Fixed Pra Rancangan Pabrik (Frisda 1508021)

PRA RANCANGAN PABRIK ASAM LAKTAT

DENGAN PROSES FERMENTASI DARI MOLASSE

KAPASITAS 5.000 TON/TAHUN

Diajukan Untuk Memenuhi Salah Satu Persyaratan

Guna Memperoleh Gelar Diploma IV Program Studi Teknik Kimia Industri

Disusun oleh :

Frisda 1508021

Anne Ditya Widya Putri 1508026

PROGRAM STUDI TEKNIK KIMIA INDUSTRI

SEKOLAH TINGGI MANAJEMEN INDUSTRI

KEMENTERIAN PERINDUSTRIAN REPUBLIK INDONESIA

2012

ABSTRAK

Asam Laktat atau 2-hydroxypropionic acid yang mempunyai rumus kimia CH3CH(OH)COOH,

adalah asam hidroksi karboksilat sederhana dengan atom karbon asimetris. Asam laktat dapat

dibuat melalui proses fermentasi karbohidrat seperti sukrosa, laktosa, manitol, pati dan dekstrin.

Melihat prospek pasar dan perkembangan konsumsi Asam Laktat di Indonesia untuk berbagai

sektor industri terutama industri makanan, farmasi dan kosmetik yang terus meningkat setiap

tahunnya dan melihat kebutuhan tersebut masih harus dipenuhi melalui impor, karena belum

adanya pabrik Asam Laktat didalam negeri maka perlu dicari alternatif untuk membangun pabrik

Asam Laktat sendiri.

Pabrik ini direncanakan didirikan di Kawasan Industri Surabaya, Jawa Timur, dengan kapasitas

produksi 3500 ton per tahun. Adapun pendiriannya dimulai pada awal tahun 2012 dan akan mulai beroperasi pada awal tahun 2015. Proses yang digunakan adalah proses fermentasi dari molasse

dengan bakteri Lactobacillus delbrueckii. Fermentasi dilakukan selama 21 jam pada T = 46 0C dan

P = 1 atm. Proses pembuatan asam laktat ini dilakukan secara semi kontinyu, dimana proses batch

dilakukan sampai tangki intermediate, setelah tangki intermediate dilakukan proses kontinyu. Pada

akhir proses produksi dihasilkan Asam Laktat dengan kemurnian 80%.

Unit utilitas dalam pabrik Asam Laktat dibagi menjadi beberapa unit, yaitu: unit penyediaan air,

unit penyediaan listrik, unit penyediaan bahan bakar, dan unit pengolahan limbah. Unit

pengolahan air dipabrik ini mengambil air baku PAM yan disediakan pengelola kawasan industri

dengan kapasitas 7967,3591 kg/jam. Total kebutuhan listrik berasal dari PLN sebesar : 691,4548

kW/jam, selain itu sebagai cadangan digunakan generator dengan kapasitas 600 kW sebanyak 1

buah. Adapun total kebutuhan biodisel : 12.226,006 kg/hari. Limbah yang dihasilkan berupa

limbah organik yaitu glukosa, fruktosa, bakteri dan nutrisi. Pengolahan ini bertujuan agar saat dibuang ke badan air tidak berbahaya atau mencemari lingkungan. Pengolahan limbah yang

dilakukan yaitu dengan proses lumpur aktif.

Bentuk badan hukum perusahaan ini adalah Perseroan Terbatas (PT) dimana struktur organisasi

yang dipakai adalah garis dan staf. Perusahaan ini dipimpin oleh seorang manager dengan jumlah

karyawan 121 orang.

Dari hasil analisa ekonomi yang dilakukan, diperoleh :

1. Pembangunan konstruksi dan instalasi pabrik dilakukan selama satu tahun sehingga

pabrik dapat beroperasi mulai tahun 2018.

2. Total Modal Investasi (TCI) : Rp. 466.998.587.947

- Modal sendiri ( 86,1% ) : Rp. 401.998.587.947

- Pinjaman bank ( 17,9% ) : Rp. 65.000.000.000 3. Suku bunga pertahun : 12 %

4. Jangka waktu pinjaman : 5 tahun (grace period 1 tahun)

5. Break Even point tahun pertama : 38,19 %.

6. Internal Rate of Return (IRR) : 34,91%

7. Minimum Payback Period (MPP) : 4 tahun 9 bulan

Dari hasil analisa ekonomi di atas dan jika di tunjang dengan perekonomian Indonesia yang stabil,

maka pabrik Asam Laktat dengan kapasitas 5.000 ton pertahun layak (feasible) didirikan.

Keyword: Asam laktat, 2-hydroxypropionic acid, Lactobacillus delbrueckii, BEP, MPP, IRR

DAFTAR ISI

LEMBAR PERSETUJUAN DOSEN PEMBIMBING

LEMBAR BIMBINGAN

KATA PENGANTAR

ABSTRAK

DAFTAR ISI

DAFTAR TABEL

DAFTAR GAMBAR

BAB I. PENDAHULUAN

I.1 Latar Belakang .............................................................................................................................................. 1

I.2 Tujuan Pendirian Pabrik ......................................................................................................................... 2

I.2.1 Tujuan Umum .......................................................................................................................... 2

I.2.2 Tujuan Khusus ......................................................................................................................... 3

I.3 Analisa Pasar dan Penentuan Kapasitas .............................................................................. 3

I.3.1 Perkembangan Produksi ................................................................................................. 3

I.3.2 Perkembangan Impor .......................................................................................................... 3

I.3.3 Perkembangan Ekspor ........................................................................................................ 4

I.3.4 Perkembangan Konsumsi ............................................................................................... 5

I.3.5 Prospek Pasar ............................................................................................................................. 5

BAB II. DESAIN PROSES

II.1 Proses-Proses Pembuatan Asam Laktat ............................................................................. 10

II.1.1 Secara Sintetis .......................................................................................................................... 10

II.1.2 Secara Fermentasi ................................................................................................................. 11

II.2 Pemilihan Proses ................................................................................................................................... 13

II.3 Sifat-Sifat Bahan Baku dan Produk ......................................................................................... 14

II.3.1 Bahan Baku Utama .............................................................................................................. 14

II.3.1.1 Molase ........................................................................................................................ 14

II.3.2 Bahan Baku Penunjang .................................................................................................... 14

II.3.2.1 Air .................................................................................................................................. 14

II.3.2.2 Asam Sulfat ........................................................................................................... 14

II.3.2.3 Kalsium Karbonat ............................................................................................. 15

II.3.3 Produk Utama ........................................................................................................................... 15

II.3.3.1 Asam Laktat .......................................................................................................... 15

II.3.4 Produk Samping ..................................................................................................................... 15

II.3.4.1 Kalsium Sulfat ..................................................................................................... 15

III.4 Deskripsi Proses ................................................................................................................................. 16

III.4.1 Persiapan ................................................................................................................................... 16

III.4.2 Fermentasi .............................................................................................................................. 17

III.4.3 Pemisahan Biomassa, Sisa Nutrisi dan Kotoran Lain ....................... 17

III.1.4 Pengasaman ......................................................................................................................... 18

III.1.5 Pengendapan ........................................................................................................................ 18

III.1.6 Pemurnian ................................................................................................................................ 18

III.2 Proses Flow Diagram ................................................................................................................... 19

BAB III. NERACA MASSA DAN ENERGI

III.1 Neraca Massa ........................................................................................................................................ 20

III.1.1 Neraca Massa Total ........................................................................................................... 20

III.1.2 Centrifuge 1 ( CF-01 ) ......................................................................................................... 22

III.1.3 Tangki Pengenceran ( TP-01 ) ...................................................................................... 22

III.1.4 Fermentor ( FR-01 )............................................................................................................... 22

III.1.5 Tangki Intermediate ( TI-01 )........................................................................................ 23


III.1.7 Tangki Acidifier ( TA-01 ) .............................................................................................. 24

III.1.8 Tangki Pengendapan ( TS-01 ) .................................................................................... 24

III.1.9 Evaporator ( EV-01 ) ............................................................................................................ 25

III.1.10 Partial Subcooler Condensor ( SK-01 ) ............................................................. 25

III.1.11 Flash Drum ( FD-01 ) ....................................................................................................... 25

III.1.12 Cooler ( C-01 ) ........................................................................................................................ 26

III.1.13 Subcooler Condensor ( SK-02 ) ............................................................................... 26

III.2 Neraca Energi ............................................................................................................................................. 26


III.2.2 Tangki Pengenceran ( TP-01 ) ...................................................................................... 27

III.2.3 Fermentor ( FR-01 )............................................................................................................... 27

III.2.4 Tangki Intermediate ( TI-01 )........................................................................................ 27


III.2.6 Tangki Acidifier ( TA-01 ) .............................................................................................. 28

III.2.7 Tangki Pengendapan ( TS-01 ) .................................................................................... 28

III.2.8 Evaporator ( EV-01 ) ............................................................................................................ 29

III.2.9 Partial Subcooler Condensor ( SK-01 ) ................................................................ 29

III.2.10 Flash Drum ( FD-01 ) ....................................................................................................... 29

III.2.11 Cooler ( C-01 ) ........................................................................................................................ 30

III.2.12 Subcooler Condensor ( SK-02 ) ............................................................................... 30

BAB IV. SPESIFIKASI PERALATAN PROSES

IV.1 Spesifikasi Centrifuge (CF-01) ................................................................................................... 31

IV.2 Spesifikasi Tangki Berpengaduk ( TP-01 ) ....................................................................... 33

IV.3 Spesifikasi Silo Penampung CaCO3 (T-03) ..................................................................... 37

IV.4 Spesifikasi Reaktor Fermentor (FR-01) ............................................................................... 38

IV.5 Spesifikasi Tangki Pengendapan (TS-01) .......................................................................... 39

IV.6 Spesifikasi Evaporator (EV-01).................................................................................................. 40

IV.7 Spesifikasi Flash Drum (FD-01) ................................................................................................ 44

IV.8 Spesifikasi Cooler (C-01)................................................................................................................. 46

IV.9 Spesifikasi Sub Cooler Condensor ........................................................................................... 50

IV.10 Spesifikasi Pompa (P-01) .............................................................................................................. 54

IV.10.1 Pompa (P-02) ........................................................................................................................... 55

IV.10.2 Pompa (P-03) ........................................................................................................................... 56

IV.10.3 Pompa (P-04) ........................................................................................................................... 57

IV.10.4 Pompa (P-05) ........................................................................................................................... 59

IV.10.5 Pompa (P-06) ........................................................................................................................... 60

IV.10.6 Pompa (P-07) ........................................................................................................................... 61

IV.10.7 Pompa (P-08) ........................................................................................................................... 63

IV.10.8 Pompa (P-09) ........................................................................................................................... 64

IV.10.9 Pompa (P-10) ........................................................................................................................... 65

IV.10.10 Pompa (P-11) ........................................................................................................................ 67

IV.10.11 Pompa (P-12) ......................................................................... 68

IV.10.12 Pompa (P-13) .......................................................................... 69

IV.10.13 Pompa (P-14) .......................................................................... 71

IV.10.14 Pompa (P-15) .......................................................................... 72

BAB V. UTILITAS

V.1 Unit Penyediaan Air ......................................................................................................................... 75

V.1.1 Penyediaan Steam ............................................................................................................... 75

V.1.2 Air Sebagai Media Pendingin ................................................................................... 76

V.1.3 Penyediaan Air Domestik ............................................................................................ 77

V.1.4 Penyediaan Air Proses ( Air Pengencer ) ........................................................ 78

V.1.5 Unit Pengolahan air ........................................................................................................... 79

V.2 Unit Penyediaan Listrik ................................................................................................................. 80

V.2.1 Listrik Untuk Penggerak Motor .............................................................................. 80

V.2.1.1 Peralatan Proses ............................................................................................... 80

V.2.2 Listrik Untuk Peralatan Penunjang ...................................................................... 81

V.3 Unit Penyediaan Bahan Bakar ................................................................................................... 82

V.3.1 Menghitung Kebutuhan Biodiesel Untuk Generator .............................. 82

V.4 Unit Pengolahan Limbah .............................................................................................................. 83

BAB VI. PLANT LAYOUT

VI.1 Lokasi dan Tata Letak .................................................................................................................. 85

VI.1.1 Pemilihan Lokasi.................................................................................................................... 85

VI.1.2 Tata Letak ................................................................................................................................ 90

VI.1.2.1 Tata Letak Alat Proses ............................................................................. 93

BAB VII. STRUKTUR ORGANISASI DAN MANAJEMEN PERUSAHAAN

VII.1 Struktur Organisasi dan Manajemen ................................................................................ 96

VII.2 Bentuk Badan Hukum Perusahaan .................................................................................... 96

VII.3 Struktur Organisasi Perusahaan ........................................................................................... 97

VII.4 Deskripsi Jabatan .............................................................................................................................. 99

VII.4.1 Rapat Umum Pemegang Saham ........................................................................... 99

VII.4.2 Dewan Komisaris ............................................................................................................. 99

VII.4.3 Dewan Direksi ..................................................................................................................... 99

VII.4.4 Tugas Manager Utama .............................................................. 100

VII.4.5 Tugas Manager Keuangan dan Umum ....................................... 100

VII.4.6 Tugas Manager Produksi dan Teknik ........................................ 100

VII.4.7 Staff Ahli ................................................................................................................................ 101

VII.4.8 Kepala Bagian ........................................................................................................................ 101

VII.4.8.1 Kepala Bagian Produksi ......................................................................... 101

VII.4.8.2 Kepala Bagian Teknik ............................................................................. 102

VII.4.8.3 Kepala Bagian Pemasaran dan Pembelian ...................... 102

VII.4.8.4 Kepala Bagian Keuangan ............................................... 103

VII.4.8.5 Kepala Bagian Umum.................................................... 103

VII.4.8.6 Kepala Bagian Seksi ...................................................... 104

VII.4.8.7 Kepala Regu .................................................................. 104

VII.5 Sistem Kepegawaian dan Sistem Gaji ................................................ 104

VII.6 Pembagian Jam Kerja Karyawan ........................................................ 105

BAB VIII. ANALISA EKONOMI

VIII.1 Dasar Analisa ................................................................................................................................... 107

VIII.2 Total Capital Investment ( TCI ) ...................................................................................... 108

VIII.2.1 Fixed Capital Investment ( FCI ) ........................................................................ 108

VIII.2.2 Working Capital Investment atau Modal Kerja ..................................... 109

VIII.2.3 Biaya Produksi Total ( TPC ) ................................................................................ 110

VIII.3 Komposisi Permodalan ............................................................................................................. 111

VIII.4 Hasil Analisa ...................................................................................................................................... 111

VIII.4.1 Break Event Point ( BEP ) ......................................................................................... 111

VIII.4.2 Perhitungan Laba Rugi ................................................................................................. 112

VIII.4.3 Minimum Payback Period ......................................................................................... 112

VIII.4.4 Internal Rate of Return ( IRR ) .............................................................................. 112

BAB IX. KESIMPULAN ........................................................................... 113

DAFTAR PUSTAKA

DAFTAR TABEL

Tabel 1.1 Impor Asam Laktat di Indonesia Tahun 2002-2010 ................................................ 4

Tabel 1.2 Ekspor Asam Laktat di Indonesia Tahun 2002-2010 ............................................... 5

Tabel 1.3 Perkiraan Analisa Regresi Linier ............................................................................................... 6

Tabel 1.4 Proyeksi Kebutuhan Asam Laktat Tahun 2011-2012............................................... 8

Tabel 2.1 Perbandingan Proses Pembuatan Asam Laktat ............................................................. 13

Tabel 3.1 Neraca Massa Total .............................................................................................................................. 20

Tabel 3.2 Neraca Masssa Pada Centrifuge ( CF-01 ) ..................................................................... 22

Tabel 3.3 Neraca Massa Pada Tangki Pengenceran ( TP-01 ) ............................................... 22

Tabel 3.4 Neraca Massa Pada Fermentor ( FR-01 ) ...................................................................... 22

Tabel 3.5 Neraca Massa Pada Tangki Intermediate (TI-01) .................................................. 23

Tabel 3.6 Neraca Massa Pada Centrifuge ( CF-02 ) ..................................................................... 23

Tabel 3.7 Neraca Massa Pada Tangki Acidifier ( TA-01 ) ...................................................... 24

Tabel 3.8 Neraca Massa Pada Tangki Pengendapan ( TS-01 ) ............................................ 24

Tabel 3.9 Neraca Massa Pada Evaporator ( EV-01 ) .................................................................... 25

Tabel 3.10 Neraca Massa Pada Partial Subcooler Condensor ( SK-01 ) ..................... 25

Tabel 3.11 Neraca Massa Pada Flash Drum ( FD-01 ) ............................................................... 25

Tabel 3.12 Neraca Massa Pada Cooler ( C-01 ) ................................................................................ 26

Tabel 3.13 Neraca Massa Pada Subcooler Condensor ( SK-02 ) ....................................... 26

Tabel 3.14 Neraca Energi Pada Centrifuge 1 ( CF-01 ) ............................................................. 26

Tabel 3.15 Neraca Energi Pada Tangki Pengenceran ( TP-01 ) .......................................... 27

Tabel 3.16 Neraca Energi Pada Fermentor ( FR-01 ) .................................................................. 27

Tabel 3.17 Neraca Energi Pada Tangki Intermediate ( TI-01 ) ........................................... 27

Tabel 3.18 Neraca Energi Pada Centrifuge 2 ( CF-02 ) ............................................................. 28

Tabel 3.19 Neraca Energi Pada Tangki Acidfier ( TA-01 ) .................................................... 28

Tabel 3.20 Neraca Energi Pada Tangki Pengendapan ( TS-01 ) ........................................ 28

Tabel 3.21 Neraca Energi Pada Evaporator ( EV-01 ) ................................................................ 29

Tabel 3.22 Neraca Energi Pada Partial Subcooler Condensor ( SK-01 ) .................... 29

Tabel 3.23 Neraca Energi Pada Flash Drum ( FD-01 ) .............................................................. 29

Tabel 3.24 Neraca Energi Pada Cooler ( C-01 ) ............................................................................... 30

Tabel 3.25 Neraca Energi Pada Partial Subcooler Condensor ( SK-02 ) .................... 30

Tabel 3.26 Spesifikasi Pompa .......................................................................................................................... 74

Tabel 5.1 Kebutuhan Steam Untuk Peralatan Utama ................................................................ 75

Tabel 5.2 Kebutuhan Air Pendingin Untuk Peralatan Utama ............................................ 76

Tabel 5.3 Kebutuhan Air Yang Harus Disediakan ...................................................................... 79

Tabel 5.4 Daya Peralatan Proses ................................................................................................................. 80

Tabel 5.5 Kebutuhan Listrik Secara Keseluruhan ....................................................................... 81

Tabel 5.6 Perbandingan Lokasi Pabrik Asam Laktat ................................................................ 84

Tabel 6.1 Matriks Pemilihan Lokasi Pabrik ...................................................................................... 86

Tabel 6.2 Jadwal Kerja Untuk Setiap Regu .................................................................................... 106

DAFTAR GAMBAR

Gambar 1.1 Grafik Konsumsi Asam Laktat ----------------------------------------------------------------------------- 7

Gambar 1.2 Konsumsi Asam Laktat Dunia Sampai Dengan 2008 --------------------------------- 9

Gambar 3.1 PFD Asam Laktat ---------------------------------------------------------------------------------------------------- 19

Gambar 3.2 Diagram Alir Neraca Massa -------------------------------------------------------------------------------- 20

Gambar 5.1 Siklus Cooling Water -------------------------------------------------------------------------------------------- 77

Gambar 5.2 Unit Pengolahan Air ----------------------------------------------------------------------------------------------- 80

Gambar 5.3 Unit Pengolahan Limbah ------------------------------------------------------------------------------------- 84

Gambar 6.1 Peta Lokasi Pabrik Asam Laktat -------------------------------------------------------------------- 89

Gambar 6.2 Tata Letak Pabrik ........................................................................................................................... 92

Gambar 6.3 Tata Letak Alat Proses ............................................................................................................. 94

Gambar 7.1 Struktur Organisasi Perusahaan ....................................................................................... 98

KATA PENGANTAR

Puji syukur kehadirat Tuhan Yang Maha Esa atas segala rahmat dan

bimbingan-Nya sehingga penulis dapat menyelesaikan Laporan Tugas Akhir ini

sebagai salah satu syarat untuk memperoleh gelar Diploma IV Program Studi

Teknik Kimia Industri di Sekolah Tinggi Manajemen Industri Kementerian

Perindustrian Republik Indonesia. Judul Tugas Akhir ini adalah Pra Rancangan

Pabrik Asam Laktat Dengan Proses Fermentasi Dari Molasse Kapasitas 5.000

Ton/Tahun.

Selama penyusunan laporan Tugas Akhir ini, penulis memperoleh bantuan

dan dukungan dari berbagai pihak, baik secara moril maupun material. Maka pada

kesempatan ini penulis ingin mengucapkan terima kasih secara khusus kepada :

1. Orang tua dan keluarga yang telah memberikan dukungan dan doa

2. Bapak Drs. Ahmad Zawawi, M.A,MM, Selaku Ketua Pimpinan

Sekolah Tinggi Manajemen Industri Kementerian Perindustrian RI.

3. Bapak Ir. DR. Gatot Ibnusantosa, DEA, selaku Ketua Jurusan Teknik

Kimia Industri dan dosen pembimbing di Sekolah Tinggi Manajemen

Industri.

4. Bapak Ir. Roosmariharso, MBA selaku asisten dosen pembimbing di

Sekolah Tinggi Manajemen Industri.

5. Ibu Lucyana Tresia, Sekertaris Jurusan Teknik Kimia Industri Sekolah

Tinggi Manajemen Industri.

6. Dosen-dosen dari kampus kami tercinta Sekolah Tinggi Manajemen

Industri yang selama ini telah memberikan referensi materi

perkuliahan kepada kami.

7. Partner yang sudah saling mendukung dan memberi semangat dalam

pengerjaaan laporan penelitian ini.

8. Rekan-rekan mahasiswa Teknik Kimia Industri angkatan 2008 Sekolah

Tinggi Manajemen Industri.

9. Dan pihak-pihak yang tidak disebutkan namanya satu persatu, yang

telah memberikan bantuannya hingga selesainya laporan kerja praktik

ini.

