3H8O3 4,562.8671 4,706.7897

NaCOOH 119.9922 119.9922

H2O 606.4347 606.4347

Total 55,445.7359 55,445.7359


a. C3H5(COOR)3

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 2,608.4739 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 2,608.4739 mol/jam ×

2

2,5434)298343(686,278

= (3432 – 2982) + 3

10.435,5 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.924,4 446

= 81,873,312.4072 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 19,568.5404 kcal/jam

b. CH3OH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1

= 164.4400 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 164,439.9864 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 164,439.9864 mol/jam ×

2

0,3105)298343(152,40

= (3432 – 2982) + 3

10.0291,1 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.4598,1 446

= 607,283,180.1510 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 145,146.7529 kcal/jam

c. NaOH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 10,656.4971 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 10,656.4971 mol/jam ×

2

104,836.-)298343(639,87

4

= (3432 – 2982) + 3

10.5423,4 6(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.1863,1 449

= 41,746,980.9089 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 9,977.9459 kcal/jam

d. H2O

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 33,690.8175 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 33,690.8175 mol/jam ×

2

103,995.-)298343(053,92

2

= (3432 – 2982) + 3

10.1103,2 4(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.3469,5 447

= 114,047,828.3498 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 27,258.5715 kcal/jam

e. CH3COOR

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1

= 148.7891 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 148,789.1430 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 148,789.1430 mol/jam ×

2

3436,2)298343(763,270

= (3432 – 2982) + 3

10.4898,5 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.4072,5 446

= 4,257,937,359.7872 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 1,017,689.6084 kcal/jam

f. C3H8O3

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 49,596.3810 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 49,596.3810 mol/jam ×

2

8601,0)298343(105,90

= (3432 – 2982) + 3

10.9745,1 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.8068,1 446

= 496,314,703.6940 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 118,624.1773 kcal/jam

g. NaCOOH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 410.9321 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 410.9321 mol/jam × )298343(5293,0

= 9,787.7866 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 2.3394 kcal/jam



Q.in CH3COOR + Q.in C3H8O3 + Q.in NaCOOH

= (19,568.5404+ 145,146.7529+ 9,977.9459+ 27,258.5715+

1,017,689.6084+ 118,624.1773 + 2.3394) kcal/jam

= 1,338,267.9357 kcal/jam




= (3(-401,110) + (-584,865)) – ((-910,900) +3(-239,100))

= -159,9954 kJ/mol × kmol 1

mol 1000

kJ 1

kcal 0,23901

= -38.240,5123 kcal/kmol

CH3H5(COOR)3 bereaksi (m) =1.5644 kmol/jam

Maka,

Qr = m × (– ΔHr)


= 59.822,5708 kcal/jam


a. C3H5(COOR)3

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 1,044.0971 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 1,044.0971 mol/jam ×

2

2,5434)298343(686,278

= (3432 – 2982) + 3

10.435,5 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.924,4 446

= 32,771,532.6210 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 7,832.7240 kcal/jam

b. CH3OH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1

= 159.7469 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 159,746.8560 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 159,746.8560 mol/jam ×

2

0,3105)298343(152,40

= (3432 – 2982) + 3

10.0291,1 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.4598,1 446

= 589,951,269.3372 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 141,004.2529 kcal/jam

c. NaOH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 10,656.4971 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 10,656.4971 mol/jam ×

2

104,836.-)298343(639,87

4

= (3432 – 2982) + 3

10.5423,4 6(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.1863,1 449

= 41,746,980.9089 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 9,977.9459 kcal/jam

d. H2O

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 33,690.8175 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 33,690.8175 mol/jam ×

2

103,995.-)298343(053,92

2

= (3432 – 2982) + 3

10.1103,2 4(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.3469,5 447

= 114,047,828.3498 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 27,258.5715 kcal/jam

e. CH3COOR

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1

= 153.4823 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 153,482.2734 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 153,482.2734 mol/jam ×

2

3436,2)298343(763,270

= (3432 – 2982) + 3

10.4898,5 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.4072,5 446

= 4,392,241,886.5905 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 1,049,789.7333 kcal/jam

f. C3H8O3

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 51,160.7578mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 51,160.7578 mol/jam ×

2

8601,0)298343(105,90

= (3432 – 2982) + 3

10.9745,1 3(3433 – 2983) +

=

)298343(4

10.8068,1 446

= 511,969,539.7784 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 122,365.8397 kcal/jam

g. NaCOOH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25°C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 410.9321 mol/jam

Q.out = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

= T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 410.9321 mol/jam × )298343(5293,0

= 9,787.7866 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 2.3394 kcal/jam


Q.out total = Q.out C3H5(COOR)3 + Q.out CH3OH + Q.out NaOH +

Q.out H2O + Q.out CH3COOR + Q.out C3H8O3 + Q.out

NaCOOH

= (7,832.7240+ 141,004.2529+ 9,977.9459+ 27,258.5715+

1,049,789.7333+ 122,365.8397+ 2.3394) kcal/jam=

= 1,358,231.4067 kcal/jam




= (1,358,231.4067– 59,822.5708– 1,338,267.9357) kcal/jam

= -39,859.0999 kcal/jam



= (37,305.3865– 2,553.7134) kcal/jam

= 37,305.3865 kcal/jam

Tabel 20. Neraca Panas Reaktor-04



C3H5(COOR)3 19,568.5404 7,832.7240

CH3OH 145,146.7529 141,004.2529

NaOH 9,977.9459 9,977.9459

CH3COOR 1,017,689.6084

1,049,789.7333

C3H8O3 118,624.1773 122,365.8397

NaCOOH 2.3394 2.3394

H2O 27,258.5715 27,258.5715


Panas Hilang

(Q.loss)

2,553.7134


Total 1,398,090.5065 1,398,090.5065

E. Menentukan Massa Pendingin

Pendingin yang digunakan adalah air yang masuk pada suhu 30oC dan keluar

pendingin pada suhu 50oC. Maka massa air yang digunakan sebagai pendingin

dapat dihitung dengan persamaan :

𝑚𝑎𝑖𝑟 = 𝑄𝑝𝑒𝑛𝑑𝑖𝑛𝑔𝑖𝑛

𝐶𝑝 ∆𝑇

Massa pendingin yang digunakan pada reaktor 1 :

𝑚𝑎𝑖𝑟 = 807,679.6323

kcal𝑗𝑎𝑚

1𝑘𝑐𝑎𝑙𝑘𝑔 𝐶

(50 − 30)𝐶

mair = 40,383.9816 kg/jam


𝑚𝑎𝑖𝑟 = 277,176.4545

kcal𝑗𝑎𝑚


(50 − 30)𝐶

mair = 13,858.8227 kg/jam


𝑚𝑎𝑖𝑟 = 99,952.0322

kcal𝑗𝑎𝑚


(50 − 30)𝐶

mair = 4,997.6016 kg/jam


𝑚𝑎𝑖𝑟 = 37,305.3865

kcal𝑗𝑎𝑚


(50 − 30)𝐶

mair = 1,865.2693 kg/jam

F. Mnentukan Jenis Pendingin

1. Penentuan jenis pendingin R-01

Medium pendingin dipilih air pada suhu 30°C dan tekanan 1 atm

T.in = 30°C = 86°F

T.out = 45°C = 113°F

T.reaktor = 70°C = 158°F

Dari tabel 8, pg 840, Kern, 1965 pada kolom hot fluid (heavy organics) and cold

fluid (water):

Nilai UD = 5 – 75 Btu/jam.ft2.°F

Dipilih UD = 5 Btu/jam.ft2.°F

Beda suhu logaritmik (ΔTLMTD) dari persamaan 5.14, pg 89, Kern, 1965

ΔTLMTD =

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln

T.outT.reaktorT.inT.reaktor

=

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln

T.inT.out

=

F 113)(158

F 86158ln

F 86)(113

= 57,4464°F

Q = |-810,233.3456 kcal/jam| × kcal 0,25198

Btu 1= 3,215,466.8848 Btu/jam

Luas perpindahan panas (Ao) = LMTDD TU

Q

= F57,4464FBtu/jam.ft 5

Btu/jam 88483,215,466.2

= 11,194.6749 ft2

Luas selimut reaktor (A) = π OD’ H

= 3,14 × 5,8793 ft × 16,4063 ft

= 303,0284 ft2

Karena A<Ao maka dipakai pendingin jenis coil



T.in = 30°C = 86°F

T.out = 45°C = 113°F



fluid (water):




ΔTLMTD =

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln


=

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln

T.inT.out

=

F 113)(158

F 86158ln

F 86)(113

= 57,4464°F

Q = |– 279.730,1679 kcal/jam| × kcal 0,25198

Btu 1= 1,110,128.4542 Btu/jam


Q


Btu/jam 45421,110,128.2

= 3.864,9215 ft2


= 3,14 × 5,8793 ft × 16,4063 ft

= 303,0284 ft2




T.in = 30°C = 86°F

T.out = 45°C = 113°F



fluid (water):




ΔTLMTD =

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln


=

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln

T.inT.out

=

F 113)(158

F 86158ln

F 86)(113

= 57,4464°F

Q = |– 102.505,7455 kcal/jam| × 406,801.1173 Btu/jam


Q


Btu/jam 73406,801.112

= 1,416.2815 ft2


= 3,14 × 5,8793 ft × 16,4063 ft

= 303,0284 ft2




T.in = 30°C = 86°F

T.out = 45°C = 113°F



fluid (water):




ΔTLMTD =

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln


=

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln

T.inT.out

=

F 113)(158

F 86158ln

F 86)(113

= 57,4464°F

Q = |– 39,859.0999 kcal/jam| × kcal 0,25198

Btu 1= 158,183.5855 Btu/jam


Q


Btu/jam 55158,183.582

= 550,7175 ft2


= 3,14 × 5,8793 ft × 16,4063 ft

= 303,0284 ft2


G. Perhitungan Dimensi Reaktor

Dari hasil perhitungan optimasi jumlah reaktor, diperoleh:

Waktu tinggal (τ) = 7,3386 menit

= 0,1223 jam

Volume liquid = FV × τ

= 65,9314 m3/jam × 0,1223 jam

= 8,0641 m3

Untuk perancangan, volume reaktor diambil over design 20% (tabel 6, halaman

37, Peters dan Timmerhaus, 1991), maka

Volume reaktor = 1,2 × volume liquid

= 1,2 × 8,0641 m3

= 9,6769 m3 × 35,3134 𝑓𝑡3

1 𝑚3

= 341,7383 ft3

Ditentukan ratio perbandingan antar tinggi reaktor dan diameter reaktor adalah

3:1 (Volume 1, halaman 342, tabel 8.3, Rase, 1977)

1. Penentuan tinggi shell (Hshell) dan diameter shell (Dshell)

Volume reaktor = volume shell + 2 × volumr head

VR = VS + 2.VH

VS = H D4

π 2 (Persamaan 3.1, Brownell dan Young, 1959)

= 3DD4

π 2

= 3D4

3π

VH = 4,9 × 10-5 × D3 (Persamaan 5.11, Brownell dan Young,

1959)

Keterangan VH = m3 ; D = m

Jika, VH dinyatakan dalam m3 dan D dalam m, maka:

VH = 1,3876 × 10-6 × D3 , maka

VR = VS + 2.VH

VR = 3D4

3π+ (2 × 1,3876 × 10-6 × D3)

VR = 2,3563 × D3

D3 = 𝑉𝑅

2,3563

D3 = 9,6769 𝑚3

2,3563

D3 = 4,1095 m3

Diperoleh dimensi atau ukuran reaktor:

Diameter (D) = 1,6014 m

Tinggi (H) = 3 × D

= 3 × 1,6014 m

= 4,8042 m

2. Penentuan tebal dinding shell (ts)

Tebal shell dihitung dengan persamaan:

c0,6pEf

ripts

(Persamaan 14.34, Brownell dan Young, 1959)

dengan:

t = minimum thickness of the shell exclusive of corrosion

allowance(in)

p = design pressure, or miximum allowable working pressure (psi)

E = welded joint effeciency

f = maximum allowable stress (psi)

ri = inside radius of the shell (inch)

c = faktor korosi (inch)

Diameter dalam (ID) = 1,6014 m = 63,05 inch

Jari-jari dalam (ri) = ½ × ID = ½ × 63,05 inch = 31,52 inch

Tekanan operasi = 1,5 atm = 22,05 psi

Suhu proses = 70 °C = 158 °F

Bahan konstruksi = Stainless steel SA 167 grade 11 type 316

Max allowable stress (f) = 18750 psi (pg 342, Brownell dan Young, 1959)

Efisiensi sambungan (E) = 85% (tabel 13.2, Brownell dan Young, 1959)

Faktor korosi (c) = 8

1 inch = 0,125 inch (pg 194, vol 2, Rase, 1977)

Tebal dinding shell dihitung dengan persamaan:

ts = c0,6pEf

rip

(Persamaan 14.34, Brownell dan Young,

1959)

ts = inch0,125psi22,050,60,85psi18750

inch31,67psi22,05

ts = 0,1686 inch

Dari Appendix F, item 2, pg 350, Brownell dan Young, 1959, maka

digunakan tebal shell standar

ts standar = 16

3inch = 0,1875 inch

Diameter luar (OD) = ID + 2.ts standar

= 63,05 inch + (2 × 0,1875 inch)

= 63,4219 inch

Berdasarkan tabel 5.7, pg 90, Brownell dan Young, 1959 maka digunakan

OD standar = 60 inch

Maka koreksi terhadap diameter shell (ID)

ID koreksi = OD standar – 2.ts standar

= 66 inch – (2 × 0,1875 inch)

= 65,6250 inch × inch1

m 0,0254

= 1,6669 m

3. Penentuan tebal head (th)

Bentuk head yang digunakan adalah torispherical dished head, karena jenis

head ini paling umum digunakan di industri untuk vessel yang beroperasi

pada tekanan armosferis hingga 10 bar, walaupun demikian head jenis ini

mampu menahan tekanan hingga 15 bar.