Kami menyadari sepenuhnya bahwa dalam menyelesaikan Laporan Tugas

Akhir ini banyak dijumpai kekurangan dan kelemahannya. Hal ini disebabkan

karena keterbatasan kemampuan dan pengetahuan yang kami miliki. Akan tetapi,

kami juga sadar bahwa belajar itu tidak mengenal batas ruang dan waktu. Entah

kapanpun dan dimanapun, kami tetap mengharapkan saran dan kritik yang

membangun demi kesempurnaan laporan ini dan demi majunya Ilmu Teknik

Kimia Industri.

Jakarta, Mei 2012

Penyusun,

BAB I

PENDAHULUAN

I.1 Latar Belakang

Salah satu ciri dari Negara berkembang adalah titik berat perekonomian

pada pengembangan sektor dunia industri. Seiring dengan perkembangan jaman

tersebut, Indonesia diharapkan dapat turut bersaing dengan Negara-negara lain di

dunia. Kemajuan yang sangat diharapkan adalah dalam industri kimia.

Perkembangan industri kimia diharapkan dapat merangsang pertumbuhan

ekonomi dan industri. Tujuannya adalah untuk memenuhi kebutuhan dalam

negeri, dan juga untuk memberikan lapangan pekerjaan bagi masyarakat

Indonesia sehingga dapat meningkatkan taraf hidup masyarakat. Pembangunan

industri juga ditujukan untuk memperkokoh struktur ekonomi nasional dengan

keterkaitan yang kuat dan saling mendukung antar sektor, meningkatkan daya

tahan perekonomian nasional, dan mendorong berkembangnya kegiatan berbagai

sektor pembangunan lainnya.

Dalam pembangunan sektor industri makin berperan sangat strategis

karena merupakan motor penggerak pembangunan. Sektor ini diharapkan

disamping sebagai penyerap tenaga kerja terbesar, penghasil devisa, juga sebagai

pemacu pertumbuhan ekonomi yang tinggi dalam upaya mencapai masyarakat

yang sejahtera. Hal ini akan dapat dicapai jika kita menyadari adanya peluang dan

tantangan dalam liberalisasi perdagangan dunia dan kemampuan kita untuk

mengatasi hambatan dalam pembangunan sektor industri. Untuk mencapai tujuan

tersebut di atas dapat dilakukan dengan mengurangi impor bahan-bahan kimia dan

memacu peningkatan pemanfaatan bahan industri dalam negeri (Anonim1. 2008.

www.leapedia.com).

Asam laktat atau 2-hydroxypropionic acid yang mempunyai rumus kimia

CH3CH(OH)COOH, adalah asam hidroksi karboksilat sederhana dengan atom

karbon asimetris. Asam laktat telah ditemukan pada tahun 1780 oleh seorang

kimiawan Swedia bernama Scheele, dalam susu asam. Asam laktat diproduksi

melalui fermentasi oleh Blondeau pada tahun 1847. Asam laktat dapat dibuat

http://www.leapedia.com/

melalui proses fermentasi karbohidrat seperti sukrosa, laktosa, manitol, pati dan

dekstrin. Protein terlarut, senyawa posfat, dan garam amonium juga dibutuhkan

sebagai sumber nutrisi bakteri.

Pembuatan skala industri asam laktat dimulai pada tahun 1881. Produksi

asam laktat dunia mengalami kenaikan perlahan secara wajar, dengan Jerman

sebagai produsen terbesar.

Sifat asam laktat yang dapat larut dalam air, dapat digunakan sebagai

bahan baku pembuatan polimer (Poly Lactic Acid), dan mempunyai kelarutan

yang tinggi pada sebagian besar garam, merupakan beberapa sifat yang

menguntungkan, sehingga asam laktat dapat diolah dan digunakan lebih lanjut

dalam industri makanan (sebagai pengatur pH, aroma), industri farmasi (sebagai

larutan pengental, pembuatan tablet), industri kosmetik (sebagai pencampur, zat

yang membuat kulit tampak bercahaya, zat anti jerawat) dan juga dalam industri

kimia (sebagai pengatur pH, penertal, zat pembersih).

Asam Laktat merupakan bahan baku yang cukup banyak dibutuhkan di

Indonesia, dan pada saat ini Indonesia masih mengimpor asam laktat dalam

jumlah yang cukup besar. Di Indonesia belum ada pabrik yang memproduksi

asam laktat, walaupun sebagian besar bahan bakunya terdapat di dalam negeri.

I.2. Tujuan Pendirian Pabrik

Tujuan dari pendirian pabrik asam laktat ini adalah untuk :

I.2.1 Tujuan Umum :

Mendapatkan keuntungan secara finansial.

Memenuhi kebutuhan dalam negeri akan kebutuhan asam

laktat

Memenuhi kebutuhan pasar luar negeri dengan cara

mengekspor agar menambah devisa negara.

Menimbulkan dampak yang positif bagi pertumbuhan

perindustrian, khususnya industri kimia Indonesia. Pabrik yang

akan didirikan merupakan pabrik pertama di Indonesia, dengan

demikian dapat terjadi perkembangan teknologi yaitu teknologi

dalam pembuatan asam laktat.

Membuka lapangan kerja baru yang secara tidak langsung

dapat meningkatkan kesejahteraan ekonomi masyarakat.

I.2.2 Tujuan Khusus :

Mengetahui lebih dalam tentang pendirian suatu pabrik

ditinjau dari segala aspek.

Menerapkan ilmu – ilmu yang didapat dibangku kuliah.

Mengetahui lebih rinci mengenai proses produksi, alat – alat

produksi, tata letak pabrik, dan analisa ekonomi dari

prancangan suatu pabrik kimia khususnya pabrik asam laktat.

I.3 Analisa Pasar dan Penentuan Kapasitas

I.3.1 Perkembangan Produksi

Seperti dikemukakan di atas bahwa hingga saat ini di Indonesia belum

terdapat pabrik yang memproduksi asam laktat. Sehingga kebutuhan asam laktat

di Indonesia dipenui dengan cara mengimpor dari negara-negara lain.

I.3.2 Perkembangan Impor

Asam laktat merupakan bahan baku yang dibutuhkan dan digunakan dalam

dunia industri, diantaranya sebagai pengasam pada industri makanan, dyes pada

industri tekstil, industri pengolahan logam, dan industri farmasi. Untuk

mencukupi kebutuhan di dalam negeri, asam laktat masih diimpor dari berbagai

negara, karena hingga saat ini di Indonesia belum terdapat pabrik asam laktat.

Berdasarkan sumber Departemen Perindustrian, data impor dan ekspor

asam laktat diklasifikasikan dengan no HS 291811000 untuk tahun 2002-2006 dan

no HS 2918110000 untuk tahun 2007-2011. Pada tahun 2003, impor asam laktat

mengalami penurunan sebesar 23,15% dibandingkan tahun 2002. Tahun

berikutnya impor mengalami kenaikan, yaitu pada tahun 2004, 2005, dan 2006,

berturut-turut yaitu sebesar 20,82%, 34,91%, dan 11,51%. Pada tahun 2007 terjadi

penurunan kembali sebesar 1,11%, pada tahun 2008, 2009 dan 2010 terjadi

kenaikan lagi berturut – turut sebesar 22,11%, 3,82%, dan 32,39%. Sehingga rata-

rata perkembangan impor dari tahun 2002-2010 adalah sebesar 12,66%. Data

impor asam laktat dari tahun 2002 sampai tahun 2010 selengkapnya dapat dilihat

pada tabel I.1

Tabel 1.1 Impor Asam Laktat di Indonesia Tahun 2002-2010

Tahun Impor (Kg) Kenaikan (%)

2002 990.192 -

2003 761.005 -23,15

2004 919.475 20,82

2005 1.240.507 34,91

2006 1.383.290 11,51

2007 1.367.995 -1,11

2008 1.670.436 22,11

2009 1.734.310 3,82

2010 2.296.089 32,39

Rata-Rata 12,66

Sumber : Departemen Perindustrian

Impor asam laktat tersebut didatangkan dari berbagai Negara, antara lain :

Cina, Belgia, Brazil, Jepang, Spanyol, Singapura, India, Jerman, Prancis,

Malaysia dan beberapa negara lain.

I.3.3 Perkembangan Ekspor

Sebagaimana telah dijelaskan sebelumnya bahwa asam laktat belum dapat

diproduksi didalam negeri, maka Indonesia tidak melakukan ekspor ke luar

negeri. Ekspor yang dilakukan merupakan re-ekspor (ekspor kembali) kelebihan

asam laktat. Data ekspor asam laktat dari tahun 2002 sampai tahun 2010

selengkapnya dapat dilihat pada tabel I.2

Tabel 1.2 Ekspor Asam Laktat di Indonesia Tahun 2002-2010

Tahun Ekspor (Kg)

2002 6.333

2003 41.642

2004 165.724

2005 0

2006 8

2007 102

2008 19.189

2009 52.063

2010 2.660

Sumber : Departemen Perindustrian

Dengan data tersebut di atas, nilai ekspor mengalami penurunan dan

kenaikan yang fluktuatif dan nilainya sangat kecil. Hal ini dapat diartikan bahwa

ekspor tersebut merupakan re-ekspor dari kelebihan impor yang dilakukan.

Selanjutnya nilai ekspor dianggap sama dengan nol sehingga tidak mempengaruhi

analisa regresi linier asam laktat.

I.3.4 Perkembangan Konsumsi

Pabrik asam laktat tidak terdapat di Indonesia, maka dapat juga dikatakan

bahwa produksi asam laktat dalam negeri tidak terjadi, dan pemenuhan seluruh

kebutuhan asam laktat di dalam negeri dipenuhi dengan melakukan impor dari

negara-negara produsen asam laktat.

I.3.5 Prospek Pasar

Asam laktat sampai sekarang belum diproduksi di dalam negeri, sehingga

seluruh kebutuhannya masih tergantung dari impor.

Dari data perkembangan produksi, konsumsi, ekspor, dan impor yang telah

dijabarkan di atas, maka dapat diproyeksikan kebutuhan asam laktat di Indonesia.

Tabel. 1.3 Perkiraan Analisa Regresi Linier

Tahun n Index

( X )

Konsumsi

( Kg / Tahun )

(Y)

X2 XY

2002 1 -4 990.192 16 -3.960.768

2003 2 -3 761.005 9 -2.283.015

2004 3 -2 919.475 4 -1.838.950

2005 4 -1 1.240.507 1 -1.240.507

2006 5 0 1.383.290 0 0

2007 6 1 1.367.995 1 1.367.995

2008 7 2 1.670.436 4 3.340.872

2009 8 3 1.734.310 9 5.202.930

2010 9 4 2.296.089 16 9.184.356

∑

0 12.363.299 60 9.772.913

Dari data diatas diketahui :

∑X = 0

∑Y = 12.363.299

∑X2 = 60

∑XY = 9.772.913

Maka Persamaannya :

a =

Maka : a =

=

= 1.373.699,889

Karena : ∑X = 0

Maka: b =

0

500000

1000000

1500000

2000000

2500000

Ko

nsu

msi

Tahun

konsumsi

Linear (konsumsi)

=

= 162.881,8833

Dengan :

X = Indeks untuk tahun

Y = Konsumsi Kg/tahun

a = Axist intersept

b = Slope of regression

Sehingga diperoleh persamaan regresi linear :

Y = a + bx

= 1.373.699,889+ 162.881,8833 x

Gambar 1.1 Grafik Konsumsi Asam Laktat

Dari persamaan diatas maka dapat dihitung perkiraan kebutuhan asam laktat dari

tahun 2011 – 2021 adalah sebagai berikut :

Tabel 1.4. Proyeksi Kebutuhan Asam Laktat tahun 2011-2021

No. Tahun Index Tahun

( X )

Kapasitas ( Kg /tahun )

( Y )

1 2011 5 2.188.109,306

2 2012 6 2.350.991,189

3 2013 7 2.513.873,072

4 2014 8 2.676.754,956

5 2015 9 2.839.636,839

6 2016 10 3.002.518,722

7 2017 11 3.165.400,606

8 2018 12 3.328.282,489

9 2019 13 3.491.164,372

10 2020 14 3.654.046,256

11 2021 15 3.816.928,139

Mengingat bahwa kebutuhan asam laktat mengalami peningkatan setiap

tahunnya yang masih dipenuhi dengan cara impor, dan sebagian besar bahan baku

pembuatan asam laktat berada di Indonesia, maka pabrik yang akan didirikan

mempunyai prospek pasar. Karena pendirian pabrik asam laktat salah satunya

bertujuan untuk mengurangi ketergantungan impor, maka besarnya peluang pasar

berdasarkan tabel I.4 pada tahun 2018 adalah 3.328.282,489 kg.

Pabrik asam laktat ini direncanakan di bangun pada awal tahun 2014,

sehingga pada tahun 2018 sudah dapat berproduksi. Sesuai data proyeksi

diketahui bahwa peluang pasar pada tahun 2018 sebesar 3.328.282,489 kg, maka

direncanakan pendirian pabrik asam laktat dengan kapasitas produksi 50% lebih

besar dari peluang pasar awal produksi, yaitu 5.000 ton pertahun. Kapasitas

ekonomis pabrik asam laktat yang sudah berdiri berkisar 1.500 ton pertahun

(Belgia) - 5.000 ton pertahun (China) - 100.000 ton pertahun (Thailand). Dengan

komposisi 60% dari kapasitas produksi dipasarkan di dalam negeri dan sisanya

akan di ekspor ke negara-negara Asia atau ke negara Amerika Serikat. Konsumsi

asam laktat di Dunia sampai dengan tahun 2008 dapat dilihat pada gambar 1.2 :

Gambar 1.2 Konsumsi Asam Laktat Dunia Sampai Dengan 2008

BAB II

DESAIN PROSES

II.1 Proses-Proses Pembuatan Asam Laktat

Pembuatan asam laktat dapat dilakukan melalui 2 cara, yaitu cara sintesis

dan cara fermentasi. Dalam beberapa tahun terakhir proses fermentasi lebih

sukses karena naiknya kebutuhan pasar asam laktat yang diproduksi secara

natural.

II.1.1 Secara Sintesis

Sejak tahun 1960-an, asam laktat telah diproduksi melalui proses sintetis.

Beberapa cara untuk memproduksi asam laktat sintetis dalam skala industri telah

ditemukan. Saat ini industri asam laktat sintetis melakukan proses produksi

dengan mereaksikan asetaldehida dengan hidrogen sianida melalui reaksi

hidrolisis menghasilkan laktonitril, reaksi sebagai berikut :

CH3 – CHO + HCN → CH3 – CH(OH) – CN

CH3 – CH(OH) – CN + 2 H2O → CH3 – CH(OH) – COOH + NH4Cl

Reaksi dari propana dengan dinitrogen tetraoxide pada 15 – 20 0C,

menghasilkan 1-nitropropan-2-ol yang dapat dihidrolisis dengan HCl atau H2SO4

untuk menghasilkan asam laktat.

CH3 – CH = CH2 → CH3 – CH(OH) – CH2 – NO2 → CH3 – CH(OH) – COOH

Hasil samping dari reaksi tersebut adalah nitrolactic acid (CH3-CH(ONO2)-

COOH) yang apabila diteruskan dengan reaksi saponifikasi dapat menghasilkan

asam laktat (yield 75-85%).\

N2O4 HCl

II.1.2 Secara Fermentasi

Asam laktat dihasilkan dari fermentasi glukosa oleh bakteri tertentu

melalui reaksi :

C6H12O6 CH3COCOOH CH3CHOHCOOH

Glukosa asam piruvat asam laktat

Banyak jenis karbohidrat yang telah dicoba untuk dijadikan bahan baku

untuk pembuatan asam laktat. Akan sangat bermanfaat bila bahan baku tersebut

mempunyai kriteria :

Murah

Tingkat kontaminasi yang rendah

Laju dari fermentasi yang tinggi

Asam laktat yang dihasilkan banyak

Sedikit atau tidak mengandung produk samping

Dapat difermentasi tanpa melakukan pretreatment

Dapat beroperasi sepanjang tahun

Di Amerika, gula jagung, molasses dan air dadih (kaldu) adalah bahan

baku utama dalam pembuatan asam laktat, sedangkan di Jerman, pati kentang

yang biasanya digunakan. Dilihat dari kesulitan proses, hasil fermentasi, grade

poduk yang diinginkan akan menentukan kemurnian relatif bahan, yang populer

adalah dekstrosa dan sukrosa.

Di Indonesia, jumlah produksi molase cukup besar dan sebagian besar

hasilnya belum dapat dimanfaatkan oleh industri dalam negeri. Produksi tebu

dapat menghasilkan 3 % molasse per ton tebu yang diolah.

Sejumlah organisme dapat memproduksi asam laktat melalui fermentasi.

Beberapa hanya memproduksi hanya asam laktat saja dan biasanya disebut

“homofermentatif”, sedangkan yang lainnya memproduksi asam volatile

tambahan yang diistilahkan sebagai “heterofermentatif”. Dua tipe berbeda asam

laktat fermentasi dinamai homolactic (pure lactic) fermentasi dan heterolactic

(mixed lactic) fermentasi. Bakteri homolactic seperti Lactobacillus delbuckii,

Lactobacillus bulgaricus, Lactobacillus Leichmannii, Lactobacillus casei,

Lactobacillus salivarius dapat digunakan. Bakteri heterolactic seperti

Lactobacillus brevis, Lactobacillus buchneri, Lactobacillus bifidus. Fermentasi

heterolacitic memproduksi banyak jumlah produk fermentasi yang lain, seperti

asam asetat, etanol, asam format, dan karbon dioksida, tergantung pada bahan

baku yang digunakan. Proses pembuatan asam laktat terdiri dari 3 tahapan proses,

yaitu :

1. Proses fermentasi

2. Proses Pemisahan

3. Pemurnian asam laktat

Pada awal proses, bahan baku molases akan difermentasi oleh bakteri

Lactobacillus delbrueckii. Proses fermentasi berlangsung di dalam tangki

fermentor dengan suhu 46-50 0C, tekanan 1 atm, dan pH = 5,7-6,3. Kedalam

tangki fermentor ditambahakan nutrisi untuk kelangsungan hidup bakteri dan

CaC03 agar pH larutan tetap dalam kondisi operasi. Proses operasi fermentasi

asam laktat berlangsung selama 21 jam. Selanjutnya dilakukan pemisahan, yaitu

pemisahan antara larutan produk dengan material biomassa (bakteri dan nutrisi).

Pemisahan dapat dilakukan dengan centrifuse sehingga larutan produk dapat

dipisahkan dari material biomassa. Proses selanjutnya adalah pemurnian asam

laktat, larutan asam laktat dipisahkan dari larutan produk sehingga akan

didapatkan larutan asam laktat dengan yield 90 % dari glukosa yang terfermentasi,

pada kemurnian 80 % asam laktat.

Proses fermentasi lainnya dapat menggunakan bakteri Enterococcus

faecalis, dengan menggunakan bahan baku gandum. Bahan baku terlebih dahulu

dihiodrolisis sehingga terbentuk glukosa yang selanjutnya difermentasi oleh

Enterococcus faecalis. Proses fermentasi berlangsung di dalam fermentor pada

suhu 38oC, tekanan 1 atm, ph 7, dengan penambahan nutrisi untuk kelangsungan

hidup bakteri dan CaCO3 untuk menjaga kestabilan pH. Fermentasi berlangsung

selama 27-33 jam dengan yield 95 %.

II.2 Pemilihan Proses

Perbandingan Proses produksi dilakukan untuk menentukan proses mana

yang lebih efektif dan efisisn dalam produksi asam laktat. Proses yang di

bandingkan adalah proses secara sintetis dan proses secara fermentasi.Pada proses

fermentasi terdapat dua jenis mikroba yang dibandingkan yaitu Lactobacillus

Delbreuckii dan Enterococcus Fecallis.

Tabel 2.1 Perbandingan Proses Pembuatan Asam Laktat

Keterangan Proses Produksi

Sintesis Fermentasi

Mikroba - Lactobacillus

Delbreuckii

Enterococcus

Fecallis

Bahan baku Acetaldehyde dan

hydrogen cyanide

molasse wheat

Temperatur 15-20 0C 46

0C 38

0C

Tekanan - 1 atm 1 atm

pH - 5-6 7

Waktu

fermentasi

- 21 jam 33 jam*

27 jam**

Yield 75-85% 90% 95%

Proses

Pendahuluan

- - Hidrolisis

* = proses pembuatan asam laktat tanpa adaptasi mikroba

** = proses pembuatan asam laktat dengan penambahan Corn Step Liquor (CSL)

(setelah adaptasi)

Dari ketiga proses pembuatan asam laktat tersebut, pada pabrik Asam Laktat

yang akan didirikan akan menggunakan proses fermentasi dengan bahan baku

molasse dan menggunakan mikroba Lactobacillus Delbreuckii, dikarenakan :

1. Bakteri Lactobacillus Delbreuckii dapat menguraikan glukosa dalam

molasse

2. Waktu fermentasi yang lebih cepat, yaitu 21 jam

3. Proses fermentasi tidak memerlukan perlakuan awal hidrolisis

II.3 Sifat-Sifat Bahan Baku dan Produk

II.3.1 Bahan Baku Utama

II.3.1.1 Molasse

Rumus : C17-18H26-27O10N

Bentuk : cairan kental berwarna cokelat kehitaman

Titik didih : 107 0C

Specific gravity : 1,4

Kelarutan dalam air : sangat larut

pH : 5,1

Titik beku : -18 oC

II.3.2 Bahan Baku Penunjang

II.3.2.1 Air

Rumus : H2O

BM : 18

Bentuk fisik : Cair

Warna : Tidak Berwarna


Tempertur kritik : 374,2 0C

Tekanan kritik : 218 atm

Densitas : 0,7 cp

II.3.2.2 Asam Sulfat

Rumus : H2SO4

BM : 98,0176

Bentuk : cairan jernih, bau menyengat

Tekanan uap : 1 mm Hg @145,8 0C

Densitas uap : 3,38

Viskositas : 21 mPas @ 25 C


Titik beku : 10,35

Densitas cair : 1,86

Kelarutan : Larut

II.3.2.3 Kalsium Karbonat

Rumus : CaCO3

BM : 100,09

Bentuk : bubuk padatan

Densitas : 2,7-2,95

Titik leleh : 825 0C

II.3.3 Produk Utama

II.3.3 .1 Asam laktat

Rumus : CH3CHOHCOOH

BM : 90,08

Bentuk : cairan

Titik didih : 82 0C pada 0,5 mm Hg

122 0C pada 14 mm Hg

Ka (25 0C) : 1,37 X 10

-4

∆H : 1361 KJ/mole

Cp (20 0C) : 190 J/mole/

0C

Kelarutan : larut

II.3.4 Produk Samping

II.3.4.1 Kalsium Sulfat

Rumus : CaSO4

BM : 136,14

Bentuk : Padatan berwarna putih tidak berbau

Titik didih : 1193 oC

Titik leleh : 1450 oC

Densitas : 1600 kg/m3

II.3.5 Deskripsi Proses

Proses pembuatan asam laktat dilakukan secara semi kontinyu, dimana

proses batch dilakukan sampai pada tangki intermediate, setelah tangki

intermediate dilakukan proses kontinyu. Pada akhir proses produksi dihasilkan

asam laktat dengan kemurnian 80 % dengan 20 % sisanya adalah air.