Tebal head dapat dihitung dari persamaan:

cp0,1Ef

rcp0,885th

(pers 13.12, Brownell dan Young, 1959)

Berdasarkan tabel 5.7, Brownell dan Young, 1959 diperoleh:

icr (inside corner radius) = 4 inch

rc (inside spherical or crown radius) = 66 inch

maka,

th =psi22,050,10,85psi18750

inch66psi22,050,885

th = 0,2058 inch

Dari item 2, pg 350, Brownell dan Young, 1959 maka digunakan

th standar = 4

1 inch = 0,25 inch

Rasio icr terhadap diameter luar = OD

icr

= inch60

inch3,6250

= 0,0606 = 6,0606%

4. Penentuan volume head (VH)

Untuk rasio icr terhadap OD sebesar 6,0606%, dengan persamaan 5.11,

Brownell dan Young, 1959, dihitung volume head sebagai berikut:

VH = 4,9 × 10-5 × D3

Dengan:

D = inside diameter, inch

VH = volume torispherical dished head to straight flange, ft3

Maka,

VH = 4,9 × 10-5 × (65,6250 inch)3

= 13,8485 ft3 = 0,3922 m3

1. Penentuan jarak puncak dengan straight flange

Dari tabel 5.6, Brownel dan Young, 1959, untuk tebal head standar4

1 inch

didapatkan nilai range sf sebesar 1,5–2,5 inch, maka dipilih straight flange

(sf) = 2 inch.

Berdasarkan persamaan fig 5.8, Brownel dan Young, 1959.

a = 2

ID =

2

inch 65,6250= 32,8125 inch

AB = a – icr = (32,8125 – 4) inch = 28,8125 inch

BC = r – icr = (66 – 4) inch = 62 inch

AC = 2 22 AB)((BC) = 2 22 inch)(28,8125inch)(62

= 54,8985 inch

b = r – AC = (66 – 54,8985) inch = 11,1015 inch

OA = th + b + sf = (0,25 + 11,1015 + 2) inch

= 13,3515 inch

Jadi, tinggi head = 13,3515 inch × inch1

m 0,0254

= 0,3391 m

2. Penentuan tinggi reaktor

Tinggi shell = 3 × ID koreksi

= 3 × 65,6250 inch

= 196,8750 inch × inch1

m 0,0254

= 5 m

Tinggi reaktor = tinggi shell + (2 × tinggi head)

= 196,8750 inch + (2 × 13,3515 inch)

= 223,5781 inch × inch1

m 0,0254

= 5,6789 m

3. Penentuan tinggi larutan dalam reaktor

Luas penampang reaktor (A)

A = 2ID4

π =

𝜋

4 × (1,6669 𝑚)2 = 2,1822 m2

Volume head (VH) = 0,3922 m3

Volume larutan dalam reaktor = 9,8081 m3

Volume larutan dalam shell = volume larutan – volume head

= (9,8081 – 0,3922) m3

=9,4159 m3

Tinggi larutan dalam shell = reaktor penampang luas

dalamlarutan volume shell

= 9,4159 𝑚3

2,1822 𝑚2

= 4,3148 m

Tinggi larutan dalam reaktor = tinggi larutan dalam shell + tinggi head

= (4,3148 + 0,3391) m

= 4,6539 m

4. Penentuan volume reaktor

Volume shell = luas penampang reaktor × tinggi shell

= 2,1822 m2 × 5 m

= 10,9110 m3

Volume reaktor = volume shell + (2 × volume head)

= 10,9110 m3 + (2 × 0,3922 m3)

= 11,6954 m3

H. Pengaduk

Pengaduk yang digunakan jenis flat blade turbin yang dilengkapi dengan 4

baffle. Digunakan pengaduk jenis ini karena digunakan untuk aliran jenis radial

discharge juga untuk cairan yang mempunyai viskositas rendah maupun

sedang.

1. Dimensi pengaduk

Keterangan :

DI = diameter impeller W = lebar baffle

D = diameter tangki L = lebar blade

ZL = tinggi cairan T = tinggi blade

ZI = jarak pengaduk dengan dasar tangki

Dari fig. 8.15, Rase, 1977 diambil standar turbin design sebagai berikut:

a. Diameter impeller (DI)

Perbandingan diameter impeller dengan diameter reaktor; 3

1

D

DI

DI = 3

1× D =

3

1× 65,6250 inch = 21,8750 inch

= 21,8750 inch × inch12

ft1= 1,8229 ft

b. Sudu impeller (ZI)

Sudu impeller sama dengan diameter impeller (ZI = DI)

ZI = DI

= 21,8750 inch = 1,8229 ft

c. Lebar blade (L)

Perbandingan lebar blade dengan diameter impeller adalah 4

1

DI

L

Di

T

L

W

Dt

Zl

Zi

L = 4

1× DI =

4

1× 21,8750 inch = 5,4688 inch

= 5,4688 inch × inch12

ft1= 0,4557 ft

d. Lebar baffle (W)

Perbandingan lebar baffle dengan diameter reaktor adalah 10

1

D

W

W = 10

1× D =

10

1× 65,6250 inch = 6,5625 inch

= 6,5625 inch × inch12

ft1= 0,5469 ft

e. Tinggi blade (T)

Perbandingan tinggi blade dengan diameter impeller adalah 5

1

DI

T

T =5

1× D =

5

1× 21,8750 inch = 4,3750 inch

= 4,3750 inch × inch12

ft1= 0,3646 ft

2. Kecepatan pengadukan (N)

Menurut persamaan 8.8, vol. 1, pg 345, Rase, 1977.

2

600

N.DI.π

2DI

WELH

Keterangan:

WELH = Water Equivalent Liquid Height (ft)

DI = diameter impeller (ft)

N = kecepatan pengadukan (rpm)

ρ umpan = 840,9202 kg/m3

ρ air = 985,3666 kg/m3

specific gravity (sg) = 𝜌 𝑢𝑚𝑝𝑎𝑛

𝜌 𝑎𝑖𝑟=

840,9203 𝑘𝑔/𝑚3

985,3666 𝑘𝑔/𝑚3= 0,8534

WELH = tinggi larutan dalam reaktor × specific gravity

= 4,6538 m × 0,8534

= 3,9716 m × 1 𝑓𝑡

0,3048 𝑚 = 13,0302 ft

Kecepatan pengadukan (N) =

DIπ

600

DI2

WELH 2

1

=

ft 1,8229π

600

ft 1,82292

ft 13,0302 2

1

= 198,0779 rpm × detik 60

menit 1= 3,3011 rps

Jumlah impeller = buah 32,3827ft 5,4688

ft 0302,13

D

WELH

3. Bilangan Reynold untuk pengadukan (Re)

Mencari viskositas larutan (Yaws, 1999)

log µ = A + B/T + CT + DT2 ; dengan µ dalam cP dan T dalam Kelvin

Pada T = 70oC = 343 K

Tabel 10. Tabel Data dari Yaws, 1999

Komponen A B C D

C3H5(COOR)3 -6,1303 1,69E+03 0,0084 -6,45E-06

RCOOH -9,4484 2,10E+03 0,0166 -1,26E-05

CH3OH -9,0562 1,25E+03 0,0224 -2,35E-05

NaOH -4,1939 2,0510E+03 2,7917E-03 -6,1590E-07

H2O -10,2158 1,7925E+03 1,7730E-02 -1,2631E-05

Tabel 11. Hasil Perhitungan Viskositas


xi µ (cP) xi.µ

(cP) kg/jam kmol/jam

C3H5(COOR)3 32058,6337 37,8050 0,1276 8,2619 1,0541

RCOOH 80,3475 0,2976 0,0010 7,6963 0,0077

CH3OH 7258,5586 226,8300 0,7655 0,3268 0,2502

NaOH 320,5863 8,0147 0,0270 468,5813 12,6741

H2O 420,6206 23,3678 0,0789 0,4032 0,0318

Jumlah 40138,7467 296,3150 1,0000 12,9638

µ umpan = 12,9638 cP × cP 1

kg/m.detik 0,001= 0,0130 kg/m.detik

ρ umpan = 840,9202 kg/m3

Persamaan bilangan Reynold (Re) dari hal. 508, Brown, 1978

Re = umpanμ

DINumpanρ 2

= kg/m.detik 0,0130

m) 5556,0(rps 3,3011kg/m 9202,840 23

= 66.103,8866

Berdasarkan fig. 8.8, pg 349, Rase, 1977 untuk six blade turbine dengan Re

sebesar 66.103,8866 diperoleh Np sebesar 5,5

4. Tenaga untuk pengaduk (P)

Dari persamaan 461, pg 506-508, Brown didapatkan:

P = Np.ρ.N3.Di5

Keterangan:

P = daya, (hp)

ρ = densitas, (kg/m3)

Np = power number

N = kecepatan putaran, (rps)

DI = diameter pengaduk atau diameter impeller, (m)

maka,

P = Np.ρ.N3.Di5

= 5,5 × (840,9202 kg/m3) × (3,3011 rps)3 × (0,5556m)5

= 8.810,6637 J/detik × J/detik 746

hp 1

= 11,8105 hp

Dari fig 4.10, pg 149, Vilbrdant, 1959, diperoleh efisiensi motor (η)= 82%

Tenaga motor = 82,0

hp 11,8105

motor

P

= 13,8948 hp

Berdasarkan pg 628, vol. 3, Ludwig, 1965, didapatkan power motor induksi

(standar NEMA) sebesar 15 hp.

I. Menghitung Tebal Isolasi Reaktor

Keterangan:

r1 = jari-jari dalam reaktor

r2 = tebal dinding reaktor + r1

r3 = tebal isolasi + r2

T1 = suhu reaktor

T2 = suhu batas reaktor dengan isolasi

T3 = suhu dinding luar isolasi

Bahan isolasi = Asbestos

k isolasi = 0,1045 Btu/jam.ft.°F (Tabel A-6, McAdams, 1954)

k baja = 25,8300 Btu/jam.ft.°F (Tabel A-3, McAdams, 1954)

Emisifitas bahan = 0,9310 (Tabel A-23, pg 476, McAdams, 1954)

Suhu reaktor (T1) = 70°C = 158°F = 618 R

Suhu udara (TU) = 30°C = 86°F = 546 R

Diinginkan suhu dinding luar isolasi (T3) = 40°C = 104°F = 564 R

r1 = 2,7500 ft

r2 = 2,7656 ft

Koefisien transfer panas radiasi (hr) dengan persamaan

hr = U3

4

U

4

3

TT

100

T

100

T ε 0,173

(fig 5.7, Ed. 7, Perry, 1997)

= R 546)(564

100

R 546

100

R 564 9310,0 0,173

44

= 1,1016 Btu/jam.ft2.°F

Koefisien transfer panas konduksi (hc) dengan persamaan

hc = 31

U3 )T(T 0,19

= 31

R) 546R (564 0,19

= 0,4979 Btu/jam.ft2.°F

Panas yang hilang secara radiasi dan konveksi persatuan luas:

A

Q = (hr + hc) (T3 – TU) (Persamaan 7.1, McAdams, 1954)

= (1,1016 – 0,4979) Btu/jam.ft2.°F (104 – 86) °F

= 28,7922 Btu/jam.ft2

Jika tidak ada akumulasi:

Perpindahan panas konduksi = perpindahan panas konveksi + perpindahan

panas radiasi

Lr )2πThr)(T(hc 3U3 =

2

3

21

2

1

31

r

rln

k

1

r

rln

k

1

)TL(T 2π

)Thr)(T(hc U3 =

2

3

21

2

1

3

31

r

rln

k

1

r

rln

k

1r

TT

28,7922 Btu/jam.ft2 =

2,5156

rln

0,1045

1

ft 2,5000

ft 2,5156ln

25,8300

1r

F104158

3

3

Nilai r3 dicari dengan cara trial and error dan diperoleh

r3 = 2,9533 ft

Tebal dinding isolasi = r3 – r2

= (2,9533 – 2,7656) ft = 0,1896 ft × 0,3048 𝑚

1 𝑓𝑡

= 0,0578 m

1. Luas permukaan reaktor untuk perpindahan panas

r1 = 2

ft 5,4688

2

ID = 2,7344 ft ×

0,3048 𝑚

1 𝑓𝑡 = 0,8334 m

b = tinggi head = 1,1126 ft × 0,3048 𝑚

1 𝑓𝑡 = 0,3391 m

x1 = th standar = 0,25 inch ×inch 12

ft 1= 0,0208 ft ×

0,3048 𝑚

1 𝑓𝑡 = 0,0064

m

x2 = tebal dinding isolasi = 0,1896 ft × 0,3048 𝑚

1 𝑓𝑡 = 0,0578 m

a’ = r1 + x1 + x2 = (0,8334 + 0,0064 + 0,1896) m = 0,8976 m

b’ = b + x1 + x2 = (0,3391 + 0,0064 + 0,0578) m = 0,4033 m

Luas head bawah dan atas (A1)

A1 = 2 (2 π a’ b’)

= 2 (2 × 3,14 × 0,8976 m × 0,4033 m)

= 4,5488 m2 × 10,7639 𝑓𝑡2

1 𝑚2 = 48,9628 ft2

OD’ = OD standar + 2x2

=

inch 1

m 0,0254inch 66 + (2 × 0,0578 m)

= 1,7920 m

H = tinggi shell = 16,4063 ft × 0,3048 𝑚

1 𝑓𝑡 = 5 m

Luas selimut silinder (A2)

A2 = π OD’ H

= 3,14 × 1,7920 m × 5 m

= 28,1523 m2 × 10,7639 𝑓𝑡2

1 𝑚2 = 303,0284 ft2

Luas permukaan perpindahan panas (A)

A = A1 + A2

= (4,5488 + 28,1523) m2

= 32,7010 m2 × 10,7639 𝑓𝑡2

1 𝑚2 = 351,9911 ft2

2. Panas hilang ke lingkungan (Qloss)

Qloss = AA

Q

= 28,7922 Btu/jam.ft2 × 351,9911 ft2

= 10,134.5876 Btu/jam × Btu 1

kcal 25198,0

= 2,553,7134 kcal/jam

J. Perancangan Koil Pendingin

1. Koil pada Reaktor-01

a. Perhitungan coil pendingin reaktor

Beban panas coil pendingin (QH)

QH = Q1 = 818.887,3556 kcal/jam

= 3.249.552,9985 Btu/jam

b. Medium pendingin

Dipilih air pada suhu masuk 30°C dan tekanan 1,5 atm

Suhu air masuk coil (T.in) = 30°C = 86°F = 303 K

Suhu air keluar coil (T.out) = 50°C = 122°F = 323 K

Suhu reaktor (Tr) = 70oC = 158oF = 343 K

Tc, avg (suhu air rata-rata) =

2

C5030 = 40°C = 104°F = 313 K

c. Sifat fisis air

Berat molekul (BM) = 18 kg/kmol

Konduktifitas panas (kc) = 0,6251 W/m.K = 0,3612 Btu/ft.jam.°F

Densitas (ρc) = 0,9918 kg/m3 = 62,0920 lb/ft3

Kapasitas panas (Cp) = 0,9977 kcal/kg.oC = 0,9977 Btu/lb.°F

Viskositas (μc) = 0,6654 cP = 1,6097 lb/ft.jam


ΔTLMTD =

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln


=

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln

T.inT.out

=

F 122)(158

F 86158ln

F 86)(122

= 51,9370°F

d. Spesifikasi coil

Umumnya coil dengan ukuran 2 dan 2 ½ in paling ekonomis untuk “shop

fabrication” dan ukuran 1 ½ dan 2 in untuk “field fabrication”.