Pembuatan asam laktat dengan cara fermentasi secara garis besar terdiri

dari :

Persiapan

Fermentasi

Pemisahan biomassa, sisa nutrisi, dan kotoran lain

Pengasaman

Pengendapan

Pemurnian

II.3.5.1 Persiapan

Pada tahap persiapan ini dilakukan pemisahan abu yang terkandung dalam

molasse dengan menggunakan centrifuge (CF-01), dimana seluruh abu

diasumsikan mengendap dan terpisah. Setelah proses sentrifugasi, larutan

diencerkan dalam suatu tangki pengenceran (TP-01) untuk mengencerkan molasse

agar konsentrasi glukosa menjadi 12 %. Molasse dialirkan dari tangki penyimpan

molasse (T-01) ke centrifuge (CF-01) melalui aliran 1 dan air pengencer dialirkan

dari tangki penampung air (T-02) ke tangki pengencer (TP-01) melalui aliran 4.

Larutan hasil sentrifugasi dialirkan ke dalam tangki pengenceran melalui aliran 3.

Abu yang mengendap selanjutnya keluar melalui aliran 2.

II.3.5.2 Fermentasi

Larutan molasse yang telah diencerkan dialirkan ke dalam fermentor (FR-

01) melalui aliran 5. Proses fermentasi berlangsung di dalam tangki fermentor

(FR-01) dengan menggunakan bakteri Lactobacillus delbruecki yang dialirkan

dari tangki penyimpan bakteri (T-04) melalui aliran 7, yang kedalamnya juga

ditambahkan CaCO3 yang diumpankan dari silo penyimpan CaCO3 (S-01) melalui

aliran 8 dan nutrisi (malt sprouts) yang dialirkan dari tangki penyimpan nutrisi (T-

03) melalui aliran 6. Fermentasi berlangsung selama 21 jam pada temperatur

46C, tekanan 1 atm dan pada konsentrasi glukosa 12 %. Molasse yang

diumpankan ke dalam fermentor sebelumnya diencerkan dengan air sehingga

konsentrasi glukosa dalam fermentor menjadi 12 %. Penambahan CaCO3 untuk

mempertahankan pH agar tidak berubah-ubah menjadi semakin rendah, karena

kondisi hidup bakteri harus dipertahankan pada pH optimumnya yaitu pada pH 5-

6, sehingga dihasilkan juga kalsium laktat, karbon dioksida (CO2) dan air (H2O)

dari proses fermentasi. Karbon dioksida dikeluarkan ke udara melalui aliran 9,

sedangkan larutan hasil fermentasi dialirkan ke tangki intermediate (TI-01)

melalui aliran 10a. Tangki intermediate ini (TI-01) merupakan penampungan hasil

fermentasi sementara, yang akan diproses lebih lanjut secara kontinyu. Proses

kontinyu selajutnya dilakukan setelah 2 kali batch fermentasi.

II.3.5.3 Pemisahan biomassa, sisa nutrisi dan kotoran lain

Setelah proses fermentasi selesai, produk yang terbentuk harus dipisahkan

dari material-material pengotor yang terkandung di dalamnya. Melalui aliran 10b

larutan produk dialirkan dari tangki intermediate ke centrifuge (CF-02).

Pemisahan ini dilakukan dengan sentrifugasi untuk memisahkan larutan dengan

sisa-sisa kotoran terutama sisa-sisa biomassa (bakteri dan malt sprouts). Pada

proses sentrifugasi ini diasumsikan seluruh biomassa terpisah (aliran 11) dan

terpisah dengan larutan yang mengandung produk (aliran 12).

II.3.5.4 Pengasaman

Larutan hasil sentrifugasi melalui aliran 12 masuk ke dalam tangki

pengasaman (acidifier) (TA-01). Dalam tangki ini terjadi reaksi antara Ca-laktat

yang terbentuk dari hasil fermentasi, dengan H2SO4 (T-05) yang ditambahkan

melalui aliran 13, sehingga akan terbentuk asam laktat dan endapan CaSO4.

Campuran endapan dan larutan ini kemudian dialirkan melalui aliran 14 ke tangki

pengendapan (TS-01) untuk memisahkan larutan dari endapan.

II.3.5.5 Pengendapan

Larutan asam laktat dan endapan CaSO4 yang terbentuk di tangki

pengasaman (TA-01) melalui aliran 14 kemudian dialirkan ke dalam tangki

pengendapan (TS-01) untuk memisahkan endapan CaSO4 dengan larutan.

Selanjutnya larutan asam laktat tersebut dialirkan melalui aliran 16 untuk

kemudian dimurnikan, sedangkan endapan CaSO4 dikeluarkan melalui aliran 15.

II.3.5.6 Pemurnian

Larutan asam laktat yang berasal dari tangki pengendapan masih

mengandung asam laktat, air, fruktosa dan sisa glukosa, melalui aliran 16

diumpankan ke dalam evaporator (EV-01) untuk memisahkan asam laktat dan air

dengan glukosa dan fruktosa. Dalam evaporator, larutan dipanaskan dan diuapkan

sampai temperatur jenuh asam laktat yaitu 175C. Pada temperatur tersebut asam

laktat dan air akan menguap (titik didih air = 100 C, titik didih asam laktat = 175

C), sedangkan fruktosa dan glukosa akan tetap cair (titik didih glukosa > 300 C,

titik didih fruktosa > 300 C).

Asam laktat dan air yang menguap melalui aliran 18 kemudian masuk ke

dalam partial sub-cooler condenser (SK-01), dimana seluruh asam laktat dan air

akan didinginkan. Seluruh asam laktat diembunkan dan hanya sebagian kecil air

yang diembunkan, sehingga akan didapatkan asam laktat dengan kemurnian 80 %

dan 20 % sisanya adalah air. Asam laktat 80 % yang masih bercampur dengan uap

AAAAlaktat 80 % (aliran 21) dengan uap air (aliran 20). Asam laktat yang telah

terpisah dengan uap air

(aliran 21) kemudian didinginkan dengan menggunakan cooler (C-01) sampai

temperatur 30C untuk selanjutnya disimpan dalam tangki penampung (T-06)

melalui aliran 22.

Sisa uap air yang keluar dari flash drum (FD-01) melalui aliran 20

kemudian diembunkan dan didinginkan seluruhnya menggunakan sub-cooler

condenser (SK-02), dialirkan melalui aliran 23 dan kemudian ditampung dalam

tangki penyimpan air (T-02) untuk kemudian dapat digunakan kembali sebagai

bahan baku pada tangki pengenceran.

BAB III

NERACA MASSA DAN ENERGI

III.1 Neraca Massa

III.1.1 Neraca Massa Total

Gambar 3.1 Diagram Alir Neraca Massa

Tabel 3.1 Neraca Massa Total

CENTRIFUGE T.PENGENCERAN FERMENTOR T.INTERMEDIET

CENTRIFUGE T.ACIDIFIER T PENGENDAPAN EVAPORATOR

SUB COOLER CONDENSOR

FLASH DRUM

SUB COOLER CONDENSOR

COOLER

1

2

3

4

5

6,7,8 9

10b

11

12

13

14

15

10a

16

17

18

19

20

21 22

23

III.3.1.2

Centrifuge 1

(CF- 01)

Tabel 3.2 Neraca

Massa Pada

Centrifuge 1 (CF-01)

III.3.1.3 Tangki Pengenceran (TP-01)

Tabel 3.3 Neraca Massa Pada Tangki Pengenceran (TP-01)

III.3.1.3 Tangki

Fermentor (FR-01)

Tabel 3.4 Neraca Massa Pada Tangki Fermentor (FR-01)

III.3.1.4 Tangki Intermediate (TI-01)

Tabel 3.5 Neraca Massa Pada Tangki Intermediate (TI-01)

III.3.1.5 Centrifuge 2 (CF-02)

Tabel 3.6 Neraca Massa Pada Centrifuge 2 (CF-02)

III.3.1.6 Tangki Acidifier (TA-01)

Tabel 3.7 Neraca Massa Pada Tangki Acidifier (TA-01)

III.3.1.7 Neraca Massa Pada Tangki Pengendapan (TS-01)

Tabel 3.8 Neraca Massa Pada Tangki Pengendapan (TS-01)

III.3.1.8 Evaporator (EV-01)

Tabel 3.9 Neraca Massa Pada Evaporator (EV-01)

III.3.1.9 Subcooler Condensor (SK-01)

Tabel 3.10 Neraca Massa Pada Pasial Subcooler Condensor (SK-01)

III.3.1.10 Flash Drum (FD-01)

Tabel 3.11 Neraca Massa Flash Drum (FD-01)

III.3.1.11 Cooler (C-01)

Tabel 3.12 Neraca Massa Pada Cooler (C-01)

III.3.1.12 Neraca Massa pada Subcooler Condensor (SK-02)

Tabel 3.13 Neraca Massa pada Subcooler Condensor (SK-02)

III.2 Neraca Energi

III.2.1 Centrifuge 1 (CF-01)

Tabel 3.14 Neraca Energi Pada Centrifuge 1 (CF-01)

III. 2.2 Tangki Pengenceran (TP-01)

Tabel 3 .15 Neraca Energi Pada Tangki Pengenceran (TP-01)

III.2.3 Fermentor (FR-01)

Tabel 3.16 Neraca Energi Pada Fermentor (FR-01)

III.2.4 Tangki Intermediate (TI-01)

Tabel 3.17 Neraca Energi Pada Tangki Intermediate

III.2.5 Centrifuge 2 (CF-02)

Tabel 3.18 Neraca Energi Pada Centrifuge 2 (CF-02)

III.2.6 Tangki Acidifier (TA-01)

Tabel 3.19 Neraca Energi Pada Tangki Acidifier (TA-01)

III. 2.7 Tangki Pengendapan (TS-01)

Tabel 3.20 Neraca Energi Pada Tangki Pengendapan (TS-01)

III.2.8 Evaporator (EV-01)

Tabel 3.21 Neraca Energi Pada Evaporator (EV-01)

III.2.9 Partial Subcooler Condensor (SK-01)

Tabel 3.22 Neraca Energi Pada Partial Subcooler Condensor (SK-01)

III.2.10 Flash Drum (FD-01)

Tabel 3.23 Neraca Energi Pada Flash Drum (FD-01)

III.2.11 Cooler (C-01)

Tabel 3. 24 Neraca Energi Pada Cooler (C-01)

III.2.12 Subcooler Condensor (SK-02)

Tabel 3.25 Neraca Energi Pada Subcooler Condensor (SK-02)

BAB IV

SPESIFIKASI PERALATAN PROSES

IV.1 Spesifikasi Centrifuge (CF – 01)

Fungsi : Memisahkan abu dari molasse dengan gaya sentrifugal

Jumlah : 1 unit

Jenis : Solid Bowl Basket

Toperasi : 30 0C

Poperasi : 1 atm

Komponen bahan baku masuk

Komponen Massa (Kg/batch) X Densitas (kg/m3)

Air 10165,04992 0.2 1000.0000

Glukosa 13468,69114 0.265 1562.0000

Fruktosa 16009,9536 0.315 1561.0000

Abu 11181,55491 0.22 3320.0000

50825,2496 1

Densitas cairan

Komponen Massa kg Fraksi Massa Densitas

(kg/m3)

Densitas

Campuran

Air 10165,04992 0.2564 1000.0000 256.4103

Glukosa 13468,69114 0.3397 1562.0000 530.6795

Fruktosa 16009,9536 0.4038 1561.0000 630,4038

∑ 39643,6947 1.0000 1417,4936

Densitas campuran cairan = 1417,4936 kg/m3

= 33

3

3100

1

1

10004936,1417

m

mx

kg

gx

m

kg

= 1.417 g/cm3

Volume campuran cairan = m / cairan

=

34936,1417

39643,6947

mkg

kg = 27,9675

Densitas Padatan

Komponen Massa kg Densitas

(kg/m3)

Abu 11181,55491 3320.0000

∑ 11181,55491 3320.0000

Volume padatan = m / cairan

=

33320

111181,5549

mkg

kg 3,3679 m

3

Densitas slurry = Berat slurry / volume slurry

= (Berat padatan+berat cairan) / (Volume padatan+volume cairan)

= (11181,55491 + 39643,6947 ) / (3,3679 + 27,9675 )

= 1621,9756 kg/m3

= 1.621 gr/cm3

Volume beningan (overflow) =Volume awal – volume akhir

Volume awal = masssa slurry / densitas slurry

= (massa cairan + massa padatan) / densitas slurry

= (39643,6947 +11181,55491 )kg / 1621,9756 kg/m3

= 31,3354 m3

Volume akhir = massa padatan / densitas padatan

= 11181,55491 kg / 3320 kg/m3

= 3,3679 m3

Volume Overflow = 31,3354 m3 – 3,3679 m

3

= 27,9675 m3/jam = 7768,7388 cm

3/dtk

= 123,1179 gpm

Beda densitas (∆ slurry - cairan

= 1,6220 – 1,4175 = 0,2045 g/cm3

Viskositas cairan

Komponen Massa kg Fraksi Massa Viskositas

(cp)

Viskositas

Campuran

Air 10165,04992 0.2564 0.7972 0.2044

Glukosa 13468,69114 0.3397 1.1890 0.4040

Fruktosa 16009,9536 0.4038 1.0755 0.4343

∑ 39643,6947 1.0000 1.0427

Viskositas slurry = 1,0427 cp

Vg = ∆ ρ d2 g / 18 µ

Dimana :

∆ ρ = perbedaan densitas slurry dengan densitas beningan

d = diameter partikel ( cm ) = 0.2 cm

g = bilangan gravitasi = 981 cm/dtk2

µ = viskositas bahan ( cp )

Maka Vg = 0,2045 g/cm3 x (0,2 cm)

2 x 981 cm/dtk

2 / 18 (1,0427)

= 0,4275 cm/dtk

Maka Q/∑ = 2 x Vg

= 0,8550 cm/dtk

Berdasarkan tabel 8 -10 Backhurts, Process Plant Design jadi ; diperoleh

centrifuge terpilih jenis : Solid Bowl Basket

Dari tabel 18 -12 Perry, edisi 7, hal 18 -112, dipilih centrifuge dengan spesifikasi :

Kecepatan putar : 1800 rpm

Bowl Diameter, d : 20 in

Daya Motor : 20 HP

Maximum centrifugal force : 920

IV.2 Tangki Berpengaduk (TP – 01)

Fungsi : Untuk mengencerkan larutan molasse hingga12 % glukosa

Bentuk : Tangki Silinder tegak

Jumlah : 1 buah

Data :

Tekanan Operasi : 1 atm

Temperatur Operasi : 30 oC

Laju alir massa : 78567,3650 Kg/batch

Densitas : 1061,8770 Kg/m3

Bahan Konstruksi : Stainless Steel SA-240 grade A

Menghitung Kapasitas Tangki

Direncanakan tangki yang dapat menyimpan selama 7 hari dan diambil faktor

keamanan tangki 20 %.

Volume Mollases (Vm)

Vm =

densitas

massaalirlaju =

Kg/m3 1061,8770

Kg/batch 78567,3650= 73,9891 m

3/batch

Volume Total (Vt)

Vt = Vm x 1,2 = 88,7870 m3

Menentukan Diameter Tangki dan Tinggi Tangki

Ditetapkan : H/ID = 2, H= 2ID

V = HID 2

4

V = 32 24

124

1 IDxxIDxxIDx

ID = 3

1

2

Vtx

ID = 3,8384 m

maka :

ID = 3,8384 m = 151,1180 in

H = 2 x ID = 7,6768 m = 302,2360 in

Menentukan Tebal Dinding Tangki

Tekanan Desain (Pdesain)

Poperasi = 1 atm

Gaya gravitasi (g) = 9,8 m/detik2

Tinggi cairan (h)

Vcairan = π ID2 hcairan /4

73,9891 m3 = (π)( 3,8384 m)

2hcairan/4

hcairan = 6,3973 m

(29,2299 psi) (75,5590 in)

(16250 psi)(0,80) – (0,6)( 29,2299 psi)

)

Phidrostatik = hcairan x ρcairan x g

= (6,3973 m) (1061,8770 kg/m3) (9,8 m/detik

2)

= 66573,1168 N/m2

= 0,6570 atm

Pdesain = 1,2 x (Poperasi + Phidrostatik)

= 1,2 x (1 atm + 0,6570) atm

= 1,9884 atm = 29,2299 psi

Tebal dinding tangki (t)

t = )Px6,0()Exf(

)rixP(

+ C (Pers.14-34, Brownell & Young)

Maka :

t = + 0,125

t = 0,2951 in

Diambil tebal standar 7/16 in (0,4375 in) (Brownell & young, hal 350)

Penentuan Diameter tangki sesungguhnya

Dluar tangki = Do = Di awal + (2 x t)

= 151,1180 in + (2 x 0,2951 in)

= 151,7082 in

Di = OD – (2 x t)

= 156 – (2 x 0,4375)

= 155,1250 in = 3,9402 m

Penentuan Ukuran Head

Tebal Head

Dari Brownell & Young Tabel 5.7, hal.91 untuk OD = 156 in dan tebal shell 7/16,

diperoleh :

Icr = 98

3 r = 144

Maka : Icr/r =98

3/144 = 0,065

Icr/r > 6 % sehingga memenuhi untuk torispherical head (Brownell & young,

hlm. 88), maka dapat digunakan persamaan :

W = 0,25 (3 + (r/icr)0,5

) (Brownell & Young, Pers. 7.76, hlm.138)

= 0,25 (3 + (144/98

3)

0,5)

= 1,7298

sehingga :

th = )2,0()2(

)(

PxExfx

WxrxP c

+ C (Brownell & Young ,Pers. 7.77, hlm. 138)

maka :

th = ((29,2299 psi)( 144 in)( 1,7298) + 0,125

[(2)( 16250 psi)(0,80)]-[(0,2) ((29,2299 psi)]

= 0,4051 in

Diambil th standar 7/16 in (0,4375 in) (Brownell & Young, Tabel 5.6 hlm. 88)

d

-D-

H

hc (α

IV.3 Spesifikasi Silo Penampung CaCO3 (T-03)

Fungsi : menampung bahan baku CaCO3 sebelum masuk fermentor

Bahan : Stainless Steel SA 240 grade A

Gambar :

(ruang kosong)

Starfeeder screw feeder

(a) (b) (c)

Keterangan :

(a) Gambar silo tampak depan

(b) Keluaran silo dilengkapi star feeder dan screw feeder

(c) Posisi bahan

Bahan masuk = 6734,345569 kg/batch

Densitas bulk CaCO3 = 800,9232 kg/m3

Kecepatan Volumetrik = 6734,345569 kg/batch = 8,4082 m3/batch

800,9232 kg/m3

Waktu penampungan = 1 hari = 1 batch

Volume bahan = 8,4082 m3/batch x 1 hari = 8,4082 m

3

Volume silo = 1,2 x 8,4082 m3= 10,0899 m

3 (20% faktor keamanan)

IV.4 Spesifikasi Reaktor Fermentor (FR – 01)

partikel

Kode Alat : R-101

Jenis : Reaktor berpengaduk dilengkapi jaket pemanas


Fungsi :Tempat berlangsungnya fermentasi asam laktat

Jumlah : 1 buah

Kondisi operasi : Temperatur = 46 oC

Tekanan = 1 atm = 14,7 psi

Menentukan Volume Reaktor

Densitas cairan dihitung berdasarkan komposisi massa komponen yang masuk

reaktor.

Komponen m (kg/batch) x p (kg/m3) m/p

Air 82760,4481 0,6661 1000,0000 82,7604

Glukosa 13468,69114 0,1084 3097,0000 4,3489

Fruktosa 16009,9536 0,1289 2976,0000 5,3797

Malt Sprouts 3367,172785 0,0271 2000,0000 1,6836

Bakteri 1908,064578 0,0154 1428,0000 1,3362

CaCO3 6734,3456 0,0542 2710,0000 2,4850

total 124248,6757 97,9938

Volume cairan (Vc) = m/ρ

= 97,9938 m3 = 5979951,16 in

3

Asumsi over desain 20%, sehingga :

Volume reaktor = 1,2 x volume cairan = 97,9938 m3

= 7175941,3917 in3

Menentukan Diameter Reaktor

Cairan menempati bagian bawah reaktor berbentuk torisperical dan di shell

berbentuk silinder

Volume cairan = Vol. cairan pada silinder + vol. cairan pada bagian bawah

Volume torisperical (tanpa straight flange) = 0,000049 x ID3 (Brownell ,

hlm.88).

Volume dalam ft3 ; diameter dalam in ; agar volume dalam in

3, maka dikalikan

faktor konversi 1728 in3/ft

3 sehingga volume torisperical =0,084672 x ID

3

Volume shell = 1/4 x π x ID2 x h

Diambil H = 2 D sehingga, Volume shell = 1/2x π x ID3

Volume straight flange = 1/4 x π x ID2 x sf

Diambil sf =2 in

Volume reaktor tanpa tutup= (1/2 x π x ID3)+ (0,084672 x ID

3) +(1/4x πxID

2

x sf)

7.175.941,3917 in3 = (1/2 xπxID

3)+ (0,084672 x ID

3)+(1/4xπxID

2x 2)

Setelah di trial didapatkan ID = 162,7599 in = 4,1341 m

IV.5 Spesifikasi Tangki Pengendapan (TS – 01)

Fungsi : Untuk memisahkan larutan dari endapan CaSO4 sebelum

dialirkan ke proses selanjutnya

Bentuk : Tangki Silinder tegak (torispherical head) dengan bagian

bawah berbentuk kerucut

Jumlah : 1 buah

Data :



Laju alir massa : 4732,7484 Kg/jam


Waktu tinggal : 1 jam

Q CaSO4 : 381,6129 kg/jam

Densitas bulk CaSO4 : 832,2546 kg/m3



Direncanakan tangki yang dapat menyimpan selama 1 jam dan diambil faktor


Volume campuran (Vc)

Laju alir volumetrik cairan =

densitas

massaalirlaju

= Kg/m3 1006,8231

Kg/jam 4732,7484 = 4,7007 m3/jam

Diketahui waktu tinggal 1jam

Volume cairan selama 1 jam = jamjamm 1/4,7007 3 = 4,7007 m3

Laju alir volumetrik endapan = endapanbulkdensitas

keluarendapanmassaalirlaju

= 3/2546,832

/6129,381

mkg

jamkg= 0,4585 m

3/jam

Volume endapan selama 1 jam = 0,4585 m3/jam x 1 jam = 0,4585 m

3

Volume Total (Vt)

Volume total = Volume cairan + Volume endapan

= 4,7007 m3 + 0,4585 m

3

= 5,1592 m3

Vt = 5,1592 x 1,2 = 6,1910 m3

IV.6 Spesifikasi Evaporator (EV-01)

Fungsi : Memisahkan produk dari larutan glukosa dan fruktosa pada suhu

175 °C

Tipe : Vertical Heater.