Spesifikasi tube standar untuk coil (Tabel 10, hal. 843, Kern, 1965) :

Bahan = Stainless Steel

Diameter luar (OD) = 1,5 inch × ft 12

inch 1= 0,125 ft

Birmingham Wire Gage (BWG) = 8

Diameter dalam (ID) = 1,17 inch × ft 12

inch 1= 0,0975 ft

Luas permukaan dalam (Ai) = 0,3063 ft2/ft

Luas permukaan luar (Ao) = 0,3925 ft2/ft

Luas penampang (Af) = 1,0750 inch2 ×

2

inch 12

ft 1

= 0,0075 ft2

e. Kebutuhan medium pendingin (WC)

Qc = QH

Qc = WC × Cp × ΔT

WC = ΔTCp

QC

=

F86122Btu/lb 0,9977

m9985Btu/ja3.249.552,

= 90.477,5416 lb/jam

f. Fluks massa pendingin total (GCtot)

GCtot = Af

WC= 2ft 0,0075

lb/jam 690.477,541= 12.119.782,3166 lb/jam.ft2

g. Fluks massa tiap set coil (Gi)

Kecepatan medium pendingin (air) di dalam tube pada umumnya berkisar

antara 1,25 – 2,5 m/detik (Coulson dan Richardson). Dipilih: vc = 2 m/detik

vc = m 0,3048

ft 1

detik 1

meter 2 = 6,5617 ft/detik

Maka, diperoleh

Gi = ρc × vc = 62,0920 lb/ft3 × 6,5617 ft/detik = 407,4277 lb/ft2.detik

= 407,4277 lb/ft2detik × jam 1

detik 3600= 1.466.739,6931 lb/ft2.jam

h. Jumlah set coil (NC)

NC = Gi

G Ctot=

.jamlb/ft 311466739,69

.jamlb/ft ,316612.119.7822

2

= 8,2631 ≈ 9 set coil

Digunakan NC = 9 set coil

i. Koreksi fluks massa tiap set coil

Gi koreksi = C

Ctot

N

G=

9

.jamlb/ft ,316612.119.782 2

= 1.346.642,4792

lb/ft2.jam

j. Cek kecepatan medium pendingin

vc cek = Cρ

koreksi Gi=

3

2

lb/ft 62,0920

.jamlb/ft 47921.346.642,= 21.687,8649 ft/jam

= 21.687,8649ft/jam × detik 3600

jam 1

= 6,0244 ft/detik ft 1

m 3048,0

= 1,8362 m/detik

Nilai vc cek memenuhi syarat karena lebih kecil dari nilai vc yang dipilih

yaitu sebesar 2 m/detik

k. Beban panas set coil (Qci)

Qci = C

C

N

Q=

9

Btu/jam 99853.249.552,= 361.061,4443 Btu/jam

l. Dirt overall coefficient (UD)

Dari Tabel 8, pg 840, Kern, 1965 pada kolom cold fluid water and hot fluid

heavy organics:



m. Luas perpindahan panas tiap set coil (Aci)

Aci = LMTDD ΔTU

Qci

=

F 9370,51F.Btu/jam.ft 45

Btu/jam 43361.061,442

= 154,4869 ft2

Gambar 1. Layout coil

n. Diameter heliks (dhe)

Besarnya diameter heliks coil berkisar antara 70 – 80% D

Dipilih dhe = 80% D (Diameter tangki)

D = 65,6250 inch × inch 12

ft 1= 5,4688 ft

dhe = 80% D = 80% (65,6250 inch) = 52,5000 inch

= 52,5000 inch × inch 12

ft 1= 4,3750 ft

o. Jarak antar pusat coil (Jsp)

Dipilih Jsp = 0,2 OD coil (Ludwig, 1999)

Diketahui OD coil = 1,5 inch × inch 12

ft 1= 0,1250 ft

Jsp = 0,2 × OD coil

= 0,2 × 0,1250 ft

= 0,0250 ft

p. Panjang satu putaran heliks coil (Lhe)

Lhe = 2

1putaran miring +

2

1 putaran datar

= 2

1π.rhe +

2

1π.dhe

Jsp

rhe

dhe

= 2

1π × (dhe2 + Jsp2) 2

1

+ 2

1π × dhe

= 2

1π × ((4,3750 ft)2 + (0,3000 ft)2) 2

1

+ 2

1π × 4,3750 ft

= 13,7446 ft

q. Panjang coil tiap set (Lci)

Lci = Ao

Aci=

ftft 0,3925

ft 154,48692

2

= 393,5971 ft

r. Jumlah putaran tiap set coil (Npc)

Npc = Lhe

Lci=

ft 13,7446

ft 393,5971= 28,6365 ≈ 29 putaran

Digunakan Nps = 29 putaran

s. Koreksi panjang coil tiap set (Lci, kor)

Lci, kor = Npc × Lhe

= 329 putaran × 13,7446 ft

= 398,5928 ft

t. Tinggi coil (Lc)

Lc = Jsp × Npc × Nc

= 0,0250 ft × 29 putaran × 9 set coil

= 6,5250 ft = 1,9888 m

u. Volume coil (Vc)

Vc = Nc × 4

π× (OD coil)2 × Lci, kor

= 9 set coil × 4

π × (0,1250 ft)2 × 398,5928 ft

= 44,0232 ft3 = 1,2466 m3

v. Cek tinggi cairan setelah ditambah coil (hL)

Diketahui V(cair) = 346,3556 ft3 (volume cairan dalam shell)

hL = 2Di

4

π

)V(V(cair) coil=

2

3

ft) (5,46884

π

ft 44,0232)(346,3556

= 16,6196 ft

= 5,0657 m

Diketahui LC = 6,5250 ft = 1,9888 m

Karena nilai hL > LC, maka semua coil tercelup di dalam cairan

w. Jarak coil dari atas dan bawah reaktor

Jarak coil = 0,5 × (hL – LC)

= 0,5 × (16,6196 – 6,5250) ft

= 5,0473 ft = 1,5384 m

x. Koefisien perpindahan panas di dalam coil (hi)

Koefisien perpindahan panas di dalam coil (hi), dihitung berdasarkan hi

untuk pipa, kemudian dikoreksi karena adanya efek curvature. Untuk air

dalam pipa pada tekanan sedang dan suhu antara 40 – 220ºF, hi dapat

dihitung dengan persamaan. 9-19 hal. 228, Mc. Adam, 1985 berikut:

h’i = 150 × (1 + 0,011 Tc, avg) ×

0,2

0,8

ID

cek vc

= 150 × (1 + 0,011 × 104°F) ×

0,2

0,8

ft) (0,0975

ft/detik) (6,0244

= 2.154,9964 Btu/jam.ft2.°F

Koreksi karena efek curvature (Kern, 1965, hal. 721):

hi = h’i ×

dhe

ID3,51

= 2.154,9964 Btu/jam.ft2.°F ×

ft 4,3750

ft 0,09753,51

= 2.323,0862 Btu/jam.ft2.°F

y. Koefisien perpindahan panas di luar coil (ho)

Diketahui,

g (percepatan gravitasi bumi) = 416.990.551,1811 ft/jam2

T.reaktor = 70ºC = 343 K = 158ºF = 618 R

b (koefisien ekspansi termal) = reaktor T.

1

= 0,0143/ºC = 0,0029/K = 0,0063/ºF

= 0,0016/ ºR

ΔT = T.reaktor – Tc average

= (70 – 40)ºC

= 30ºC = 30 K = 54ºF = 54 R

ρf (densitas fluida) = 52,4970 lb/ft3

Go = (g × b × ΔT × ρf2 × OD)1/2

= ((416990551,1811 ft/jam2) × (0,0063/ºF) × (54ºF) × (52,4970

lb/ft3)2 × (0,1250 ft))1/2

= 221.574,9359 lb/ft2.jam

Diketahui µf = 0,0087 lb/ft.detik × jam 1

detik 3600= 31,3620 lb/ft.jam

Bilangan reynold di luar coil (ReO)

ReO = μf

GoOD

= lb/ft.jam 31,3620

.jamlb/ft 9221574,935ft 0,1250 2

= 883,1339

Untuk 100 < ReO <100000, maka ho dapat dicari dengan persamaan

(Chopey, 1984) berikut:

Diketahui :

Cpf (kapasitas panas fluida) = 6,3263 Btu/lb.ºF

kf (konduktivitas fluida) = 0,2454 Btu/ft.ºF

ho = Cpf × Go ×

2

1

O

4

3

Re

0,53

μfCpf

kf

= 6,3263 Btu/lb.°F × 221574,9359 lb/ft2.jam ×

=4

3

lb/ft.jam 31,3620FBtu/lb. 6,3263

FBtu/ft. 0,2454

×

2

1

883,1339

0,53

= 164,8861 Btu/jam.ft2.°F

z. Koefisien perpindahan panas di dalam coil dengan dasar diameter luar (hio)

hio = hi ×

OD

ID

= 2.323,0862 Btu/jam.ft2.°F ×

ft 0,1250

ft 0,0975

= 1.812,0072 Btu/jam.ft2.°F

aa. Clean overall coefficient

UC = hioho

hioho

= F.Btu/jam.ft ) 1.812,0072(164,8861

F.Btu/jam.ft 1.812,0072F.Btu/jam.ft 164,88612

22

= 151,1335 Btu/jam.ft2.°F

bb. Dirt factor, cek (RD)

Untuk Tf < 240ºF, Tc ≤ 125ºF, vc < 3 ft/detik, dan air pendingin yang

digunakan berasal dari cooling tower yang tidak di treatment kembali maka,

Rd min = 0,003 (tabel 12, hal. 845, Kern, 1965):

Syarat, RD > RD min

RD = DC

DC

UU

UU

= F.Btu/jam.ft 45)(151,1335

F.Btu/jam.ft 45)(151,13352

2

= 0,5411

cc. Pressure drop cek, (ΔP)

Syarat pressure drop untuk heavy organics adalah ΔP maksimal sebesar 30

psi (foot note tabel 8, hal. 840, Kern, 1965)

Rei= μc

kor Gi,ID=

lb/ft.jam 1,6097

lb/jam.ft 47921.346.642,ft 0975,0 2= 81.568,8384

Faktor friksi untuk pipa baja (f)

f = 0,0035 +

0,42

iRe

0,264= 0,0035 +

0,4284)(81.568,83

0,264= 0,0058

Pressure drop (ΔP)

ΔP = IDρcg2

Lcikor Gi,f4 2

=

ft) (0,0975)lb/ft (62,0920)ft/jam 51,1811(416.990.52

ft) (398,5928.jamlb/ft 47961.346.642,0,0058432

22

= 3.312,4760 lb/ft2 × 2lb/ft 144

psi 1

= 23,0033 psi




QH = Q1 = 281.045,8810 kcal/jam

= 1.115.261,4324 Btu/jam

b. Medium pendingin






2

C5030 = 40°C = 104°F = 313 K

c. Sifat fisis air







ΔTLMTD =

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln


=

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln

T.inT.out

=

F 122)(158

F 86158ln

F 86)(122

= 51,9370°F

d. Spesifikasi coil






inch 1= 0,125 ft



inch 1= 0,0975 ft




2

inch 12

ft 1

= 0,0075 ft2


Qc = QH


WC = ΔTCp

QC

=

F86122Btu/lb 0,9977

Btu/jam 43241.115.261,

= 31.052,3056 lb/jam


GCtot = Af

WC= 2ft 0,0075

lb/jam 631.052,305= 4.159.564,6517 lb/jam.ft2




vc = m 0,3048

ft 1

detik 1


Maka, diperoleh



detik 3600= 1.466.739,6931 lb/ft2.jam


NC = Gi

G Ctot=

.jamlb/ft 69311.466.739,

.jamlb/ft 65174.159.564,2

2

= 2,8359 ≈ 3 set coil



Gi koreksi = C

Ctot

N

G=

3

.jamlb/ft 65174.159.564, 2

= 1.386.521,5506

lb/ft2.jam


vc cek = Cρ

koreksi Gi=

3

2

lb/ft 62,0920

.jamlb/ft 55061.386.521,= 22.330,1229 ft/jam

= 22.330,1229 ft/jam × detik 3600

jam 1


m 3048,0

= 1,8906 m/detik




Qci = C

C

N

Q=

3

Btu/jam 43241.115.261,= 371.753,8108 Btu/jam



heavy organics:




Aci = LMTDD ΔTU

Qci

=


Btu/jam 08371.753,812

= 159,0618 ft2





D = 65.6250 inch × inch 12

ft 1= 5,4688 ft

dhe = 80% D = 80% (65.6250 inch) = 52,5000 inch

= 52,5000 inch × inch 12

ft 1= 4,3750 ft




ft 1= 0,1250 ft


= 0,2 × 0,1250 ft

= 0,0250 ft


Lhe = 2

1putaran miring +

2

1 putaran datar

= 2

1π.rhe +

2

1π.dhe

= 2

1π × (dhe2 + Jsp2) 2

1

+ 2

1π × dhe

Jsp

rhe

dhe

= 2

1π × ((4,3750 ft)2 + (0,0250 ft)2) 2

1

+ 2

1π × 4,3750 ft

= 13,7446 ft


Lci = Ao

Aci=

ftft 0,3925

ft 159,06182

2

= 405,2530 ft


Npc = Lhe

Lci=

ft 13,7446

ft 405,2530= 29,4846 ≈ 30 putaran




= 30 putaran × 13,7446 ft

= 412,3374 ft

t. Tinggi coil (Lc)



= 2,2500 ft = 0,6858 m

u. Volume coil (Vc)