Jenis : Shell and Tube Heat Exchanger = 1 atm

Fluida dingin

t1 = 30 °C = 86 °F

t2 = 175 °C = 347 °F

Fluida panas :

T1 = 200 °C = 392 °F

T2 = 200 °C = 392 °F

laju alir massa (Ws) = 4732,7484 kg/jam

= 10433,9118 lb/jam

Panas yg diserap(Q) = 11460957,93 kJ/jam

= 10869572,4983 Btu/jam

kebutuhan steam (Wt) = 5911,976647 kg

= 13033,6620 lb

SHELL SIDE

( steam )

TUBE SIDE

(air, asam laktat, glukosa, &

fruktosa )

Menentukan Jumlah Tube Menentukan Ud terkoreksi

L = 7 ft

Nt = L.a o

= 244,1343 tubes

Dari Tabel.9, Kern Hal. 841 untuk :

ODt = 1,25 in

Pt = 1.562 in square pitch

n = 4 - pass

Nt = 244 tubes

IDs = 15,25 in

A = Nt . ao . L

= 558,5160 ft2

UD = LMTD

Qc

.

= 100 Btu/jam.ft2.oF

Menentukan Faktor Kekotoran (Dirty Factor)

Flow area, as

IDs = 15,25 in

B (1/4IDs), = 3,8125 in

Pt : Pitch = 1,5625 in

c' : c' = Pt – ODt = 0,3125 in

144.P

B'.C.IDa

t

SS [Pers. 7.1,

Kern]

as = 0,0808 ft2

Flow area, at

at’ = 0,7140 in2

at = n.144

'a.Nt t ;ft2

= 0,3025 ft2 [Pers. 7.48,

Kern]

Laju alir massa Gs

s

s

sa

WG [Pers. 7.2,

Laju alir massa, Gt

t

tt

a

WG

Kern]

Gs = 112984,0916 lb/jam.ft2

= 24147,9155 lb/jam.ft2

Bilangan Reynold, sRe

untuk ODt 1,25”

De = 1,48in

= 0,1233 ft [Fig. 28, Kern]

tc = 1/2(t1+t2) = 392

oF

µ = 0,1362 cp

= 0,3296 lb/ft,hr

Se

s

G.DRe [Pers. 7.3,

Kern]

sRe = 60395,8710

Bilangan Reynold, tRe

ID = 0,9540 in = 0,0795 ft

Tc = 1/2(T1+T2) = 216,5

oF

µ = 1,2577lb/ft, jam [Fig. 14,

Kern]

tt

t

GIDRe

tRe = 2180,6233

Koefisien perpindahan pipa

lapisan luar, ho

jH = 130 (pada Res) [Fig. 28,

Kern]

tc = 392 oF :

Cp = 0,8179 Btu/lb.oF

k = 0,7088 Btu/ft².jam(ºF/ft)

)( k

. Cp

D

k . jH h s

3

1

e

o

[Pers. 6.15b,

Kern]

soh = 541,3061 Btu/ft².jam.ºF

tw = )tT()h()h(

ht cc

sotio

soc

= 265,7494 oF [Pers. 5.31,

Kern]

a = (µ/µw) 0.14

Perpindahan pipa lapisan luar, hi

jH = 17 [Fig. 24,

Kern]

Tc = 216,5 oF :



)( k

. Cp

ID

k . jH hi t

3

1

t

[Pers. 6.15a,

Kern]

th i = 336,6413 Btu/ft².jam.ºF

tw = 265,7494 oF

µw = 0,3565 lb/ft.hr

t = (µ/µw) 0.14

= 1,1930

hi = 251,9195 Btu/ft².jam(ºF/ft)

[Pers. 6.37, Kern] )

ODt

IDt( hi io h

tw = 265,7494 oF


a = 1,3894

ho = 752,1001 Btu/ft².jam(ºF/ft)

= 192,2650 Btu/ft².jam.ºF

Clean Overall Coefficient, Uc

Uc = oio

oio

h+h

h×h = 153,1214

Dirt Factors, Rd

Rd = DC

DC

U.U

U-U = 0.0035 ft².jam.ºF/Btu

Menentukan Perubahan Tekanan (Pressure Drop)

Shell side (steam )

f = 0.0018 [Fig. 29,

Kern]

N+1 = 12 x L/B = 22,0328 ft

Ds = IDs

/12 = 1,2708 ft

Sg = 1

se

ssS

SgDx

NIDGfP

...1022,5

)1.(..10

2

∆PS = 0,1468 psi [Pers. 7.52,

Kern]

∆PS < 10 psi ( Maka Rancangan

memenuhi)

Tube side (air, asam laktat, glukosa,

& fruktosa))

f = 0.0003 (pada Ret ) [Fig. 26,

Kern]

Sg = 0,7495

tt

t

tSgIDx

nLGfP

...1022,5

...10

2

[Pers. 7.45,

Kern]

∆Pt = 0,0013 psi

Gt = 24147,9155 lb/jam.ft2,

144

5.62

'2

2

g

v0,0007 [Fig. 27, Kern]

144

5.62

'2

4 2

g

v

s

nPr [Pers. 7.46,

Kern]

= 0,0149 psi

Maka; ∆PT =(∆Pt+∆Pr) = 0,0176 psi

∆PT < 10 psi (Maka Rancangan memenuhi)

IV.7 Spesifikasi Flash Drum (FD-01)

Fungsi : Memisahkan cairan dari gas H2

Tipe : Vertical Vessel

Kondisi operasi :

Temperatur : 100 °C = 373 K

Tekanan : 1 atm = 14,6960psia

Densitas uap

Komponen gas

Komponen m (kg) BM n (kmol) yi BM camp.

H2O 3.378,2369 18 187,6798 1 18

3.378,2370 187,6798 18

Maka :

ρgas = ( P * BM camp ) / ( R * T )

ρgas = 0,5881 kg/m3

Densitas Cair

Komponen m (kg) BM n (kmol) xi

ρ

(kg/m3) ρ camp.

H2O 126,2346 18 7,0130 0,2 1000 199,9564

Asam Laktat 505,0759 90 5,6120 0,8 781 625,5541

631,3105

12,6250

1 825,5105

ρL = 825,5105 kg/m3

ρcairgas = 130,4736 kg/m3

Penentuan Laju Alir Volumetrik Cairan dan uap

Laju Alir Volumetrik Liquid (QL)

QL = L

LW

dimana :

QL = Laju Volumetrik cairan (m3/jam)

WL = Laju alir massa cairan

= 631,3105 kg/jam

ρL = densitas cairan

= 825,5105 kg/m3

Maka :

QL = 631,3105 kg/jam / 825,5105 kg/m3

QL = 0,7648 m3/jam

= 0,0002 m3/detik

Laju Alir Volumetrik Uap (Qv)

Qv =v

Wv

dimana :

Qv = Laju Volumetrik uap (m3/jam)

Wv = Laju alir massa uap

= 3.378,2370 kg/jam

ρv = densitas uap

= 0,5881 kg/m3

Maka :

Qv = 3.378,2370kg/jam / 0,5881 kg/m3

Qv = 5744,5756 m3/jam

= 1,5957 m3/detik

Penentuan Volume Vessel

Volume Cairan,VL

VL = t

QL

dimana :

VL = volume ruang cair (m3)

t = waktu tinggal (menit)

ditetapkan : 2 menit = 120 detik

maka :

VL = QL x t

VL = 0,0002 m3/detik x 120

VL = 0,0255 m3

Perancangan separator yang diinginkan 90 % volume tangki terisi cairan dan 10 %

volume tangki terisi oleh gas.

Jadi Vtangki = VL/0.9

= 0,0283 m3

Faktor keamanan = 10% - 20%

Faktor keamanan = 20%,

sehingga :

V = 1.2 x 0,0198 m3

V = 0,0238 m3

Volume Uap, Vv

Vv = Qv x t

dimana :

Vv = volume ruang uap (m3)

t = waktu tinggal uap

= 2 menit = 120 detik

maka :

Vv = Qv x t

Vv = 1,5957 m3/detik x 120 detik

Vv = 191,4859 m3

Jadi volume vessel = VL + Vv

= 0,0255 m3 + 191,4859 m

3

= 191,5113 m3


sehingga : 229,8136 m3 = 60710,3223 gal

IV.8 Spesifikasi Cooler (C-01)

Fungsi : Mendinginkan produk keluaran subcooler condensor parsial

Jenis : Double pipe

Kondisi operasi :

P = 1 atm = 14,696 psi

A. Fluida dingin adalah air pendingin

t1 = 28 °C = 82,4 °F

t2 = 48 °C = 118,4 °F

Laju alir = kg/jam = 1992,4996 lb/jam

B. Fluida panas adalah larutan yang akan didinginkan

T1 = 100 °C = 212 °F

T2 = 30 °C = 86 °F

Laju alir = 441,9173 kg/jam = 974,2661 lb/jam

Panas yang dipertukarkan ( Q ) = 75682,3628 kJ/jam

= 71730,0377 Btu/jam

Menentukan Koefisien Transfer Panas

Inner Pipe : Steam

Alasan : Laju alir massa steam lebih besar dibandingkan dengan laju alir

larutan sehingga dipilih didalam pipe. (Sumber : Kern, hal

113)

Flow Area :

αp = 4

Dπ 2 (Sumber : Kern, hal 111)

Dimana :

D = IDp

= 2,067 in = 0,17225 ft

αp = 4

0,172257

22 2

= 0,0233 ft2

Mass Velocity (Gp) :

Gp = pαn

w

(Sumber : Kern, hal 111)

Dimana :

w = 2.846,4281 lb/jam

n = Jumlah aliran paralel

= 1

αp = 0,0233 ft2

Gp = 0233,0 1

2.846,4281

= 122.100,4048 lb/jam. ft2

Bilangan Reynold (Rep) :

Rep = μ

GD p (Sumber : Kern, hal 111)

Temperatur = 100,4 °F

μ = 0,6922 cp

= 1,6745 lb/ft.jam

Dimana :

D = IDp

= 1,38 in = 0,115 ft

Gp = 191751,1229 lb/jam. ft2

Rep = 1,6747

9191751,122115,0

= 13168,9203

Koefisien Transfer Panas (hio) :

Rep = 12.560,03205

Dari Fig. 24 Kern, hal 834 diperoleh :

jH = 48

Pada temperatur 100,4 °F diperoleh :

c = Specific heat

= 0,9992 Btu/lb. °F

k = Thermal conductivities

= 0,3599 Btu/ft.jam. °F

D = IDp

= 2,067 in = 00,17225 ft

hi = P

1/3

H φk

μc

D

kj

(Sumber : Pers. (6.15a), Kern, hal 111)

Dimana :

p =

0,14

wμ

μ

= 1 (Sumber : Kern, hal 111)

hi = 10,1723

1,67451,6690

0,115

0,359948

1/3

= 167,3856 Btu/jam.ft2. °F

P

hio

=

OD

IDhi

p

, karena p = 1, maka :

hio = OD

IDhi

(Sumber : Pers. (6.5), Kern, hal 105)

Dimana:

ID = IDp

= 2,067 in = 00,17225 ft

OD = ODp

= 2,38 in = 0,198 ft

hio = 2,38

2,067 167,3856

= 145,3723 Btu/jam.ft2. °F

IV.9 Spesifikasi Subcooler Condensor

Fungsi : Mendinginkan dan mengembunkan air setelah subcooler

kondensor parsial

Tipe : Horizontal Condenser.

Jenis : Shell and Tube Heat Exchanger


Fluida dingin

t1 = 28 °C = 82,4 °F

t2 = 48 °C = 118,4 °F

Fluida panas

T1 = 100 °C = 212 °F

T2 = 30 °C = 86 °F


= 7447,7288 lb/jam

Kebutuhan panas yg diserap(Q) = 8859948,658 kJ/jam

= 8402775,3072 Btu/jam

kebutuhan air pendinggin (Wt) = 105803,0649 kg

= 233255,5529 lb

SHELL SIDE

( air & asam laktat )

TUBE SIDE

( steam )


L = 18 ft, ao = 0,1963 ft2/in ft

Nt = L.a o

= 915,1197 tubes


ODt = 0,75 in

Pt = 0,9275 in triangular pitch

n = 2 - pass

Nt = 938 tubes

A = Nt . ao . L

= 3314,3292 ft2

UD = LMTD

Qc

.

= 64 Btu/jam.ft2.oF

IDs = 33 in


Luas permukaanyangdibutuhkan

untuk subcooling :

Q pendingin (air) = 6.201.964,0606 kJ/jam

= 5.881.942,7151 Btu/jam

Submergence = 83,6911 %

As = 1473,2003 ft²

Total Luas area yang dibutuhkan :

Ac = 3233,4839 ft²

Menetukan Clean Overall

Coefficient Design, UD :

Total Luas permukaan = 1582,4113 ft²

=22

Dirt Factors, Rd

Rd = DC

DC

U.U


[Pers. 6.13, Kern]

Rd 0,003 (rancangan memenuhi)

tA

QU D

Menentukan Tw

Tw = )tT()h()h(

ht cc

sotio

soc

diambil h = 200 maka:

Tw = 121,66 °F

Menentukan Tf :

Tf = 135,333 oF

Maka :

sgf = 1

μf = 1 cp = 2,42 lb/ft.hr

kf = 0,2562 Btu/ft².jam(ºF/ft

Menentukan ho :

dari fig. 12,9 Kern hal 267

ho = 200

Menetukan Clean Overall Coefficient,

Uc kondensasi:

Uc = hio x ho

hio + ho

= 112,4854 Btu/ft².jam(ºF/ft)

Luas permukaan yang dibutuhkan

untuk kondensasi

dimana :

Qc = 5.190.490,3826 kJ/jam

= 4.922.661,0789 Btu/jam

Ac = 1760,2836 ft²

Flow area, at

n (jumlah passed) = 2

Nt (jumlah tubes) = 938

a’t (flow area) = 0,1820 in 2

at = n.144

'a.Nt t ;ft2

= 0,5928 [Pers. 7.48, Kern]

Laju alir massa, Gt

t

tt

a

WG

= 275453,4989 lb/jam.ft2

Menentukan nilai V :

V = 1,2242 ft/ dt

Menentukan koefisien

perpindahan pipa lapisan

dalam, hi:

Fig 25 kern hal 835

hi = 393,7094 Btu/jam.ft2.oF

hio = hi x ID/OD

= 253,0239 Btu/jam.ft2.oF


Coefficient, Uc :

Uc = 77,1503 Btu/ft².jam(ºF/ft)

tx U

Q A

c

c

c

)(2

1 T f wc TT

3600

tGV

tA

QUc

Perubahan Tekanan (Pressure Drop

Flow area, as

IDs = 33 in

B (1/4IDs), = 8,25 in


c' : c' = Pt – ODt = 0,1775 in

144.P

B'.C.IDa

t

SS [Pers. 7.1, Kern]

as = 0,3650 ft2

Laju alir massa Gs

s

s

sa

WG [Pers. 7.2, Kern]

Gs = 20403,7660 lb/jam.ft2


untuk ODt (3/4)”

De = 0,55 in = 0,0458 ft [Fig. 28, Kern]

Tc = 1/2(T1+T2) = 149

oF

µ = 0,4337 cp

= 1,0495 lb/ft,hr

Se

s

G.DRe [Pers. 7.3, Kern]

sRe = 1992,6928

f = 0,0035 [Fig. 29, Kern]

N+1 = 12 x L/B = 26,1818 ft

De = IDs

/12 = 2,7500 ft

Sg = 1

se

ssS

SgDx

NIDGfP

...1022,5

)1.(..10

2

∆PS = 0.0221 psi [Pers. 7.52, Kern]

∆PS < 10 psi ( Maka Rancangan memenuhi)


ID = 0,4820 in = 0,0402 ft

tc = 1/2(t1+t2) = 100,4

oF

µ = 1,6751 lb/ft, jam [Fig. 14,

Kern]

tt

t

GIDRe

tRe = 8002,6854

f = 0,00032 (pada Ret ) [Fig. 26,

Kern]

Sg = 1

tw = 121,666 oF


t = (µ/µw) 0.14

= 1,1665

tt

t

tSgIDx

nLGfP

...1022,5

...10

2

[Pers. 7.45,

Kern]

∆Pt = 0,3574 psi

Gt = 275453,4989 lb/jam.ft2,

144

5.62

'2

2

g

v 0,01[Fig. 27, Kern]

144

5.62

'2

4 2

g

v

s

nPr [Pers. 7.46,

Kern]

= 0,1250 psi

Maka; ∆PT (∆Pt+∆Pr) = 0,3083 psi

∆PT < 10 psi (Maka Rancangan

memenuhi)

IV.10 Spesifikasi Pompa (P-01)

Fungsi : Memompa molasse dari T-01 ke CF-01

Jenis : Pompa sentrifugal

Data :

Densitas molasse = 1647,05 kg/m3 = 102,853 lb/ft

3

Laju alirmassa : G = 50825,249 kg/jam

= 112069,6753 lb/jam

Viskositas molasse ( ) = 1,234 cp

= 0,0008 lb/ft.dt

Penentuan D opt Pipa

Dopt = 3,9 x (0,3027 ft3/det)

0,45 x (102,853 lb/ft

3)

0.13

= 4,1600 in

Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut:

Nominal pipe size : 6,0 in

Schedule number : 40

Diameter luar : 6,625 in

Diameter dalam : 6,0650 in = 0,5054 ft

Flow area per pipe : a = 28,9 in2 = 0,2007 ft

2

Daya Pompa

P = G x W

= 112069,6753 lbm/jam x 5,1131 ft lbf/lbm

= 573027,9896 ft lbf/jam

= 573027,9896 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det)

= 0.2894 Hp

Q = 1089,6117 ft3/jam = 134,9394 gpm

Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 134,9394 gpm diperoleh efisiensi

pompa sebesar = 50 %, maka :

Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi

= 0.2894 Hp/0.5

= 0,5788 Hp

Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 0,5788 Hp diperoleh efisiensi

motor = 80 %, maka :

Daya pompa yang sebenarnya = 0,5788 Hp/0,8 = 0,7235 Hp

Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 1 Hp

Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang

digunakan dalam utilitas.

IV. 10.1 Pompa (P-02)

Fungsi : Memompa larutan dari CF-01 ke TP-01


Data :


3


= 87414,3467 lb/jam


= 0,0008 lb/ft.dt


Dopt = 3,9 x (0,3309 ft3/det)

0,45 x (73,3867 lb/ft

3)

0.13

= 4,1442 in







2

Daya Pompa

P = G x W


= 2015547,6615 ft lbf/jam


= 1,0180 Hp

Q = 1191,1467 ft3/jam = 147,5137 gpm


pompa sebesar = 40%, maka :


= 1,0180 Hp/0.4

= 2,5449 Hp




Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 3,5 Hp



IV. 10.2 Pompa (P-03)

Fungsi : Memompa larutan dari TP-01 ke FR-01


Data :


3


= 247487,1997 lb/jam


= 0,001 lb/ft.dt


Dopt = 3,9 x (1,0367 ft3/det)

0,45 x (66,3109 lb/ft

3)

0.13

= 6,8379 in







2

Daya Pompa

P = G x W


= 5410160,1641 ft lbf/jam


= 2,7324 Hp

Q = 3732,2236 ft3/jam = 462,2050 gpm




= 2,7324 Hp/0.52

= 5,2546 Hp







IV. 10.3 Pompa (P-04)

Fungsi : Memompa larutan dari FR-01 ke TI-01


Data :


3


= 267434,6680 lb/jam


= 0,001 lb/ft.dt


Dopt = 3,9 x (1,1217 ft3/det)

0,45 x (66,2266 lb/ft

3)

0.13

= 7,0835 in







2

Daya Pompa

P = G x W


= 4991876,6316 ft lbf/jam


= 2,5211Hp

Q = 4038,1768 ft3/jam = 500,0948 gpm




= 2,5211Hp/0.52

= 4,8484 Hp







IV. 10.4 Pompa (P-05)

Fungsi : Memompa larutan dari TI-01 ke CF-02


Data :


3


= 11143,1112 lb/jam


= 0,001 lb/ft.dt


Dopt = 3,9 x (0,0457 ft3/det)

0,45 x (66,2266 lb/ft

3)

0.13

= 1,6949 in







2

Daya Pompa

P = G x W


= 65654,1742 ft lbf/jam


= 0,0332 Hp

Q = 168,2574 ft3/jam = 20,8373 gpm

Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 20,8373 gpm diperoleh efisiensi pompa

sebesar = 30%, maka :


= 0,0332 Hp/0.3

= 0,1105 Hp



Daya pompa yang sebenarnya = 0,1105 Hp/0,8 = 0,1382Hp




IV. 10.5 Pompa (P-06)

Fungsi : Memompa larutan dari CF-02 ke TA-01


Data :


3


= 10658,4487 lb/jam


= 0,001 lb/ft.dt


Dopt = 3,9 x (0,0462 ft3/det)

0,45 x (64,1462 lb/ft

3)

0.13

= 1,6784 in







2

Daya Pompa

P = G x W


= 101934,5184 ft lbf/jam


= 0,0515 Hp

Q = 166,1588 ft3/jam = 20,5774 gpm




= 0,0515 Hp/0.2

= 0,2574 Hp







IV. 10.6 Pompa (P-07)

Fungsi : Memompa larutan dari TA-01 ke TS-01


Data :


3


= 11277,1667 lb/jam


= 0,0011 lb/ft.dt


Dopt = 3,9 x (0,0449 ft3/det)

0,45 x (69,7167 lb/ft

3)