Vc = Nc × 4


= 3 set coil × 4

π × (0,1250 ft)2 × 412,3374 ft

= 15,1804 ft3 = 0,4299 m3



hL = 2Di

4

π

)V(V(cair) coil=

2

3

ft) (5,46884

π

ft 15,1804)(346,3556

= 15,3917 ft

= 4,6914 m





= 0,5 × (15,3917 – 2,2500) ft

= 6,5708 ft = 2,0028 m






h’i = 150 × (1 + 0,011 Tc, avg) ×

0,2

0,8

ID

cek vc

= 150 × (1 + 0,011 × 104°F) ×

0,2

0,8

ft) (0,0975

ft/detik) (6,2028

= 2.205,9009 Btu/jam.ft2.°F


hi = h’i ×

dhe

ID3,51

= 2.205,9009 Btu/jam.ft2.°F ×

ft 4,3750

ft 0,09753,51

= 2.377,9612 Btu/jam.ft2.°F


Diketahui,


T.reaktor = 70ºC = 343 K = 158ºF = 618 R


1

= 0,0143/ºC = 0,0029/K = 0,0063/ºF

= 0,0016/ ºR


= (70 – 40)ºC

= 30ºC = 30 K = 54ºF = 54 R


Go = (g × b × ΔT × ρf2 × OD)1/2

= ((416990551,1811 ft/jam2) × (0,0063/ºF) × (54ºF) × (52,4970

lb/ft3)2 × (0,1250 ft))1/2

= 221.574,9359 lb/ft2.jam




ReO = μf

GoOD

= lb/ft.jam 31,3620

.jamlb/ft 9221574,935ft 0,1250 2

= 883,1339



Diketahui :



ho = Cpf × Go ×

2

1

O

4

3

Re

0,53

μfCpf

kf

= 6,3263 Btu/lb.°F × 221574,9359 lb/ft2.jam ×

=4

3


FBtu/ft. 0,2454

×

2

1

883,1339

0,53

= 164,8861 Btu/jam.ft2.°F


hio = hi ×

OD

ID

= 2.377,9612 Btu/jam.ft2.°F ×

ft 0,1250

ft 0,0975

= 1.854,8097 Btu/jam.ft2.°F


UC = hioho

hioho

= F.Btu/jam.ft ) 711.854,809(164,8861


22

= 151,4250 Btu/jam.ft2.°F





Syarat, RD > RD min

RD = DC

DC

UU

UU

= F.Btu/jam.ft 45) (151,4250

F.Btu/jam.ft 45) (151,42502

2

= 0,5418




Rei=μc

kor Gi,ID=

lb/ft.jam 1,6097

lb/jam.ft 55061.386.521,ft 0975,0 2= 83.984,3938


f = 0,0035 +

0,42

iRe

0,264= 0,0035 +

0,4238)(83.984,39

0,264= 0,0058

Pressure drop (ΔP)

ΔP = IDρcg2

Lcikor Gi,f4 2

=

ft) (0,0975)lb/ft (62,0920)ft/jam 51,1811(416.990.52

ft) (412,3374.jamlb/ft 55061.386.521,0,0058432

22

= 3.615,1821 lb/ft2 × 2lb/ft 144

psi 1

= 25,1054 psi




QH = Q1 = 101.369,9645 kcal/jam

= 402.261,7638 Btu/jam

b. Medium pendingin






2

C5030 = 40°C = 104°F = 313 K

c. Sifat fisis air







ΔTLMTD =

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln


=

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln

T.inT.out

=

F 122)(158

F 86158ln

F 86)(122

= 51,9370°F

d. Spesifikasi coil






inch 1= 0,125 ft



inch 1= 0,0975 ft




2

inch 12

ft 1

= 0,0075 ft2


Qc = QH


WC = ΔTCp

QC

=

F86122Btu/lb 0,9977

Btu/jam 38402.261,76

= 11.200,2037 lb/jam


GCtot = Af

WC= 2ft 0,0075

lb/jam 711.200,203= 1.500.306,3540 lb/jam.ft2




vc = m 0,3048

ft 1

detik 1


Maka, diperoleh



detik 3600= 1.466.739,6931 lb/ft2.jam


NC = Gi

G Ctot=

.jamlb/ft 69311.466.739,

.jamlb/ft 35401.500.306,2

2

= 1,0229 ≈ 2 set coil



Gi koreksi=C

Ctot

N

G=

2

.jamlb/ft 35401.500.306, 2

= 750.153,1770 lb/ft2.jam


vc cek = Cρ

koreksi Gi=

3

2

lb/ft 62,0920

.jamlb/ft 70750.153,17= 12.081,3215 ft/jam

= 12.081,3215 ft/jam × detik 3600

jam 1

= 3.3559 ft/detik ft 1

m 3048,0

= 1,0229 m/detik




Qci = C

C

N

Q=

2

Btu/jam 38402.261,76= 201.130,8819 Btu/jam



heavy organics:




Aci = LMTDD ΔTU

Qci

=


Btu/jam 19201.130,882

= 86,0576 ft2





D = 65,6250 inch × inch 12

ft 1= 5,4688 ft

dhe = 80% D = 80% (65,6250inch) = 52,5000 inch

= 52,5000 inch × inch 12

ft 1= 4,3750 ft




ft 1= 0,1250 ft


= 0,2 × 0,1250 ft

= 0,0250 ft


Lhe = 2

1putaran miring +

2

1 putaran datar

= 2

1π.rhe +

2

1π.dhe

= 2

1π × (dhe2 + Jsp2) 2

1

+ 2

1π × dhe

= 2

1π × ((4,3750 ft)2 + (0,0250 ft)2) 2

1

+ 2

1π × 4,3750 ft

= 13,7446 ft

Jsp

rhe

dhe


Lci = Ao

Aci=

ftft 0,3925

ft 86,05762

2

= 219,2550 ft


Npc = Lhe

Lci=

ft 13,7446

ft 219,2550= 15,9521 ≈ 16 putaran




= 16 putaran × 13,7446 ft

= 219,9133 ft

t. Tinggi coil (Lc)



= 0,8 ft = 0,2438 m

u. Volume coil (Vc)

Vc = Nc × 4


= 2 set coil × 4

π × (0,1250 ft)2 × 219,9133 ft

= 5,3975 ft3 = 0,1528 m3



hL = 2Di

4

π

)V(V(cair) coil=

2

3

ft) (5,46884

π

ft 5,3975)(346,3556

= 14,9752 ft

= 4,5644 m





= 0,5 × (14,9752 – 0,8) ft

= 7,0876 ft = 2,1603 m






h’i = 150 × (1 + 0,011 Tc, avg) ×

0,2

0,8

ID

cek vc

= 150 × (1 + 0,011 × 104°F) ×

0,2

0,8

ft) (0,0975

ft/detik) (3,3559

= 1.349,4745 Btu/jam.ft2.°F


hi = h’i ×

dhe

ID3,51

= 1.349,4745 Btu/jam.ft2.°F ×

ft 4,3750

ft 0,09753,51

= 1.454,7335 Btu/jam.ft2.°F


Diketahui,


T.reaktor = 70ºC = 343 K = 158ºF = 618 R


1

= 0,0143/ºC = 0,0029/K = 0,0063/ºF

= 0,0016/ ºR


= (70 – 40)ºC

= 30ºC = 30 K = 54ºF = 54 R


Go = (g × b × ΔT × ρf2 × OD)1/2

= ((416.990.551,1811 ft/jam2) × (0,0063/ºF) × (54ºF) × (52,4970

lb/ft3)2 × (0,1250 ft))1/2

= 221.574,9359 lb/ft2.jam




ReO = μf

GoOD

= lb/ft.jam 31,3620

.jamlb/ft 9221574,935ft 0,1250 2

= 883,1339



Diketahui :



ho = Cpf × Go ×

2

1

O

4

3

Re

0,53

μfCpf

kf

= 6,3263 Btu/lb.°F × 221574,9359 lb/ft2.jam ×

=4

3


FBtu/ft. 0,2454

×

2

1

883,1339

0,53

= 164,8861 Btu/jam.ft2.°F


hio = hi ×

OD

ID

= 1.454,7335 Btu/jam.ft2.°F ×

ft 0,1250

ft 0,0975

= 1.134,6921 Btu/jam.ft2.°F


UC = hioho

hioho

= F.Btu/jam.ft )1.134,6921(164,8861


22

= 143,9659 Btu/jam.ft2.°F





Syarat, RD > RD min

RD = DC

DC

UU

UU

= F.Btu/jam.ft 45) (143,9659

F.Btu/jam.ft 45) (143,96592

2

= 0,5237




Rei= μc

kor Gi,ID=

lb/ft.jam 1,6097

lb/jam.ft 70750.153,17ft 0975,0 2= 45.438,2839


f = 0,0035 +

0,42

iRe

0,264= 0,0035 +

0,4239)(45.438,28

0,264= 0,0064

Pressure drop (ΔP)