0.13

= 1,6763 in







2

Daya Pompa

P = G x W


= 125169,7998 ft lbf/jam


= 0,0632 Hp

Q = 161,7570 ft3/jam = 20,0323gpm




= 0,0632 Hp/0.2

= 0,3161 Hp







IV. 10.7 Pompa (P-08)

Fungsi : Memompa larutan dari TS-01 ke EV-01


Data :


3


= 4770,6101 lb/jam


= 0,001 lb/ft.dt


Dopt = 3,9 x (0,0208 ft3/det)

0,45 x (63,8526 lb/ft

3)

0.13

= 1,1707 in







2

Daya Pompa

P = G x W


= 26762,0281ft lbf/jam


= 0,0135 Hp

Q = 74,7128 ft3/jam = 9,2526 gpm




= 0,0135 Hp/0.2

= 0,0676 Hp







IV. 10.8 Pompa (P-09)

Fungsi : Memompa larutan dari SCK-01 ke C-01


Data :


3


= 1392,0396 lb/jam


= 0,0009 lb/ft.dt


Dopt = 3,9 x (0,0053 ft3/det)

0,45 x (72,4389 lb/ft

3)

0.13

= 0,6459 in







2

Daya Pompa

P = G x W


= 8452,6323 ft lbf/jam


= 0,0043 Hp

Q = 19,2167 ft3/jam = 2,3798 gpm




= 0,0043 Hp/0.2

= 0,0213 Hp







IV. 10.9 Pompa (P-10)

Fungsi : Memompa larutan dari C-01 ke T-07


Data :


3


= 1392,0396 lb/jam


= 0,0009 lb/ft.dt


Dopt = 3,9 x (0,0053 ft3/det)

0,45 x (72,4389 lb/ft

3)

0.13

= 0,6459 in







2

Daya Pompa

P = G x W


= 34411,9994 ft lbf/jam


= 0,0174 Hp

Q = 19,2167 ft3/jam = 2,3798 gpm




= 0,0174 Hp/0.2

= 0,0869 Hp







IV. 10.10 Pompa (P-11)

Fungsi : Memompa larutan dari SCK-02 ke T-02


Data :

Densitas molasse = 1000 kg/m3 = 62,4469 lb/ft

3


= 7449,0125 lb/jam


= 0,001 lb/ft.dt


Dopt = 3,9 x (0,0331 ft3/det)

0,45 x (62,4469 lb/ft

3)

0.13

= 1,4408 in







2

Daya Pompa

P = G x W


= 120770,4277 ft lbf/jam


= 0,0610 Hp

Q = 119,2855 ft3/jam = 14,7725 gpm




= 0,0610 Hp/0.2

= 0,3050 Hp







IV. 10.11 Pompa (P-12)

Fungsi : memompa larutan dari T-02 ke TP-01


Data :


3


= 160072,8529 lb/jam


= 0,001 lb/ft.dt


Dopt = 3,9 x (0,7120 ft3/det)

0,45 x (62,4469 lb/ft

3)

0.13

= 5,7294 in







2

Daya Pompa

P = G x W


= 3777369,1770 ft lbf/jam


= 1,9078 Hp

Q = 2563,3435 ft3/jam = 317,4489 gpm




= 1,9078 Hp/0.5

= 3,8155 Hp







IV. 10.12 Pompa (P-13)

Fungsi : Memompa larutan dari T-04 ke FR-01


Data :


3


= 4207,2824 lb/jam


= 0,0007 lb/ft.dt


Dopt = 3,9 x (0,0187 ft3/det)

0,45 x (62,4469 lb/ft

3)

0.13

= 1,1142 in







2

Daya Pompa

P = G x W


= 102458,9894 ft lbf/jam


= 0,0517 Hp

Q = 67,3738 ft3/jam = 8,3437gpm

Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 8,3437gpm diperoleh efisiensi pompa



= 0,0517 Hp/0.2

= 0,2587 Hp







IV. 10.13 Pompa (P-14)



Data :


3


= 7424,6160 lb/jam


= 0,0007 lb/ft.dt


Dopt = 3,9 x (0,0165 ft3/det)

0,45 x (124,8938 lb/ft

3)

0.13

= 1,1525 in







2

Daya Pompa

P = G x W


= 175526,9695 ft lbf/jam


= 0,0886 Hp

Q = 59,4474 ft3/jam = 7,3621 gpm




= 0,0886 Hp/0.2

= 0,4432 Hp







IV. 10.14 Pompa (P-15)

Fungsi : Memompa larutan dari T-06 ke TA-01


Data :


3


= 618,7180 lb/jam


= 0,01 lb/ft.dt


Dopt = 3,9 x (0,0015 ft3/det)

0,45 x (113,8532 lb/ft

3)

0.13

= 1,1525 in







2

Daya Pompa

P = G x W


= 6479,8586 ft lbf/jam


= 0,0033 Hp

Q = 5,4343 ft3/jam = 0,6730 gpm




= 0,0033 Hp/0.2

= 0,0164 Hp







Tabel Spesifikasi Pompa:

Kode Fungsi ∆Z Q (gpm) Daya (HP) Daya Standar (HP)

P-01 memompa molasse dari T-01 ke CF-01 1,50 134,9394 0,7235 1

P-02 memompa larutan dari CF-01 ke TP-01 6,50 147,5137 3,1811 3,5

P-03 memompa larutan dari TP-01 ke FR-01 6,50 462,2050 6,4081 6,5

P-04 memompa larutan dari FR-01 ke TI-01 5,50 500,0948 5,8414 6

P-05 memompa larutan dari TI-01 ke CF-02 1,50 20,8373 0,1382 0,5

P-06 memompa larutan dari CF-02 ke TA-01 2,50 20,5774 0,3218 0,5

P-07 memompa larutan dari TA-01 ke TS-01 3,00 20,0323 0,3951 0,5

P-08 memompa larutan dari TS-01 ke EV-01 1,00 9,2526 0,0845 0,5

P-09 memompa larutan dari SCK-01 ke C-01 1,00 2,3798 0,0267 0,5

P-10 memompa larutan dari C-01 ke T-07 6,50 2,3798 0,1086 0,5

P-11 memompa larutan dari SCK-02 ke tangki demineralisasi 4,50 14,7725 0,3812 0,5

P-12 memompa larutan dari T-02 ke TP-01 6,50 317,4489 4,7694 5

P-13 memompa larutan dari T-04 ke FR-01 6,50 8,3437 0,3234 0,5

P-14 memompa larutan dari T-05 ke FR-01 6,50 7,3621 0,5541 1

P-15 memompa larutan dari T-06 ke TA-01 2,50 0,6730 0,0205 0,5

Total 23,2775 27,50

BAB V

UTILITAS

V.1 Unit Penyediaan Air

Kebutuhan air dalam pabrik meliputi kebutuhan air untuk air proses, air

pendingin, bahan pembuat steam, kebutuhan sehari-hari (air minum, MCK,

perawatan lingkungan, laboratorium, dan lainnya). Unit pengolahan air dipabrik

ini mendapatkan pasokan air dari PAM dengan kapasitas 5,6396 m3/jam.

Kebutuhan air pada pabrik ini dapat dibagi menjadi 4 bagian besar, yaitu :

a. Penyedian steam

b. Air sebagai media pendingin

c. Air domestik

d. Air proses (pengencer)

V.1.1 Penyediaan Steam

Tabel LV.1 Kebutuhan Steam untuk Peralatan Utama.

No Jenis Alat Kebutuhan

(lb/jam) (kg/jam)

1 Fermentor (FR-01) 1998,4151 906,4811

2 Tangki Acidifier (TA-01) 45,2163 20,5101

3 Evaporator (EV-01) 4172,2710 5911,9767

Total 6215,9024 5911,9767

Dengan memperhitungkan faktor keamanan dan kehilangan panas di masing-

masing alat, kebutuhan steam dilebihkan 10 %, :

Maka total kebutuhan steam yang dibutuhkan = 6503,1744 kg/jam

Boiler

Jenis : Fire Tube Boiler

Fungsi : Untuk menghasilkan steam (saturated steam).

Steam yang dibutuhkan = 6503,1744 kg/jam

Direncanakan untuk memakai 1 unit boiler yang mampu menghasilkan steam

dengan kapasitas : 6503,1744 kg/jam x 2,2046 lb/kg = 14339,4995 lb/jam

V.I.2 Air Sebagai Media Pendingin

Kebutuhan Air Pendingin

Penggunaan air sebagai media pendingin karena air mudah didapat, murah,

dan memiliki kemampuan perpindahan panas yang cukup baik. Air pendingin

tersebut diolah terlebih dahulu (sampai diperoleh air bersih) untuk mencegah

terjadinya korosi pada alat proses. Air pendingin ini digunakan sebagai media

pendingin pada cooler dan kondensor subcooler.

Pendingin yang digunakan adalah air pada suhu 28 oC. Untuk keperluan

penyediaan air pendingin 28 oC digunakan menara pendingin (cooling tower)

yang berfungsi mendinginkan kembali air yang keluar dari proses.

Tabel LV.2 Kebutuhan Air Pendingin untuk Peralatan Utama.

No Nama Alat Kebutuhan

lb/jam kg/jam

1 Sub-cooler kondensor parsial (SK-01) 50902,8388 23089,5277

2 Cooler (C-01) 2846,3651 1291,1112

3 Sub-cooler kondensor (SK-02) 233251,9070 105803,065

Total 287001,1109 130183,7039

Dengan memperhitungkan faktor keamanan 10%, :

Maka total kebutuhan air = 143202,0744 kg/jam

Air pendingin yang telah digunakan, ditampung dalam bak penampung

dan didinginkan kembali dengan cooling tower secara kontinyu.

Gambar LV.1 Siklus Cooling water

V.I.3 Penyediaan Air Domestik

Air domestik, yang terbagi atas:

Air sanitasi, digunakan untuk perkantoran. Menurut standar WHO, kebutuhan

air untuk 1 orang ± 150 lt/hari. Terdapat 121 orang karyawan didalam pabrik,

sehingga jumlah air sanitasi yang terpakai adalah:

= 121 × (145 lt/hari) × 8/24

= 5850 lt/hari

Air laboratorium dan lain-lain diperkirakan = 25 lt/jam

Laboratorium digunakan selama 24 jam, sehingga kebutuhan air untuk

laboratorium = 600 lt/hari

Maka jumlah kebutuhan air domestik = 5850 lt/hari + 600 lt/hari

= 6450 lt/hari

Heat Exchanger

Bahan Panas

Air pendingin

keluar 48oC

Bahan dingin

Air pendingin

masuk 28oC

Cooling Tower

Make up cooling water

Blow down, evaporation, drift loss

= 6,45 m3/hari

= 0,2688 m3/jam

Densitas air pada suhu 28 oC = 988,928 kg/m

3

Maka massa air domestik total = 265,7744 kg/jam

Dengan mengambil faktor keamanan 10 %, maka :

Jumlah air domestik yang disediakan = 292,3518 kg/jam

V.I.4 Penyediaan Air Proses (Air Pengencer)

Air yang digunakan dalam proses pengenceran adalah air demin. Air yang

dihasilkan dari akhir proses produksi dapat digunakan kembali sebagai air

pengencer

Kebutuhan air untuk proses pengenceran = 50816.7787 kg/hari = 2117,3657

kg/jam

Make up air tidak diperhitungkan karena air yang di recycle dari sub-

cooler condenser (SK-02) ke tangki pengenceran (T-02) jumlahnya melebihi

kebutuhan air untuk pengenceran. Kelebihan air proses dapat digunakan sebagai

make up cooling water.

Air yang dihasilkan pada SK-02 = 2364,7659 kg/jam

Air yang dibutuhkan untuk pengenceran = 2117,3657 kg/jam

Sisa air proses (digunakan untuk make up cooling water) = 247,0293 kg/jam

V.I.5 Unit Pengolahan Air

Tabel LV.3 Kebutuhan Air yang harus disediakan

No Jenis Start Up

(kg/jam)

Kontinu

(kg/jam)

1 Air umpan Boiler 7679,6057 -

2 Make Up Boiler -

767,9606

3 Air Pendingin (28oC) 143202,0744 -

4 Make Up Cooling water (recycle

dari SK-02) - 352,899

5 Make up cooling water (utilitas)

6057,4477

6 Air Domestik

292,3518

292.3518

7 Air proses (pengenceran)

21173657,7917

-

Total

21324831,8236

5070,1377

Jumlah total make up cooling water = 6057,4477 kg/jam

Sisa air proses yang digunakan untuk make up cooling water = 352,899 kg/jam

Make up cooling water yang harus ditambahkan dari utilitas = (7829,5362-

352,899)

= 3993,1047 kg/jam

Jumlah air yang harus disediakan = 7117,7602 kg/jam / 988,928 kg/m3

= 7,1975 m3/jam

Faktor keamanan = 10 %, maka jumlah air yang harus tersedia

= 1,1 × 7,1975 m3/jam = 7,9172 m

3/jam

= 7,9172 m3/jam × 988,928 kg/m

3

= 7829,5362 kg/jam

Air yang digunakan adalah air yang berasal dari PAM yang sudah bersih

dan melalui proses khlorinasi, sehingga air tersebut bisa langsung dialirkan

menuju Bak penampung Air Bersih.

Skema proses pengolahan air dapat digambarkan sebagai berikut.

Gambar LV.2 Unit Pengolahan Air

V.2 Unit Penyediaan Listrik

Secara garis besar, kebutuhan listrik dalam pabrik dapat dibagi menjadi 2,

yaitu

1. Listrik untuk penggerak motor

2. Listrik untuk peralatan penunjang

V.2.1 Listrik Untuk Penggerak Motor

V.2.1.1 Peralatan proses

Beberapa peralatan proses menggunakan tenaga listrik sebagai penggerak

motor. Daya yang dibutuhkan masing-masing alat :

Tabel LV.5 Daya Peralatan Proses

No Nama Alat Daya standar (HP)

Bak Air Bersih

Tangki

Penampung

Cooling

Water

Tangki

Demineralisasi

Tangki Umpan Boiler

PAM

Tangki Air

Domestik

Tangki penampung air proses

1 Pompa dari proses (total) 22,5

2 Centrifuge I (CF-01) 28,5

3 Centrifuge II (CF-01) 28,5

4 Motor pengaduk (total) 700

Total 779,5

V.2.2 Listrik Untuk Peralatan Penunjang

1. Peralatan bengkel

Dalam suatu pabrik diperlukan fasilitas pemeliharaan dan perbaikan

peralatan pabrik. Daya listrik yang dibutuhkan untuk fasilitas ini

diperkirakan = 75 kW/hari = 4,1907 HP/jam

2. Instrumentasi

Alat – alat instrumentasi yang digunakan berupa alat – alat control dan

alat pendeteksi. Daya listrik yang dibutuhkan diperkirakan sebesar = 25

kW/hari = 1,3639 HP/jam

3. Penerangan lampu jalan, pendingin ruangan dan perkantoran

Alat–alat penerangan yang dibutuhkan untuk pabrik, kantor dan

lingkungan sekitar pabrik. Selain itu dibutuhkan pendingin ruangan

untuk kantor dan laboratorium, perlu diberikan daya listrik untuk

mengoperasikan peralatan laboratorium. Alat–alat tersebut memerlukan

daya listrik sebesar = 50 kW/hari = 2,7938 HP/jam

Selain itu peralatan kantor seperti komputer, pengeras suara dan lainnya

membutuhkan tenaga listrik sebesar = 75 kW/hari = 4,1907 HP/jam

Total kebutuhan listrik untuk peralatan penunjang :

= 4,1907 + 1,3639 + 2,7938 + 4,1907 = 12,5721 HP/jam

Tabel LV.7 Kebutuhan Listrik Secara Keseluruhan

No Jenis Penggunaan Daya standar (Hp/jam)

1 Listrik untuk alat proses 779,5000

2 Listrik untuk utilitas 15,0000

3 Listrik untuk peralatan penunjang 12,5721

Total 807,0721

Kebutuhan listrik total = 807,0721 HP/jam

Diperkirakan kebutuhan listrik tak terduga = 10 %

Total daya listrik yang dibutuhkan = 1,1 × 807,0721 HP/jam = 887,7793 HP/jam

= 887,7793 HP/jam x 0,7457 kW/HP

Maka daya listrik total = 662,0170 kW/jam

Persediaan listrik yang berasal dari PLN sebesar = 662,0170 kW/jam

Diasumsikan dalam 1 hari listrik padam selama 1 jam. Maka untuk

menjamin kontinuitas produksi dan kinerja perusahaan disediakan 1 unit generator

dengan kapasitas 600 kW/ unit. Generator (TD) ini dilengkapi dengan

Uninterrupted Power System (UPS) yang menjalankan generator 7 detik setelah

pemadaman terjadi.

V.3 Unit Penyediaan Bahan Bakar

V.3.1 Menghitung Kebutuhan Biodiesel Untuk Generator

Diket : Heating value biodiesel = 17280 Btu/lb

Effisiensi generator = 85 %

Terjadi pemadaman listrik selama 1 jam/hari

Generator yang digunakan : 600 kW

= 600 kw/jam × kw/jam 1

Btu/jam 3412 = 2047200 Btu/jam

Kebutuhan biodiesel untuk generator :

mbiodiesel = Hv x

listrikKebutuhan

=

Btu/lb 17280 x 0,85

Btu/jam 2047200= 139,3791 lb/jam

= 139,3791 lb/jam × lb 2,20462

kg 1 = 63,2224 kg/jam

Kebutuhan biodiesel untuk generator apabila diasumsikan terjadi pemadaman

listrik selama 1 jam/hari adalah :

Total mbiodisel = 63,2224 kg/hari

V.4 Unit Pengolahan Limbah

Pada proses pembuatan asam laktat dihasilkan limbah cair dari keluaran

CF-02 dan EV-01. Limbah yang dihasilkan berupa limbah organik yaitu bakteri,

malt sprouts, glukosa dan fruktosa. Pengolahan ini bertujuan agar saat dibuang ke

badan air tidak berbahaya atau mencemari lingkungan. Adapun pengolahan yang

dilakukan terdapat 2 tahap penting yaitu :

1. Tahap primer

Tahap ini merupakan tahap pertama yang bertujuan mempersiapkan limbah

cair agar dapat diolah secara biologis, di mana limbah dikumpulkan dalam bak

penampung dan dilakukan penetralan sesuai dengan pH yang dibutuhkan.

2. Tahap Sekunder

Tahap ini merupakan tahap di mana limbah yang telah dipersiapkan di tahap

primer diolah secara biologis dengan menggunakan lumpur aktif. Adapun cara

kerjanya sebagai berikut :

a. Air limbah yang mengandung suspensi bakteri diaerasi

Pada proses ini bakteri akan menguraikan bahan-bahan organik dalam

limbah menjadi komponen yang lebih sederhana. Aerasi berguna untuk

menghasilkan oksigen (kondisi aerob) agar bakteri aerob dapat hidup.

b. Padatan lumpur yang dihasilkan masuk ke bak sedimentasi untuk

dipisahkan lumpur dan cairan .

c. Cairan jernih dikeluarkan (effluent)

d. Biomass sebagian dikembalikan sebagai starter (seeding) ke dalam bak

aerasi , karena mikroorganisme dalam bak aerasi lama kelamaan akan

berkurang /habis. Sehingga pengembalian (resirkulasi) lumpur perlu

dilakukan.

Pengolahan limbah yang dilakukan dapat digambarkan sebagai berikut :

Gambar LV.3 Unit Pengolahan Limbah

Tabel LV.8 Spesifikasi Pompa Utilitas Pengolahan Limbah

Kode Fungsi Daya Standar

(HP)

PU-07

memompa limbah dari bak penampung

limbah ke bak ekualisasi 0.50

PU-08

memompa limbah dari bak ekualisasi ke

bak aerasi 0.50

PU-09

memompa limbah dari bak aerasi ke bak

sedimentasi 0.50

PU-10

memompa bahan hasil samping dari CF-

02 ke IPAL 0.50

PU-11

memompa bahan hasil samping dari EV-

01 ke IPAL 0.50

Total 5.50

CF-02

EV-01

Bak

Penampungan

Limbah

Bak

Netralisasi

Bak Aerasi

Bak

Sedimentasi

Sungai

Sludge

BAB IV

PLANT LAYOUT

IV.1 Lokasi dan Tata Letak

IV.1.1 Pemilihan Lokasi

Letak atau lokasi geografis suatu pabrik merupakan unsur yang sangat

penting peranannya dalam kelangsungan operasi suatu pabrik. Pada prinsipnya

pabrik didirikan pada lokasi dimana biaya produksi dan distribusi bisa dicapai

seminimal mungkin ataupun dekat dengan sumber bahan baku. Di samping itu,

faktor lain seperti lahan kosong yang dapat dimanfaatkan untuk ekspansi, faktor

keamanan ataupun kondisi sosial masyarakat sekitar dan kondisi lainnya juga

harus diperhatikan. Dengan demikian suatu pabrik dapat beroperasi dengan baik

dan lebih optimal tanpa adanya gangguan yang dapat menghambat kegiatan dalam

suatu pabrik.

Pada dasarnya, pemilihan lokasi pabrik harus terlebih dulu didasarkan

pada survei keuntungan dan kerugian dari beberapa daerah pilihan. Daerah yang

menjadi pemilihan berdirinya pabrik ini adalah Surabaya dan Lampung.

Pemilihan daerah ini didasarkan pertimbangan beberapa aspek, yaitu sebagai

berikut.

1. Bahan baku

Bahan baku yang diperlukan adalah molasse. Bahan baku ini banyak terdapat

di Sumatera dan Pulau Jawa terutama Jawa timur.

2. Pasar

Produk dari pabrik ini yang berupa asam laktat akan langsung didistribusikan

konsumen Sehingga pabrik ini diharapkan berada di dekat dengan pasar

sehingga memudahkan pendistribusian.

3. Fasilitas

Lokasi pabrik ini diharapkan mudah dilalui melalui jalan darat sebagai sarana

transportasi, pengangkutan bahan baku, pendistribusian produk, dan mobilitas

pekerja. Selain itu fasilitas telekomunikasi serta fasilitas umum lainnya yang

mendukung kegiatan pabrik.

4. Utilitas

Utilitas yang diperlukan dalam pabrik ini adalah listrik dan air. Lokasi

berdirinya pabrik diharapkan mempunyai pasokan listrik dan air yang cukup

besar sehingga dapat memenuhi kebutuhan pabrik. Pasokan listrik didapatkan

dari PLN ataupun dengan menggunakan generator. Sedangkan untuk air dapat

memanfaatkan sungai dan danau sekitar lokasi atau pasokan dari PDAM.

5. Keadaan lingkungan sekitar

Tenaga kerja diharapkan diambil dari daerah sekitar pabrik. Sehingga

diharapkan pabrik dekat dengan SDM yang dibutuhkan. Selain itu kondisi

lahan, iklim juga menjadi pertimbangan pemilihan lokasi.

Dari kedua lokasi pabrik yang dipilih, maka diperlukan pertimbangan

lebih lanjut yakni dengan membandingan kedua lokasi tersebut berdasarkan aspek

yang pertimbangan yang sudah dibuat.

Tabel .6.1 Perbandingan Lokasi Pabrik Asam Laktat

Aspek Jawa Timur (Surabaya) Lampung

Sumber Bahan

Baku

Sumber bahan baku banyak

sekali.

Sumber bahan baku cukup

banyak.

Pasar Jarak antara pasar dengan

pabrik cukup dekat,sehingga

memudahkan dalam hal

pendistribusian.

Jarak antara pasar dengan

pabrik cukup jauh. Agak

menyulitkan dalam hal

pendistribusian, sehingga

diperlukan biaya tambahan.

Transportasi Jalur transportasi darat

cukup memadai,dan untuk jalur

laut ada pelabuhan Tanjung

perak yang menghubungkan ke

pulau/daerah lain.

Jalur transportasi darat cukup

memadai, dan untuk jalur laut

ada pelabuhan bakahuni yang

menghubungkan ke

pulau/daerah lain.

Kondisi

Masyarakat

Penduduk di daerah ini pada

umumnya adalah nelayan dan

buruh

Penduduk di daerah ini pada

umumnya adalah nelayan dan

petani.

Utilitas

a. Listrik Pasokan listrik untuk kawasan

industri di surabaya sebesar 900

MVA

Pasokan listrik untuk indutri

dari PLN Bandar Jaya sangat

rendah sekali sehingga bila

pabrik beroperasi 24 jam harus

memakai generator set sebagai

cadangan.

b. Air Pasokan dari air PAM yang

disediakan oleh pengelola

kawasan industri bersangkutan.

Kebutuhan air bersih dilokasi

pabrik disuplai dari PDAM

Bandar Jaya, Sumur Buah dan

dari sungai Wat Seputih dan

Way Pangubuan

Biaya

Pembebasan

Lahan

Cukup tinggi karena merupakan

kawasan industri

Relatif murah jika

dibandingkan dengan daerah

industri.

Pajak

bangunan

Pajak lebih mahal, karena daerah

surabaya sudah mulai

berkembang dan banyak

industri.

Karena daerahnya jauh dari

perkotaan, maka pajak

bangunan di tempat ini lebih

kecil dibanding jika bangunan

pabrik ada di perkotaan.

Bersarkan perbandingan tersebut, maka akan dibuat matriks sebagai metode

penilaian dalam pemilihan lokasi.

Tabel .6.2 Matriks Pemilihan Lokasi Pabrik

Kriteria Bobot

Lokasi

Surabaya Lampung

Nilai Jumlah Nilai Jumlah

Bahan Baku 20 4 80 3 60

Letak Pasar 25 4 100 2 50

Transportasi 20 3 60 3 60

Kondisi Masyarakat 10 4 40 3 40

Utilitas 25 3 75 3 75

Biaya Pembebasan

Lahan 10 2 20 4 40

Pajak Bangunan 15 2 30 3 45

Total 405 370

0 = Buruk sekali 1 : Buruk 2 : Cukup 3 : Baik 4: Baik Sekali

Kriteria Bahan Baku

Bobot 20 untuk bahan baku karena ketersediaan bahan baku merupakan

hal yang penting demi kelangsungan pabrik ini. Yang ditinjau dari bahan

baku ini adalah seberapa dekat pabrik dengan bahan baku dan kemudahan

bahan baku ini dikirim ke lokasi pabrik.

Kriteria Letak Pasar

Bobot 25 untuk letak pasar karena letak pasar sangat penting dalam

berjalannya pabrik ini. Semakin dekat lokasi pabrik dengan pasar dan

mudah dalam pendistribusiannya maka lokasi pabrik akan semakin baik.

Kriteria Transportasi

Bobot 20 untuk transportasi dikarenakan sarana transportasi sangat penting

dalam hal pengiriman bahan baku dan produk pabrik ini. Tinjauannya

adalah seberapa mudah pabrik ini dapat diakses dari luar dan dapat dilalui

oleh kendaraan bermotor.

Kriteria Kondisi Masyarakat

Bobot 10 untuk kondisi masyarakat berdasarkan tinjauan ketersediaan

tenaga kerja dan keadaan sosial masyarakat di sekitar lokasi pabrik.

Kriteria Utilitas

Bobot 25 untuk utilitas berdasarkan ketersediaan pasokan air dan listrik

yang sangat menunjang berjalannya dan keberlangsungan pabrik ini.

Kriteria Biaya Pembebasan Lahan

Bobot 10 untuk biaya pembebasan lahan berdasarkan tinjauan berapa

biaya yang dikeluarkan untuk membeli lahan untuk dibangunnya pabrik

ini. Semakin murah harga suatu lahan, maka akan semakin baik.

Kriteria Pajak Pembangunan

Bobot 15 untuk pajak pembangunan berdasarkan letak lokasi pabrik ini

berdiri. Lokasi yang berada di daerah yang berkembang tentunya akan

semakin besar daripada lokasi yang berada di daerah yang belum

berkembang.

Berdasarkan analisis matriks di atas, daerah Surabaya (Jawa timur)

mempunyai pasokan sumber bahan baku lebih banyak, Selain itu pendistribusian

hasil produk lebih mudah dan dekat dengan pasar. Untuk aspek tenaga kerja,

kondisi alam dan iklim, keadaan penduduk sekitar, daerah Surabaya lebih baik

dari Lampung. Tetapi untuk biaya pembebasan lahan dan pajak bangunan,daerah

Lampung lebih baik dari Surabaya. Sehingga berdasarkan analisis tersebut, dipilih

daerah Surabaya sebagai lokasi berdirinya pabrik asam laktat ini.

Ket : +) Lokasi perkebunan tebu.

Gambar. 3.6 Peta Lokasi Pabrik Asam Laktat

Lokasi Pabrik

Asam Laktat

PETA SURABAYA-JAWA TIMUR

VI.1.2 Tata Letak

Tata letak pabrik merupakan bagian dari perancangan pabrik yang perlu

diperhatikan. Tata letak pabrik mengatur susunan letak bangunan untuk daerah

proses, area perlengkapan, kantor, gudang, utilitas dan fasilitas lainnya guna

menjamin kelancaran proses produksi dengan baik dan efisien, serta menjaga

keselamatan kerja para karyawannya dan menjaga keamanan dari pabrik tersebut.

Jalannya aliran proses dan aktifitas dari para pekerja yang ada, menjadi dasar

pertimbangan dalam pengaturan bangunan-bangunan dalam suatu pabrik sehingga

proses dapat berjalan dengan efektif, aman dan kontinyu.

Beberapa faktor yang diperhatikan dalam menentukan tata letak pabrik

(plant lay out) antara lain :

Kemudahan dalam operasi dan proses yang disesuaikan dengan

kemudahan dalam memelihara peralatan serta kemudahan mengontrol

hasil produksi.

Distribusi utilitas yang tepat dan ekonomis.

Keselamatan kerja.

Memberikan kebebasan bergerak yang cukup leluasa di antara peralatan

proses dan peralatan yang menyimpan bahan-bahan berbahaya.

Adanya kemungkinan perluasan pabrik.

Masalah pengolahan limbah pabrik agar tidak mengganggu atau

mencemari lingkungan.

Penggunaan ruang yang efektif dan ekonomis.

Berdasarkan faktor tersebut diatas, maka pengaturan tata letak pabrik

Asam Laktat untuk penempatan bangunan dalam kawasan pabrik tersebut

direncanakan sebagai berikut :

1. Area proses

Area proses merupakan tempat berlangsungnya proses produksi Asam

Laktat, daerah ini diletakan pada lokasi yang memudahkan suplay bahan

baku dari tempat penyimpanan dan pengiriman produk ke area penyimpanan

produk serta mempermudah pengawasan dan perbaikan alat-alat.

2. Area penyimpanan

Area penyimpanan merupakan tempat penyimpanan bahan baku dan

produk yang dihasilkan. Penyimpanan bahan baku dan produk diletakan di

daerah yang mudah dijangkau oleh peralatan pengangkutan.

3. Area Pemeliharaan dan Perawatan Pabrik

Area ini merupakan perbengkelan untuk melakukan kegiatan perawatan dan

perbaikan peralatan sesuai dengan kebutuhan pabrik.

4. Area Utilitas / Sarana Penunjang

Area ini merupakan lokasi dari alat-alat penunjang produksi. Berupa tempat

penyediaan air, tenaga listrik, pemanas dan sarana pengolahan limbah.

5. Area Administrasi dan Perkantoran

Area administrasi dan perkantoran merupakan daerah pusat kegiatan

administrasi pabrik untuk urusan-urusan dengan pihak-pihak luar maupun

dalam.

6. Area laboratorium

Area ini merupakan tempat untuk quality control terhadap produk ataupun

bahan baku, serta tempat untuk penelitian dan pengembangan (R & D).

7. Fasilitas umum

Fasilitas umum terdiri dari kantin, klinik pengobatan, lapangan parkir serta

mushola sebagai tempat peribadatan. Fasilitas umum ini diletakan

sedemikian rupa sehingga seluruh karyawan dapat memanfaatkannya.

8. Area Perluasan

Area ini dimaksudkan untuk persiapan perluasan pabrik dimasa yang akan

datang. Perluasan pabrik dilakukan karena peningkatan kapasitas produksi

akibatnya adanya peningkatan produk.

Gambar 6.1 Tata Letak Pabrik

VI.1.2.1 Tata Letak Alat Proses

Penyusunan letak dari alat-alat proses yang optimum dapat memberikan

suatu operasi yang efisien dan meminimalkan biaya konstruksi. Tata letak alat

proses ini sangat erat hubungannya dengan perencanaan bangunan pabrik dan

bertujuan agar :

1. Alur proses produksi berjalan lancar dan efisien.

2. Karyawan dapat bekerja dengan leluasa, aman, selamat dan nyaman.

Ada tiga macam penyusunan tata letak alat proses, yaitu:

1. Tata letak Produk atau Garis (Product Lay Out/ Line Lay Out)

Yaitu susunan mesin/peralatan berdasarkan urutan proses produksi.

Biasanya digunakan pada pabrik yang memproduksi suatu jenis produk

dalam jumlah besar dan mempunyai tipe proses kontinyu.

2. Tata Letak Proses atau Fungsional (Process/ Fungsional Lay Out)

Yaitu penyusunan mesin/peralatan berdasarkan fungsi yang sama pada

ruang tertentu. Biasanya digunakan pada pabrik yang memproduksi lebih

dari satu jenis produk.

3. Tata Letak Kelompok (Group Lay Out)

Yaitu kombinasi dari Line Lay Out dan Process Lay Out. Biasanya dipakai

oleh perusahaan besar yang memproduksi lebih dari satu jenis produk.

Pabrik Asam Laktat yang akan didirikan ini dalam penyusunan tata letak

alat prosesnya menggunakan Tata Letak Produk atau Garis (Product Lay Out/

Line Lay Out).

Kontruksi yang ekonomis dan operasi yang efisien dari suatu unit proses

akan tergantung kepada bagaimana peralatan proses disusun. Faktor-faktor yang

di pertimbangkan dalam penyusunan tata letak alat proses adalah :

1. Pertimbangan Ekonomis

Biaya konstruksi diminimumkan dengan jalan menempatkan peralatan

yang memberikan sistem pemipaan sependek mungkin diantara alat-alat

proses, sehingga akan mengurangi daya tekan alat terhadap

bahan/campuran, akibatnya akan mengurangi biaya variabel.

2. Kemudahan Operasi

Letak tiap alat diusahakan agar dapat memberikan keleluasan bergerak

pada para pekerja dalam melaksanakan aktifitas produksi.

3. Kemudahan Pemeliharaan

Kemudahan pemeliharaan alat juga dapat dipertimbangkan dalam

penempatan alat-alat proses. Hal ini disebabkan karena pemeliharaan alat

merupakan hal yang penting untuk menjaga alat beroperasi sebagimana

mestinya dan berumur panjang. Penempatan alat yang baik akan

memberikan ruang gerak yang cukup untuk memperbaiki maupun untuk

membersihkan peralatan.

4. Keamanan

Untuk alat-alat yang bersuhu tinggi diisolasi dengan bahan isolator,

sehingga tidak membahayakan pekerja. Selain itu perlu disediakan pintu

keluar cadangan atau darurat, sehingga memudahkan para pekerja untuk

menyelamatkan diri jika terjadi sesuatu yang tidak diinginkan.

T-01

T-06

T-05

TP-01

T-04 T-03

T-02

FR-01TI-01TS-01 TA-01 CF-01CF-02EV-01SK-01FD-01

C-01

SK-02

S-01

Gambar 6.2 Tata Letak Alat Proses

Keterangan :

1. T-01 : Tangki Molasse

2. T-02 : Tangki Air

3. T-03 : Tangki Malt Sprouts

4. T-04 : Tangki Bakteri

5. T-05 : Tangki Asam Sulfat

6. CF-01 : Centrifuge 1

7. TP-01 : Tangki Pengenceran

8. S-01 : Silo

9. FR-01 : Reaktor Fermentor

10. TI-01 : Tangki Intermediate

11. CF-02 : Centrifuge 2

12. TA-01 : Tangki Acidifier

13. TS-01 : Tangki Pengendapan

14. EV-01 : Evaporator

15. SK-01 : Partial Subcooler Condensor

16. FD-01 : Flash Drum

17. C-01 : Cooler

18. T-06 : Tangki Asam Laktat

19. SK-02 : Subcooler Condensor

BAB VII

STRUKTUR ORGANISASI DAN MANAJEMEN

PERUSAHAAN

VII.1 Struktur Organisasi dan Management

Perusahaan yang merupakan suatu unit kegiatan ekonomi juga harus memiliki

organisasi untuk mencapai tujuannya yaitu memperoleh keuntungan yang

maksimum. Keberhasilan suatu perusahaan dalam mencapai tujuannya sangat

tergantung pada pengelolaan (management) organisasi perusahaan yang meliputi

perencanaan, pelaksanaan dan pengendalian.

VII.2 Bentuk Badan Hukum Perusahaan

Perusahaan merupakan suatu unit kegiatan ekonomi yang diorganisasikan dan

dijalankan untuk menyediakan barang dan jasa bagi masyarakat, dengan motif

untuk memperoleh keuntungan/laba. Dengan pertimbangan bahwa untuk

mendirikan suatu pabrik Asam Laktat membutuhkan investasi yang cukup besar,

maka bentuk perusahaan yang dipilih adalah Perseroan Terbatas (PT). Perseroan

Terbatas merupakan suatu badan hukum usaha yang didirikan oleh beberapa

orang. Dimana badan hukum ini memiliki kekayaan, hak dan kewajiban sendiri,

yang terpisah dari pendiri (pemegang saham), maupun pengurusnya.

Keuntungan dari perusahaan yang berbentuk Perseroan Terbatas adalah:

a. Kelangsungan perusahaan lebih terjamin karena perusahaan tidak

bergantung kepada satu pihak dan kepemilikan bisa berganti-ganti.

b. Kekayaan perusahaan terpisah dari kekayaan pribadi pemilik saham

c. Pengelolaan perusahaan terpisah dari pemilik saham (pemilik perusahaan),

sehingga tanggung jawab jalannya perusahaan berada di tangan pengelola.

d. Kemungkinan penambahan modal untuk perluasan lebih mudah.

Pengelolaan perusahaan dapat dilakukan lebih efisien serta professional.

VII.3 Struktur Organisasi Perusahaan

Untuk mencapai effisensi perusahaan yang tertinggi, maka diperlukan

struktur organisasi yang baik. Struktur organisasi ini dapat menentukan

kelancaran aktivitas perusahaan sehari-hari, dalam memperoleh laba yang

maksimal, dapat berproduksi secara continue (berkesinambungan) dan dapat

berkembang.

Struktur organisasi perusahaan disusun sebagaimana layaknya suatu badan

usaha yang bergerak dalam industri dan perdagangan, yang membagi unit dalam

organisasi secara fungsional.

Sistem organisasi yang dianut perusahaan ini adalah sistem Organisasi

Garis dan Staff yang mempunyai beberapa keuntungan :

Struktur organisasi sederhana dan jelas.

Memudahkan pengambilan keputusan.

Disiplin kerja dapat dipelihara dengan baik.

Pengarahan dan informasi dapat diperoleh dengan mudah dengan melihat

garis dalam sistem yang bersangkutan.

Pembagian tugas menjadi jelas antara pelaksana tugas pokok dan

pelaksana tugas penunjang.

Mata rantai instruksi yang menghubungkan seluruh unit dalam organisasi

berada di bawah organisasi yang jelas.

Dalam pelaksanaan operasional, kekuasaan dipegang oleh Dewan Direksi.

Dewan Direksi terdiri dari seorang Manager Utama, Manager Keuangan dan

Umum serta Manager Produksi dan Teknik. Struktur organisasi dapat dilihat pada

gambar 7.3.1

Gambar 7.1 Struktur Organisasi Perusahaan

VII.4 Deskripsi Jabatan

VII.4.1 Rapat Umum Pemegang Saham

Rapat Umum Pemegang Saham merupakan kekuatan tertinggi dalam perusahaan.

Tugas dan wewenang RUPS adalah:

a. Menetapkan Garis Besar Haluan Perusahaan.

b. Mengangkat dan memberhentikan Dewan Direksi dan Dewan Komisaris

Perusahaan.

c. Menetapkan besarnya divident.

d. Menetapkan besarnya anggaran tahunan perusahaan yang diajukan oleh

dewan direksi.

e. Menerima atau menolak laporan pertanggungjawaban tahunan Dewan

Direksi.

VII.4.2 Dewan Komisaris

Tugas dan wewenang dewan komisaris adalah:

a. Bertanggung jawab kepada RUPS.

b. Mengawasi pelaksanaan operasional/pengelolaan perusahaan oleh dewan

direksi secara kontinyu dan teratur.

c. Membina dewan direksi agar tidak melakukan kesalahan atau melanggar

ketentuan RUPS.

VII.4.3 Dewan Direksi

Dewan direksi merupakan penanggung jawab dalam melaksanakan

kebijakan umum perusahaan yang telah ditetapkan oleh Rapat Umum Pemegang

Saham. Manager Utama bertanggung jawab kepada dewan komisaris atas segala

tindakan dan kebijaksanaan yang telah diambil sebagai pimpinan perusahaan.

Manager Utama membawahi Manager Keuangan dan Umum serta Manager

Produksi dan Teknik yang kesemuanya berada dalam pengawasan Dewan

Komisaris.

VII.4.4 Tugas Manager Utama

Manager Utama merupakan pimpinan tertinggi dalam operasional

perusahaan. Tugas Manager utama antara lain :

Melaksanakan kebijakan perusahaan dan mempertanggungjawabkan

kepada pemegang saham dalam Rapat Umum Pemegang Saham.

Menjaga kestabilan organisasi dan membuat kontinuitas hubungan yang

baik antara pemilik saham pimpinan, konsumen dan karyawan.

Mengangkat dan memberhentikan kepala bagian dengan persetujuan

Rapat Umum Pemegang Saham.

Mengkoordinir kerjasama dengan Manager Keuangan dan Umum serta

Manager Produksi dan Teknik.

VII.4.5 Tugas Manager Keuangan dan Umum

Manager Keuangan dan umum bertanggungjawab terhadap kondisi

keuangan dan administrasi perusahaaan. Tugas dan wewenang Manager keuangan

dan umum antara lain :

Bertanggung jawab kepada Manager utama dalam bidang keuangan dan

administrasi.

Mengkoordinir, mengatur serta mengawasi pelaksanaan pekerjaan

kepala–kepala bagian yang menjadi bawahannya.

VII.4.6 Tugas Manager Produksi dan Teknik

Manager Produksi dan Teknik adalah penanggungjawab atas proses

produksi dan hal-hal teknis yang berhubungan dengan pelaksanaan produksi.

Tugas Manager Produksi dan Teknik antara lain :

Bertanggung jawab kepada Manager utama dalam bidang produksi dan

teknik.

Mengkoordinir, mengatur serta mengawasi pelaksanaan pekerjaan kepala

bagian yang menjadi bawahannya.

VII.4.7 Staff Ahli

Staff ahli terdiri dari tenaga–tenaga yang bertugas membantu dewan direksi

dalam menjalankan tugasnya, baik yang berhubungan dengan teknik maupun

administrasi. Staff ahli bertanggungjawab kepada Manager utama sesuai dengan

bidangnya.

Tugas dan wewenang staff ahli adalah :

Memberikan saran dalam perencanaan pengembangan perusahaan.

Mengadakan evaluasi bidang teknik dan ekonomi perusahaan.

Memberikan saran – saran dalam bidang hukum.

VII.4.8 Kepala Bagian

Secara umum tugas kepala bagian adalah mengkoordinir, mengatur dan

mengawasi pelaksanaan pekerjaan sesuai dengan pedoman yang diberikan oleh

pimpinan perusahaan. Kepala bagian dapat juga bertindak sebagai staff direksi

dan staff ahli. Kepala bagian ini bertanggung jawab kepada Manager yang

menangani bagian tersebut. Kepala bagian ini terdiri dari :

III.4.8.1 Kepala Bagian Produksi

Bertanggung jawab terhadap Manager Produksi dan Teknik dalam

kelancaran produksi.

Kepala bagian produksi membawahi:

Seksi Proses

Seksi Pengendalian

Seksi Laboratorium

Tugas Seksi Proses antara lain:

Mengawasi jalannya proses dan produksi

Menjalankan tindakan seperlunya pada peralatan produksi yang

mengalami kerusakan, sebelum diperbaiki oleh seksi yang berwenang.

Tugas Seksi Pengendalian antara lain:

Menangani hal–hal yang dapat mengancam keselamatan pekerja dan

mengurangi potensi bahaya yang ada

Mengawasi hal–hal yang berhubungan dengan buangan pabrik.

Tugas seksi laboratorium antara lain :

Mengukur kondisi limbah dan melakukan penelitian yang diperlukan

Membuat laporan berkala kepada Kepala Bagian Produksi.

VII.4.8.2 Kepala Bagian Teknik

Tugas Kepala Bagian Teknik antara lain :

Bertanggung jawab kepada Manager Produksi dan Teknik dalam bidang

peralatan, proses dan utilitas.