ΔP = IDρcg2

Lcikor Gi,f4 2

=

ft) (0,0975)lb/ft (62,0920)ft/jam ,1811(4169905512

ft) (219,9133.jamlb/ft 70750.153,170,0064432

22

= 629,5023 lb/ft2 × 2lb/ft 144

psi 1

= 4,3715 psi




QH = Q1 = 37.856,7459 kcal/jam

= 150.225,1821 Btu/jam

b. Medium pendingin






2

C5030 = 40°C = 104°F = 313 K

c. Sifat fisis air







ΔTLMTD =

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln


=

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln

T.inT.out

=

F 122)(158

F 86158ln

F 86)(122

= 51,9370°F

d. Spesifikasi coil






inch 1= 0,125 ft



inch 1= 0,0975 ft




2

inch 12

ft 1

= 0,0075 ft2


Qc = QH


WC = ΔTCp

QC

=

F86122Btu/lb 0,9977

Btu/jam 21150.225,18

= 4.182,7307 lb/jam


GCtot = Af

WC= 2ft 0,0075

lb/jam 4.182,7307= 560.291,3714 lb/jam.ft2




vc = m 0,3048

ft 1

detik 1


Maka, diperoleh



detik 3600= 1.466.739,6931 lb/ft2.jam


NC = Gi

G Ctot=

.jamlb/ft 69311.466.739,

.jamlb/ft 14560.291,372

2

= 0,3820 ≈ 1 set coil



Gi koreksi =C

Ctot

N

G=

1

.jamlb/ft 41560.291,37 2

= 560.291,3741 lb/ft2.jam


vc cek = Cρ

koreksi Gi=

3

2

lb/ft 62,0920

.jamlb/ft 41560.291,37= 9.023,570 ft/jam

= 9.023,570 ft/jam × detik 3600

jam 1


m 3048,0

= 0,7640 m/detik




Qci = C

C

N

Q=

1

Btu/jam 21150.225,18= 21150.225,18 Btu/jam



heavy organics:




Aci = LMTDD ΔTU

Qci

=


Btu/jam 21150.225,182

= 38,5660 ft2





D = 65,6520 inch × inch 12

ft 1= 4,9688 ft

dhe = 80% D = 80% (65,6520 inch) = 52,5000 inch

= 52,5000 inch × inch 12

ft 1= 4,3750 ft




ft 1= 0,1250 ft


= 0,2 × 0,1250 ft

= 0,0250 ft


Lhe = 2

1putaran miring +

2

1 putaran datar

= 2

1π.rhe +

2

1π.dhe

= 2

1π × (dhe2 + Jsp2) 2

1

+ 2

1π × dhe

= 2

1π × ((4,3750 ft)2 + (0,0250 ft)2) 2

1

+ 2

1π × 4,3750 ft

= 13,7446 ft

Jsp

rhe

dhe


Lci = Ao

Aci=

ftft 0,3925

ft 38,56602

2

= 98,2573 ft


Npc = Lhe

Lci=

ft 13,7446

ft 98,2573= 7,1488 ≈ 8 putaran




= 8 putaran × 13,7446 ft

= 109,9566 ft

t. Tinggi coil (Lc)



= 0,2 ft = 0,0610 m

u. Volume coil (Vc)

Vc = Nc × 4


= 1 set coil × 4

π × (0,1250 ft)2 × 0,2 ft

= 1,3494 ft3 = 0,0382 m3



hL = 2Di

4

π

)V(V(cair) coil=

2

3

ft) (5,46884

π

ft 1,3494) (346,3556

= 14,8028 ft

= 4,5119 m





= 0,5 × (14,8028 – 0,0610) ft

= 7,3014 ft = 2,2255 m






h’i = 150 × (1 + 0,011 Tc, avg) ×

0,2

0,8

ID

cek vc

= 150 × (1 + 0,011 × 104°F) ×

0,2

0,8

ft) (0,0975

ft/detik) (2,5065

= 1.068,5033 Btu/jam.ft2.°F


hi = h’i ×

dhe

ID3,51

= 1.068,5033 Btu/jam.ft2.°F ×

ft 4,3750

ft 0,09753,51

= 1.151,8465 Btu/jam.ft2.°F


Diketahui,


T.reaktor = 70ºC = 343 K = 158ºF = 618 R


1

= 0,0143/ºC = 0,0029/K = 0,0063/ºF

= 0,0016/ ºR


= (70 – 40)ºC

= 30ºC = 30 K = 54ºF = 54 R


Go = (g × b × ΔT × ρf2 × OD)1/2

= ((416990551,1811 ft/jam2) × (0,0063/ºF) × (54ºF) × (52,4970

lb/ft3)2 × (0,1250 ft))1/2

= 221.574,9359 lb/ft2.jam




ReO = μf

GoOD

= lb/ft.jam 31,3620

.jamlb/ft 59221.574,93ft 0,1250 2

= 883,1339



Diketahui :



ho = Cpf × Go ×

2

1

O

4

3

Re

0,53

μfCpf

kf

= 6,3263 Btu/lb.°F × 221.574,9359 lb/ft2.jam ×

=4

3


FBtu/ft. 0,2454

×

2

1

883,1339

0,53

= 164,8861 Btu/jam.ft2.°F


hio = hi ×

OD

ID

= 1.151,8465 Btu/jam.ft2.°F ×

ft 0,1250

ft 0,0975

= 898,4403 Btu/jam.ft2.°F


UC = hioho

hioho

= F.Btu/jam.ft 898,4403) (164,8861

F.Btu/jam.ft 898,4403 F.Btu/jam.ft 164,88612

22

= 139,3178 Btu/jam.ft2.°F





Syarat, RD > RD min

RD = DC

DC

UU

UU

= F.Btu/jam.ft 45) (139,3178

F.Btu/jam.ft 45) (139,31782

2

= 0,3001




Rei= μc

kor Gi,ID=

lb/ft.jam 1,6097

lb/jam.ft 14560.291,37ft 0975,0 2= 33.937,9732


f = 0,0035 +

0,42

iRe

0,264= 0,0035 +

0,4210)(48.237,09

0,264= 0,0068

Pressure drop (ΔP)

ΔP = IDρcg2

Lcikor Gi,f4 2

=

ft) (0,0975)lb/ft (62,0920)ft/jam ,1811(4169905512

ft) (109,9566.jamlb/ft 74560.291,310,0063432

22

= 186,0030 lb/ft2 × 2lb/ft 144

psi 1

= 1,2917 psi

SKRIPSI PRARANCANGAN PABRIK BIODIESEL DARI CRUDE PALM …

Documents

Transcript of SKRIPSI PRARANCANGAN PABRIK BIODIESEL DARI CRUDE PALM …