Mengkoordinir kepala–kepala seksi yang menjadi bawahannya

Kepala bagian teknik membawahi seksi pemeliharaan dan seksi utilitas.

Tugas Seksi Pemeliharaan antara lain:

Melaksanakan pemeliharaan fasilitas gedung dan peralatan pabrik

Memperbaiki kerusakan peralatan pabrik

Tugas Seksi Utilitas antara lain:

Melaksanakan dan mengatur sarana utilitas untuk memenuhi kebutuhan

proses, kebutuhan air, uap air dan listrik.

VII.4.8.3 Kepala Bagian Pemasaran dan pembelian

Bertanggung jawab kepada Manager Keuangan dalam bidang penyediaan

bahan baku dan pemasaran hasil produksi.

Kepala Bagian Pemasaran membawahi :

Seksi pembelian

Seksi pemasaran

Tugas Seksi Pembelian antara lain:

Melaksanakan pembelian barang–barang dan peralatan yang dibutuhkan

perusahaan

Mengetahui harga pasaran dan mutu bahan baku serta mengatur keluar

masuknya bahan dan alat–alat dari gudang

Tugas Seksi Pemasaran antara lain:

Merencanakan strategi penjualan hasil produksi

Mengatur distribusi hasil produksi dari gudang

VII.4.8.4 Kepala Bagian Keuangan

Kepala bagian keuangan ini bertanggung jawab kepala Manager Keuangan

dan Umum dalam bidang administrasi dan keuangan.

Kepala Bagian Keuangan membawahi Seksi Administrasi dan Seksi Kas

Tugas Seksi Administrasi :

Menyelengarakan pencatatan hutang piutang, administrasi persediaan

kantor dan pembukuan serta masalah perpajakan.

Tugas Seksi Kas:

Menghitung penggunaan uang perusahaan, mengamankan uang dan

membuat anggaran tentang keuangan masa depan.

Mengadakan perhitungan tentang gaji dan intensif karyawan.

VII.4.8.5 Kepala Bagian Umum

Kepala Bagian Umum bertanggung jawab kepada Manager Keuangan dan

Umum dalam bidang personalia, hubungan dengan masyarakat dan keamanan.

Kepala Bagian Umum membawahi Seksi Personalia, Seksi Humas dan Seksi

Keamanan.

Tugas Seksi Personalia antara lain:

Merekrut dan membina tenaga kerja dan menciptakan suasana kerja yang

sebaik mungkin antara pekerja dan pekerjaannya serta lingkungannya

agar tidak terjadi pemborosan waktu dan biaya.

Mengusahakan disiplin kerja yang tinggi dalam menciptakan kondisi

kerja yang tenang dan dinamis.

Membina karir para karyawanan dan melaksanakan hal–hal yang

berhubungan dengan kesejahteraan karyawan.

Tugas Seksi Humas antara lain:

Mengatur hubungan perusahan dengan masyarakat diluar lingkungan

perusahaan.

Tugas Seksi Keamanan

Menjaga keamanan fasilitas pabrik secara keseluruhan.

Mengawasi keluar masuknya orang–orang baik karyawan maupun yang

berasal dari luar lingkungan pabrik.

Menjaga dan memelihara kerahasiaan yang berhubungan dengan intern

perusahaan.

VII.4.8.6 Kepala Seksi

Kepala Seksi adalah pelaksana pekerjaan dalam lingkungan bagiannya

sesuai dengan rencana yang telah diatur oleh para Kepala Bagian masing–masing

agar diperoleh hasil yang maksimum dan efektif selama berlangsungnya proses

produksi. Setiap Kepala Seksi bertanggung jawab kepada Kepala Bagian masing–

masing sesuai dengan seksinya

VII.4.8.7 Kepala Regu

Bertanggung jawab kepada Kepala Seksi atas pelaksanaan tugas pada regu

yang diembannya dan melakukan koordinasi, mengatur dan mengawasi

pelaksanaan pekerjaan operator yang menjadi bawahannya

VII.9 Sistem Kepegawaian dan Sistem Gaji

Pada Pabrik Asam Laktat ini sistem gaji karyawan berbeda-beda tergantung

pada status karyawan, kedudukan, tanggung jawab dan keahlian. Pembagian

karyawan pabrik ini dapat dibagi menjadi tiga golongan sebagai berikut:

1. Karyawan tetap

Karyawan yang diangkat dan diberhentikan dengan Surat Keputusan (SK)

Direksi dan mendapatkan gaji bulanan sesuai dengan kedudukan, keahlian

dan masa kerja.

2. Karyawan harian

Karyawan yang diangkat dan diberhentikan direksi tanpa SK dan

mendapat upah harian yang dibayar tiap akhir pekan.

3. Karyawan borongan

Karyawan yang di karyakan oleh pabrik bila diperlukan saja. Karyawan ini

menerima upah borongan untuk pekerjaannya.

VII.10 Pembagian Jam Kerja Karyawan

Pabrik Asam Laktat ini direncanakan beroperasi 330 hari dalam satu tahun

dan 24 jam dalam satu hari. Sisa hari yang bukan hari libur digunakan untuk

perbaikan, perawatan dan shut down. Pembagian jam kerja digolongkan dalam

dua golongan, yaitu karyawan shift dan non shift dengan jumlah jam kerja 40 jam

setiap minggu.

1. Karyawan non- shift

Karyawan non shift adalah karyawan yang tidak menangani proses

produksi secara langsung. Yang termasuk karyawan non shift adalah

Manager staff ahli, kepala bagian, kepala seksi serta bagian administrasi.

Karyawan non shift ini bekerja 40 jam per minggu.

2. Karyawan shift

Karyawan shift adalah karyawan yang langsung menagani proses produksi

atau mengatur bagian bagian tertentu dari pabrik yang mempunyai

hubungan dengan keamanan dan kelancaran proses produksi. Yang

termasuk karyawan shift ini adalah operator produksi, sebagian dari bagian

teknik, bagian gudang, bagian keamanan pabrik. Para karyawan ini bekerja

secara bergantian sehari semalam. Karyawan shift di bagi menjadi tiga

shift dengan pengaturan sebagai berikut :

a. Karyawan Operasi

Shift Pagi : 08.00 –16.00

Shift Siang : 16.00 –24.00

Shift Malam : 24.00- 08.00

b. Karyawan Keamanan

Shift Pagi : 07.00 –13.00

Shift Siang : 13.00 –23.00

Shift Malam : 23.00- 07.00

Untuk karyawan shift ini dibagi dalam 4 regu dimana 3 regu bekerja dan 1

regu istirahat dan dikenakan secara bergantian. Tiap regu akan mendapat

giliran kerja 3 hari dan 1 hari libur tiap-tiap shift dan masuk lagi untuk

shift berikutnya. Kelancaran produksi dari suatu pabrik sangat

dipengaruhi oleh faktor kedisiplinan karyawannya. Untuk itu kepada

seluruh karyawan diberlakukan absensi dan masalah absensi ini akan

digunakan pimpinan perusahaan sebagai dasar dalam pengembangan

karier para karyawan dalam perusahaan.

Tabel 7.10.1 Jadwal Kerja untuk Setiap Regu

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

Regu 1 P P P L M M M L S S S L P P P

Regu 2 S S L P P P L M M M L S S S L

Regu 3 M L S S S L P P P L M M M L S

Regu 4 L P M M L S S S L P P P L M M

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

Regu 1 L M M M L S S S L P P P L M S

Regu 2 P P P L M M M L S S S L P P M

Regu 3 S S L P P P L M M M L S S S L

Regu 4 M L S S S L P P P L M M M L P

Keterangan :

P : shift pagi S : shift siang

M : shift malam L : Libur

BAB VIII

ANALISA EKONOMI

VIII.1 Dasar Analisa

Analisa ekonomi dalam Pra Rancangan Pabrik Asam Laktat ini dibuat

dengan maksud untuk memperoleh gambaran kelayakan penanaman modal dalam

kegiatan produksi, dengan meninjau kebutuhan investasi modal, besarnya laba

yang diperoleh, lamanya investasi modal, titik impas (Break Even Point) terhadap

volume produksi dan informasi ekonomi lainnya.

Perhitungan analisa ekonomi menggunakan steady estimate, yaitu

perhitungan Modal Investasi Tetap (MIT) dilakukan dengan menghitung harga

alat utama proses, sedangkan untuk menghitung biaya-biaya lainnya diperoleh

dengan membandingkan harga alat utama tersebut. Perkiraan harga peralatan

poduksi dan peralatan penunjang didapat dengan menggunakan data dari buku

Chemical Engineering Handbook ( Perry), dan situs www.matche.com.

Dalam pra rancangan pabrik Asam Laktat ini digunakan Chemical

Engineering Plant Cost Index untuk penafsiran harga. Index harga pada tahun

2007 adalah 525,4 dan index harga pada tahun 2018 adalah 623,6. Pada analisa

ekonomi pra rancangan pabrik ini digunakan beberapa ketentuan dan

asumsi,yaitu:

1. Pembangunan fisik pabrik akan dilaksanakan pada awal tahun 2014

dengan masa konstruksi, investasi dan instalasi kurang lebih empat tahun,

sehingga pabrik diharapkan mulai beroperasi secara komersial pada tahun

2018.

2. Jumlah hari kerja dalam setahun adalah 330 hari.

3. Modal Kerja (Working Capital) diperhitungkan selama 3 bulan.

4. Umur alat pabrik 10 tahun.

5. Asumsi nilai mata uang dolar terhadap rupiah pada tahun 2012 adalah 1

US$ = Rp 9.500,

6. Pada tahun 2014 kondisi pasar stabil dengan tingkat bunga bank adalah

12% per tahun.

7. Kenaikan harga bahan baku dan hasil produksi sebesar 10% per tahun.

8. Kenaikan gaji pegawai sebesar 10% per tahun.

9. Nilai rongsokan (Salvage Value) 10% dari FDCI tanpa harga tanah.

10. Shut down dilakukan selama 30 hari setiap tahun untuk perawatan dan

perbaikan alat-alat secara menyeluruh.

VIII.2 Total Capital Investment (TCI)

Total Capital Investment (TCI) atau Total Modal Investasi (TMI) adalah

jumlah Modal Investasi Tetap (Fixed Capital Investment/FCI) dan Modal Kerja

(Working Capital Investment/WCI) yang diinvestasikan untuk mendirikan dan

menjalankan pabrik.

TCI = FCI + WCI

Perhitungan total modal investasi dapat dilihat pada lampiran E, yang

terdiri dari:

Investasi Modal Tetap (FCI) = Rp 376.855.957.916

Investasi Modal Kerja (WCI) = Rp 86.501.869.580

Total Modal Investasi (TCI) = Rp 466.998.587.947

VIII.2.1 Fixed Capital Investment (FCI)

Fixed Capital Investment (FCI) atau Modal Investasi Tetap adalah modal

yang diperlukan untuk membeli peralatan dan pembangunan fisik pabrik. FCI

dibagi menjadi dua, yaitu:

1. Direct Fixed Capital Investment (DFCI) atau Modal Investasi Tetap

Langsung meliputi:

a. Pembelian alat-alat utama dan penunjang.

b. Instalasi peralatan

c. Instrumentasi dan kontrol terpasang

d. Sistem perpipaan

e. Tanah, bangunan, dan penataan lingkungan

f. Fasilitas dan prasarana

g. Modal DFCI tak terduga

DFCI merupakan barang-barang investasi tetap yang semuanya

mempunyai umur lebih dari satu tahun. Oleh karena itu mengalami penyusutan

nilai. Dengan adanya penurunan atau penyusutan nilai tersebut, maka timbul biaya

yang diperhitungkan setiap tahunnya, sesuai dengan persentase nilainya.

2. Indirect Fixed Capital Investment (IFCI) atau Modal Investasi Tetap Tidak

Langsung meliputi:

a. Kerekayasaan dan supervision

b. Biaya kontraktor dan konstruksi

c. Bunga pinjaman selama masa konstruksi

d. Produksi percobaan (trial run)

e. Biaya pra investasi (survei, feasibility study dan perizinan)

f. Modal IFCI tak terduga

IFCI merupakan modal investasi yang tidak diwujudkan langsung dalam

bentuk barang-barang investasi, tetapi merupakan modal yang dipergunakan untuk

sarana pengadaan modal tetap.

VIII.2.2 Working Capital Investment atau Modal Kerja (WCI)

Modal Kerja atau Working Capital adalah seluruh modal yang dibutuhkan

untuk membiayai seluruh kegiatan operasional perusahaan, dari awal produksi

sampai terkumpulnya hasil penjualan yang cukup untuk memenuhi kebutuhan

perputaran biaya operasional operasional pabrik sehari-hari. Modal Kerja

meliputi:

Pembelian bahan baku dan sarana penunjang

Pembayaran gaji karyawan

Biaya pemeliharaan dan perbaikan

Biaya Laboratorium dan Litbang

Biaya pemeliharaan dan perbaikan

Biaya distribusi dan penjualan

Modal Kerja tidak terduga.

VIII.2.3 Biaya Produksi Total (TPC)

Biaya produksi total terdiri dari dua bagian :

a. Manufacturing cost atau biaya yang diperlukan untuk membuat suatu

produk. Biaya ini terdiri dari :

1. Direct Cost merupakan biaya yang langsung dikeluarkan untuk

operasional pabrik, antara lain :

Biaya bahan baku

Biaya sarana penunjang

Gaji karyawan

Pemeliharaan dan perbaikan

Biaya royalti dan paten

Biaya laboratorium

2. Plant Overhead Cost, antara lain :

Pelayanan rumah sakit dan pengobatan

Pemeliharaan pabrik secara umum

Keamanan

Salvage

Biaya distribusi

3. Fixed Cost merupakan biaya yang dari tahun ke tahun konstan

atau tidak berubah dengan adanya perubahan kapasitas produksi,

antara lain :

Depresiasi

Pajak

Biaya asuransi

b. General expenses, yaitu biaya yang dikeluarkan untuk menunjang

beroperasinya pabrik, meliputi :

Biaya administrasi

Biaya distribusi dan penjualan

Penelitian dan pengembangan

Pembayaran bunga bank

Litbang

Gabungan dari manufacturing cost dan general expenses, disebut dengan

biaya produksi total (Total Production Cost).

Perhitungan dilakukan dari tahun ke tahun berdasarkan kapasitas produksi.

Kapasitas produksi ditingkatkan secara bertahap mulai dari 80 % kapasitas

terpasang pada tahun pertama, 90 % kapasitas terpasang pada tahun kedua, 100 %

kapasitas terpasang pada tahun ketiga dan 100 % kapasitas terpasang pada tahun

keempat dan seterusnya hingga tahun ke-10.

VIII.3 Komposisi Permodalan

Total Modal = Rp 466.998.587.947

Modal sendiri (86,1%) = Rp 401.998.587.947

Pinjaman Bank (13,9%) = Rp 65.000.000.000

Suku bunga per tahun = 12 %

Jangka waktu peminjaman = 5 tahun (termasuk grace period)

Grace period = 1 tahun (selama pembangunan pabrik)

Pembayaran bunga pinjaman pertama dimasukan dalam investasi modal

tetap tidak langsung sedangkan bunga pinjaman selanjutnya diperhitungkan dalam

biaya produksi (setelah masa konstruksi selesai dan pabrik beroperasi).

Pembayaran angsuran pertama dimulai pada akhir tahun pertama setelah pabrik

beroperasi secara komersial.

VIII.4 Hasil Analisa

VIII.4.1 Break Event Point

Break Event Point (BEP) adalah tingkat kapasitas produksi dimana nilai

total penjualan bersih sama dengan nilai total biaya yang dikeluarkan perusahaan,

dalam kurun waktu satu tahun. BEP tahun pertama sebesar 38,19 %.

VIII.4.2 Perhitungan Laba Rugi

Perhitungan laba rugi (lampiran VI) akan memberikan gambaran tentang

kemampuan untuk mengembalikan modal investasi serta besarnya pajak

perseroan. Laba yang diperoleh sangat tergantung pada penerimaan pengeluaran

ongkos pabrik. Besarnya pajak penghasilan perseroan yang harus dibayar sesuai

dengan besarnya laba kotor yang diperoleh dan dihitung berdasarkan laba kotor

yang diperoleh dan dihitung berdasarkan undang-undang pajak penghasilan (PPh).

VIII.4.3 Minimum Payback Period

Minimum Payback Period (MPP) adalah jangka waktu minimum

pengembalian modal investasi. Pengembalian berdasarkan laba bersih ditambah

biaya penyusutan (depresiasi), Salvage Value, dan tanah yang biasa disebut Net

Cash Flow. Perhitungan MPP dilakukan dengan cara menjumlahkan laba bersih

dengan depresiasi setiap tahunnya sehingga memberikan jumlah yang sama

dengan jumlah total modal investasi. Berdasarkan hasil analisa, diperoleh nilai

MPP selama 4 tahun 9 bulan

VIII.4.4 Internal Rate of Return (IRR)

Internal Rate of Return (IRR) adalah tingkat suku bunga pinjaman (rate of

interest) dalam persen pada Net Cash Present Value (NCPV) = 0, dalam kurun

waktu umur teknis mesin/peralatan, atau kurun waktu yang diharapkan lebih cepat

dari umur teknis. Analisa IRR dilakukan untuk menilai kelayakan pendirian suatu

pabrik IRR menggambarkan suatu tingkatan suku bunga yang memberikan nilai

total sama dengan TCI. Bila bunga bank yang ada di perbankan selama usia

pabrik lebih kecil dari IRR, maka pendirian pabrik adalah layak. Dari hasil analisa

perhitungan diperoleh IRR sebesar 34,91% maka pabrik ini layak didirikan karena

lebih besar dari bunga bank sebesar 12%.

BAB IX

KESIMPULAN

Dari hasil analisis secara menyeluruh terhadap Pra-Rancangan Pabrik

Asam Laktat diperoleh kesimpulan sebagai berikut:

1. Bahan baku yang digunakan dalam proses ini adalah Molasse.

2. Proses yang digunakan adalah proses fermentasi dengan menggunakan

bakteri Lactobacillus Delbreuckii.

3. Produk yang dihasilkan adalah Asam Laktat dengan kemurnian 80%.

4. Lokasi pabrik di Kawasan industri Surabaya, Jawa Timur.

5. Bentuk perusahaan adalah Perseroan Terbatas (PT).

6. Hasil analisa ekonomi adalah sebagai berikut:

Total Modal Investasi (TCI) : Rp. 466.998.587.947

Break Even point tahun pertama : 38,19 %

Internal Rate of Return (IRR) : 34,32 %

Minimum Payback Period (MPP) : 4 tahun 11 bulan

7. Pendirian pabrik Asam Laktat dengan kapasitas 5.000 ton/tahun dengan

perbandingan modal 86,1% modal sendiri dan 13,9% modal pinjaman

bank dimana suku bunga 12% pertahun, suku bunga bank lebih kecil dari

IRR, maka pabrik ini layak untuk didirikan.

DAFTAR PUSTAKA

Bhattacharrya, B.C., 1976, Introduction to Chemical and Mechanical Aspec, 1st

Edtion, Indian Institute of Technology, Kharagpur

Brownell, L.E., and Young, E.H., 1959, Process Equipment Design, John Wiley

and Sons Inc., New York.

Brown,G.G., 1978 , Unit Operation, Modern Asia Edition, John Wiley and Sons

Inc., New York.

Buckle, K.A, et al. 1987. Ilmu Pangan. Diterjemahkan oleh: Adiono dan Hari

Purnomo. Jakarta: Universitas Indonesia.

Departemen Perindustrian. 2011. Komoditas Ekspor dan Impor Asam Laktat

tahun 2002-2010.Jakarta: Departemen Perindustrian.

Hesse, H.C. and Rashton, J.H., 1995, Process Equipment Design, 10th

edition, D.

Van Nesstrand, Co. Inc. New York.

Imelda Donna, Modul Kuliah Ekonomi Teknik .Jurusan Teknik Kimia, Universitas

Jayabaya, Jakarta.

Kern, D.Q., 1982, Process Heat Transfer, Mc Graw Hill, New York.

Luyben, William L. Process Modeling, Simulation And Control For Chemical

Engineers, 2nd

Edition, Mc Graw Hill, Singapore

Patent US 6,320,077. 2001. www.ip.com

http://www.ip.com/

Paturau, J.M. 1989. Sugar Series,11. by-products of The Cane Sugar Industry. An

introduction to their industrial utilization (third, completely revised

edition). New York: Elsevier Science Publishing Company Inc.

Perry,R.H. 1999. Perry’s Chemical Engineers’ Handbook,7th Edition. Singapore :

The McGraw-Hill Companies.

Peters, M.S. and Timmerhause, K.D., 1991, Plant Design and Economics for

Chemical Engineering, ed. 7, McGraw Hill, Singapore.

Robert C. Reid, John M. Prausnitz, and Poling, E. Bruce, 1988, The Properties of

Gases and Liquids, ed. 4, Mc Graw Hill Company, Singapore.

Sinnot, R.K. 2005.Chemical Engineering Design. Vol 6. Fourth edition. Elsevier.

Smith J.M. and Van Ness, H. C., 1988, Introduction to Chemical Engineering

Thermodynamics, ed. 4, Mc Graw Hill, NY.

Suparno, Modul Kuliah Pengendalian Proses. Jurusan Teknik Kimia, Universitas

Jayabaya, Jakarta.

An Ullmann’s Encyclopedia. 1999. Industrial Organic Chemicals, Starting

Materials and Intermediates. Vol 5. Weinheim.: Wiley-VCH

Walas, S.M., 1988, Chemical Process Equipment, Butteerworths, America.

Wee, Young-Jung, et al. 2006. Biotechnological Production of Lactic Acid and Its

Recent Applications.Republic of Korea. Chonnam National University.

Yaws, C. L. 1996. Handbook of Thermodynamic Diagrams. Texas : Gulf

Publishing Company.

http://www.cpe.com/pci

http://www.pdam-sby.go.id

http://www.matche.com

http://mooni.fccj.org/-ethall/2046/ch20/heatformation/heatform.htm

http://www.ejbiotechnology.info/content/vol7/issue2/full/7/


http://www.ejbiotechnology.info/content/vol7/issue2/full/7/

LAMPIRAN I

NERACA MASSA

NERACA MASSA

Menentukan Kapasitas Produksi

Kapasitas Produksi = 5.000 Ton/Tahun

1 Tahun = 330 hari kerja

1 Hari = 24 jam

1 Batch = 24 jam

Kapasitas Produksi = tahun1

ton000.5 x

ton1

kg 1.000x

hari 330

tahun1x

jam 24

hari 1

= 631,3131 Kg/jam

= 15151,5152 Kg/batch

Komposisi Molasse

Komponen BM Persentase

Air 18 20%

Sukrosa 342 39%

Glukosa 180 7%

Fruktosa 180 12%

Abu 56 22%

Sumber : J.M. Paturau, 1989

Catatan :

Sukrosa merupakan disakarida dengan monosakarida penyusun 50% glukosa dan

50% fruktosa, sehingga Komposisi molasse menjadi :

Komponen Persentase

H2O 20%

Glukosa 26,5%

Fruktosa 31,5%

Abu 22%

Bahan Baku = 50825,2496 Kg/batch

Komposisi Molasse Masuk

H2O = 100

20 X 50825,2496 Kg/batch = 10165,04992

Kg/batch

Glukosa = 100

5.26 X 50825,2496 Kg/batch = 13468,69114

Kg/batch

Fruktosa = 100

5.31X 50825,2496 Kg/batch = 16099,9536

Kg/batch

Abu = 100

22 X 50825,2496 Kg/batch = 11181,55491

Kg/batch

Jumlah = 50825,2496

Kg/batch

I.1 Neraca Massa Pada Centrifuge 1 (CF-01)

Fungsi : Memisahkan antara larutan molasses dan abu dengan gaya sentrifugal.

Asumsi : Seluruh abu dapat dipisahkan dari larutan molasses.

F1 = F

2 +

F

3

Aliran 1 :

F1 H2O = 10165,04992 Kg/batch

F1 Glukosa = 13468,69114 Kg/batch

F1

Fruktosa = 16009,9536 Kg/batch

F1

Abu = 11181,55491 Kg/batch

Jumlah = 50825,2496 Kg/batch

Centrifuge 1

1

2

3 H2O

Glukosa Fruktosa

Abu

H2O

Glukosa

Fruktosa

Abu

Aliran 2 :

F2

Abu = F1

Abu

= 11181,55491 Kg/batch


Aliran 3 :

F3 H2O = F

1 H2O

= 10165,04992 Kg/batch

F3 Glukosa = F

1 Glukosa

= 13468,69114 Kg/batch

F3

Fruktosa = F1 Fruktosa

= 16009,9536 Kg/batch


Komponen In (Kg/batch) Out (Kg/batch)

Aliran 1 Aliran 2 Aliran 3

H2O 10165,0499

10165,0499

Glukosa 13468,6911

13468,6911

Fruktosa 16009,9536

16009,9536

Abu 11181,555

11181,5549

11181,5549

39643,6947

Total 50825,2496

50825,2496

I.2 Neraca Massa Pada Tangki Pengenceran (TP-01)

Fungsi : Mengencerkan larutan molasses agar konsentrasi glukosa menjadi 12%

Tangki Pengenceran

3 4

5 H2O

Glukosa

Fruktosa

H2O

H2O Glukosa

Fruktosa

F3 + F

4 =

F

5

Keterangan :

Proses fermentasi asam laktat menggunakan bakteri Lactobacillus delbruecki

dengan konsentrasi glukosa 12%. (J.M. Paturau, 1989).


Konsentrasi glukosa yang diinginkan 12%

Jumlah molasses setelah pengenceran =12

100 X 13468,691 Kg/batch

= 112239,0928 Kg/batch

F4 H2O

(Kebutuhan air yang harus ditambahkan) = (112239,0928 - 39643,6947)

= 72595,3981 Kg/batch

Aliran 3 :

F3 H2O = 10165,04992 Kg/batch

F3 Glukosa = 13468,69114Kg/batch

F3



Aliran 4 :

F4 H2O = 72595,3981 Kg/batch

Jumlah = 72595,3981Kg/batch

Aliran 5 :

F5 H2O = F

3 H2O + F

4 H2O

= 10165,05 + 72595,3981

= 82760,4481 Kg/batch

F5 Glukosa = F

3 Glukosa

= 13468,691 Kg/batch

F5


= 16009,9536 Kg/batch

Jumlah = 112239,0928 Kg/Batch

Komponen Input Output


Air 10165,05 72595,3981 82760,4481

Glukosa 13468,691 13468,69114

Fruktosa 16009,9536 16009,9536

39643,695 72595,3981

Jumlah

(Kg)

112239,0928 112239,0928

I.3 Neraca Massa Pada Tangki Fermentor (FR-01)

Fungsi : Proses fermentasi glukosa menjadi asam laktat

E-1

F5 + F

6 + F

7 + F

8 =

F

9 +

F

10a

Glukosa dalam molasse = 13468,6911 Kg/batch

Mol glukosa = BM

Massa =

180

13468,6911= 74,8261 Kgmole

Konversi reaksi 1 = 90%

Reaksi 1 :

C6H12O6 2CH3CH(OH)COOH

Awal : 74,8261 0

Bereaksi : 67,3435 134,6869

Sisa : 7,4826 134,6869

Keterangan : *) 100

90 X 134,6869 = 12121,8220

H2O Glukosa

Fruktosa

H2O Glukosa

Fruktosa

Ca-Laktat

Bakteri Malt Sprouts

Malt Sprouts

5

6 7 8 9

10a

Bakteri

CaCO3

CO2

Reaksi 2 :

2CH3CH(OH)COOH + CaCO3 CH3CH(OH)COO2Ca + H2O +

CO2

Awal : 134,6869 67,3435 0 0

0

Bereaksi : 134,6869 67,3435 67,3435 67,3435

67,3435

Sisa : 0 0 67,3435 67,3435

67,3435

Aliran 5 :

F5 H2O = 82760,4481 Kg/batch


F5


Jumlah = 112239,0928 Kg/Batch

Aliran 6 :

Malt sprouts adalah nutrisi untuk bakteri yang ditambahkan sebanyak 3% dari

jumlah molasse yang masuk fermentor (J.M.Paturau, 1989).

F6 Malt sprouts =

100

3 X 112239,0928 Kg/batch = 3367,1728 Kg/batch


Aliran 7 :

Bakteri yang diperlukan untuk proses fermentasi asam laktat sebanyak 1,7% dari

jumlak molasse yang masuk (J.M.Paturau, 1989).

F7 Bakteri =

100

7,1 X 112239,0928 Kg/batch = 1908,0646 Kg/batch


Aliran 8 :

Penambahan CaCO3 berfungsi untuk menjaga pH agar tetap optimum, yaitu

sekitar 5 - 6 (J.M.Paturau, 1989).

F8 CaCO3 = 6734,3456 Kg/batch


Aliran 9 :

F9 CO2 = Mole CO2 X BM CO2

= 67,3435 Kgmole X 44 Kg/kgmole

= 2963,1121 Kg/batch


Aliran 10a :

F10a

H2O = F5 H2O + H2O hasil reaksi 2

= F5 H2O + (Mole H2O hasil reaksi 2 × BM H2O)

= 82760,4481 + (67,3435 Kgmole × 18 Kg/kgmole )

= 82760,4481 + 1212,183

= 83972,6311 Kg/batch

F10a

Glukosa = Glukosa sisa reaksi 1 × BM Glukosa

= 7,4826 Kgmole × 18018 Kg/kgmole

= 1346,8691 Kg/batch

F10a


= 16009,9536 Kg/batch

F10a

Ca-laktat = Mole Ca-laktat X BM Ca-laktat

= 67,3435 Kgmole X 218 Kg/kgmole

= 10276,6113 Kg/batch

F10a

Bakteri = F7 Bakteri

= 1908,0646 Kg/batch

F10a

Malt sprouts = F6 Malt sprouts

= 3367,1728 Kg/batch


I.4 Neraca Massa Pada Tangki Intermediate (TI-01)

Fungsi : untuk menyimpan larutan hasil fermentasi yang keluar dari fermentor

F10a

= F10b

Aliran 10a :

F10a

H2O = 83972,6303 Kg/batch

F10a

Glukosa = 1346,8691 Kg/batch

F10a


F10a

Ca-laktat = 14680,8733 Kg/batch

F10a

Bakteri = 1908,064578 Kg/batch

F10a

Malt sprouts = 3367,172785 Kg/batch



Aliran 5 Aliran 6 Aliran 7 Aliran 8 Aliran 9 Aliran 10a

H2O 82760,4481 83972,6303

Glukosa 13468,6911 1346,8691

Fruktosa 16009,9536 16009,9536

Ca-laktat 0

Bakteri 1335,6452 14680,8733

Malt

sprouts

3367,1728 1908,064578

CaCO3 1908,0646 3367,1728

CO2 2963,11205

112239,0928 3367,1728 1908,064578 1908,0646 2963,11205 121285,5637

Total 124248,6757 124248,6757

Tangki

Intermediate

10a 10b

H2O

Glukosa

Fruktosa Ca-Laktat

Bakteri

Malt Sprouts

H2O

Glukosa

Fruktosa Ca-Laktat

Bakteri

Malt Sprouts

Aliran 10b :

F10b

H2O = F10a

H2O

= 83972,6303 Kg/batch

F10b

Glukosa = F10a

Glukosa

= 1346,8691 Kg/batch

F10b

Fruktosa = F10a

Fruktosa

= 16009,9536 Kg/batch

F10b

Ca-laktat = F10a

Ca-laktat

= 14680,8733 Kg/batch

F10b

Bakteri = F10a

Bakteri

= 1908,064578 Kg/batch

F10b

Malt sprouts = F10a

Malt sprouts

= 3367,172785 Kg/batch



Aliran 10a Aliran 10b

H2O 83972,6303 83972,6303

Glukosa 1346,8691 1346,8691

Fruktosa 16009,9536 16009,9536

Ca-laktat 14680,8733 14680,8733

Bakteri 1908,064578 1908,064578

Malt sprouts 3367,172785 3367,172785

Total 121285,5637 121285,5637

I.5 Neraca Massa Pada Centrifuge 2 (CF-02)

Fungsi : Memisahkan biomassa (bakteri dan malt sprouts) dari larutan, dengan

gaya sentrifugal.

Asumsi : Seluruh bakteri dan malt sprouts dapat terpisahkan dari larutan.

Centrifuge 2

10b

11

12

H2O Glukosa

Fruktosa

Ca-Laktat Bakteri

Malt Sprouts

Bakteri Malt Sprouts

H2O

Glukosa Fruktosa

Ca-Laktat

F10b

= F11

+ F12

Aliran 10b :

F10b

H2O = 83972,6303 Kg/batch = 3498,859594 kg/jam

F10b

Glukosa = 1346,8691 Kg/batch = 56,1195 kg/jam

F10b

Fruktosa = 16009,9536 Kg/batch = 667,0814 kg/jam

F10b

Ca-laktat = 14680,8733 Kg/batch = 611,7031 kg/jam

F10b

Bakteri = 1908,064578 Kg/batch = 79,5027 kg/jam

F10b

Malt sprouts = 3367,172785 Kg/batch = 140,2989 kg/jam

Jumlah = 121285,5637 Kg/batch = 5053,565154 kg/jam

Aliran 11 :

F11

Bakteri = F10b

Bakteri

= 79,5027 kg/jam

F11

Malt sprouts = F10b

Malt sprouts

= 140,2989 kg/jam

Jumlah = 219,8016 kg/jam

Aliran 12 :

F12

H2O = F10b

H2O

= 3498,859594 kg/jam

F12

Glukosa = F10b

Glukosa

= 56,1195 kg/jam

F12

Fruktosa = F10b

Fruktosa

= 667,0814 kg/jam

F12

Ca-laktat = F10b

Ca-laktat

= 611,7031 kg/jam


Komponen In (kg/jam) Out (kg/jam)


H2O 3498,859594 3498,859594

Glukosa 56,11954641 56,11954641

Fruktosa 667,0814007 667,0814007

Ca-laktat 611,7030559 611,7030559

Bakteri 79,50269075 79,5027

Malt sprouts 140,298866 140,2989

5053,565154 219,8016 4833,763597

Total 5053,565154 5053,565

I.6 Neraca Massa Pada Tangki Acidifier (TA-01)

Fungsi : Mereaksikan antara asam sulfat dengan ca-laktat sehingga terbentuk

asam laktat.

E-1

F12

+ F13

= F14

Asumsi : Konversi reaksi 100%

H2SO4 yang ditambahkan habis bereaksi dan mempunyai kemurnian 98 % dan

sisanya dianggap air.

Reaksi :

(CH3CH(OH)COO2Ca + H2SO4 2CH3CH(OH)COOH +

CaSO4

Awal : 2,3060 2,3060

Bereaksi : 2,3060 2,3060 5,6120 2,8060

Sisa : 0 0 5,6120 2,8060

H2O Glukosa

Fruktosa

Ca-Laktat

12 13

14 H2O

Asam Laktat Glukosa

Fruktosa

CaSO4

H2SO4

H2O

Aliran 12 :

F12

H2O = 3498,8596 kg/jam

F12

Glukosa = 56,1195 kg/jam

F12

Fruktosa = 667,0814 kg/jam

F12

Ca-laktat = 611,7031 kg/jam


Aliran 13 :

F13

H2SO4 = Mol H2SO4 × BM H2SO4


= 274,9858 Kg/jam

F13

H2O = 274,985898

2x

= 5,6120 Kg/jam

Jumlah = 280,5977 Kg/ jam

Aliran 14 :

F14

H2O = F12

H2O + F13

H2O

= 3498,859594 + 5,6120

= 3504,4715 Kg/ jam

F14

Glukosa = F12

Glukosa

= 56,1195 Kg/jam

F14

Fruktosa = F12

Fruktosa

= 667,0814 kg/jam

F14

Asam laktat = Mol CH3CH(OH)COOH × BM CH3CH(OH)COOH


= 505,08 Kg/jam

F14

CaSO4 = Mol CaSO4 × BM Ca SO4

= 2,8060 Kgmole ×136 Kg/kgmole

= 381,6129 Kg/jam


Komponen In (Kg/jam) Out

(Kg/jam)


H2O 3498,8596 5,6120 3504,4715

Asam Laktat 0 505,0759

Glukosa 56,1195 56,1195

Fruktosa 667,0814 667,0814

Ca-laktat 611,7031

H2SO4 274,9858

CaSO4 381,6129

4833,7636 280,5977 5114,3613

Total 5114,3613 5114,3613

I.7 Neraca Massa Pada Tangki Pengendapan (TS-01)

Fungsi : Memisahkan antara gypsum dari larutan dengan gaya beratnya

E-2

F14

= F15

+ F16

Aliran 14 :

F14

H2O = 3504,4715 Kg/ jam

F14

Glukosa = 56,1195 Kg/jam

F14


F14

Asam laktat = 505,0759 Kg/jam

F14

CaSO4 = 381,6129 Kg/jam


Aliran 15 :

F15

CaSO4 = F14

CaSO4

= 381,6129 Kg/jam

Jumlah = 381,6129 Kg/jam

14

15

16 H2O

Asam Laktat Glukosa

Fruktosa

CaSO4

CaSO4

H2O

Asam Laktat Glukosa

Fruktosa

Aliran 16 :

F16

H2O = F14

H2O

= 3504,4715 Kg/ jam

F16

Glukosa = F14

Glukosa

= 56,1195 Kg/jam

F16

Fruktosa = F14

Fruktosa

= 667,0814 kg/jam

F16

Asam laktat = F14

Asam laktat

= 505,0759 Kg/jam


I.8 Neraca Massa Pada Evaporator (EV-01)

Fungsi : Memisahkan antara air dan asam laktat dengan larutan glukosa dan

fruktosa.

Komponen In (kg/jam) Out (Kg/jam)


H2O 3504,4715 3504,4715

Asam Laktat 505,0759 505,0759

Glukosa 56,1195 56,1195

Fruktosa 667,0814 667,0814

CaSO4 381,6129 381,6129

5114,3613 381,6129 4732,7484

Total 5114,3613 5114,3613

H2O Asam Laktat

Glukosa

Fruktosa

16

18

17

Uap H2O Asam Laktat

Glukosa

Fruktosa

F16

= F17

+ F18

Asumsi : Seluruh air dan asam laktat menjadi uap

Kondisi operasi : P = 1 atm dan T = 175 0C

Aliran 16 :

F16

H2O = 3504,4715 Kg/ jam

F16

Glukosa = 56,1195 Kg/jam

F16


F16

Asam laktat = 505,0759 Kg/jam


Aliran 17 :

F17

Glukosa = F16

Glukosa

= 56,1195 Kg/jam

F17

Fruktosa = F16

Fruktosa

= 667,0814 kg/jam

Jumlah = 723,2009Kg/ jam

Aliran 18 :

F18

Uap H2O = F16

H2O

= 3504,471549 Kg/ jam

F18

Asam laktat = F16

Asam laktat

= 505,0759 Kg/ jam

Jumlah = 4009,547467 Kg/ jam

Komponen In (Kg/jam) Out (Kg/jam)


Uap H2O 3504,471549

H2O 3504,4715

Asam Laktat 505,0759 505,0759

Glukosa 56,1195 56,1195

Fruktosa 667,0814 667,0814

4732,7484 723,2009 4009,5475

Total 4732,7484 4732,7484

1.9 Neraca Massa Pada Parsial Subcooler Condensor (SK-01)

Fungsi : Untuk menghilangkan air sebesar 96,392 % (didapatkan dari trial)


F18

= F19

Asumsi : Seluruh asam laktat menjadi produk dengan kemurnian 80 % dan 20 %

sisanya adalah air.

Aliran 18 :

F18

Uap H2O = 3504,471549 Kg/ jam

F18

Asam laktat = 505,0759 Kg/ jam


Total produk keluar = 505,0759 80

100x

= 631,34488 kg/jam

Jumlah air yang ada pada produk = 631,34488 - 505,0759

= 126,2346 kg/ jam

Jumlah air yang harus dikondensasi = %100 93504,47154

126,2346x

= 3,60 %

Air yang menguap = 100%-3,60%

= 96,40 %

Aliran 19 :

F19

Uap H2O = 100

40,96 × 3504,471549 = 3378,236979 Kg/ jam

F19

H2O = 126,2346 Kg/ jam

F19

Asam laktat = F18

Asam laktat

= 505,0759 Kg/ jam


Sub-cooler

Kondensor parsial

18 19 Uap H2O Asam Laktat

Uap H2O

H2O

Asam Laktat


Aliran 18 Aliran 19

Uap H2O 3378,237 3378,237

H2O 3504,471549 126,2346

Asam Laktat 505,0759177 505,0759

Total 4009,5475 4009,5475

I.10 Flash Drum (FD-01)

Fungsi : Memisahkan antara uap air dengan produk keluaran Parsial

Subcooler Condensor


Seluruh uap air akan terpisah

19

20

21

F19

= F20

+ F2

Aliran 19 :

F19

Uap H2O = 3378,236979 Kg/ jam

F19

H2O = 126,2346 Kg/ jam

F19



Aliran 20 :

F20

Uap H2O = F19

Uap H2O

= 3378,236979 Kg/ jam

Jumlah = 3378,236979 Kg/ jam

Uap H2O

H2O Asam Laktat

+

Uap H2O

H2O

Asam Laktat

Aliran 21 :

F21

H2O = F19

H2O

= 126,2346 Kg/ jam

F21

Asam laktat = F19

Asam laktat

= 505,0759 Kg/ jam




Uap H2O 3378,2370 3378,2370

H2O 126,2346 126,2346

Asam Laktat 505,0759 505,0759

4009,5475 3378,237 631,3104873

Total 4009,5475 4009,5475

I.11 Neraca Massa Pada Cooler (C-01)

Fungsi : Mendinginkan asam laktat

Kondisi operasi : T = 40 0C

F21

= F22

Aliran 21 :

F21

H2O = 126,2346 Kg/ jam

F21



Aliran 22 :

F22

H2O = F21

H2O

= 126,2346 Kg/ jam

F22

Asam laktat = F21

Asam laktat

= 505,0759 Kg/ jam

Cooler

21 22 H2O Asam Laktat

H2O Asam Laktat



Aliran 21 Aliran 22

H2O 126,2346 126,2346

Asam Laktat 505,0759 505,0759

Total 631,3105 631,3105

I.12 Neraca Massa pada Subcooler Condensor (SK-02)

Fungsi : untuk mengembunkan dan mendinginkan uap air sisa

F20

= F23

Aliran 20

F20

Uap H2O = 3378,2370 kg/jam


Aliran 23

F23

H2O = F20

Uap H2O

= 3378,2370 kg/jam



Aliran 20 Aliran 23

Uap H2O 3378,2370

H2O 3378,2370

Total 3378,2370 3378,2370

Sub-cooler

Kondesor Total

20 23

Uap H2O

H2O

LAMPIRAN II

NERACA ENERGI

NERACA ENERGI

Panas yang dibawa masuk oleh bahan dihitung menggunakan persamaan :

H = m∫CpdT

Dimana :

H = Energi yang dibawa bahan (KJ)

m = Massa bahan (Kg)

Cp = Kapasitas panas bahan (KJ/Kg.K)

∆T = T bahan – T referensi

T referensi = 25 0C = 298 K

Mencari Cp Untuk Masing – masing bahan

Mencari Cp bahan menggunakan persamaan :

Cp = A + BT + CT2 + DT

3

Data dalam menghitung Cp didapatkan dari buku Chemical Properties Handbook,

Carl L. Yaws. McGraw-Hill.

Komponen Koefisien Regresi (Cp)

A B C D E

H2O (Cair) 92.053 -4.00E-02 -2.11E-04 5.35E-07 -

H2O (gas) 33.93 -8.42E-03 2.99E-05 7.83E-08 3.69E-12

H2SO4 (cair) 26.004 7.03E-01 -1.39E-03 1.03E-06

Contoh Perhitungan :

Cp H2O pada T1 = 298 K dan T2 = 303 K

Cp H2O =

44

3322

298()3034

0735.5

298()3033

0411.2298()303

2

024298303053.92

E

EE

= 20,9715 kJ/kg.K

Menghitung Cp menggunakan metode Chueh-Swanson, data dari tabel 5-10 hal

138. Buku The Properties of Gas and Liquid Edisi ke-4, Robert C. Reid. McGraw-

Hill.

Glukosa (C6H12O6)

Komponen Simbol Jumlah Value Total Value

C6H12O6 O

C=O

1 53 53

CH 4 21 84

OH 5 44.8 224

CH2 1 30.4 30.4

Total 391.4

Cp C6H12O6 = 391.4 J/mol.K = 2.174 KJ/Kg.K

Fruktosa (C6H12O6)


C6H12O6 >C=O 1 53 53

CH 3 21 63

OH 5 44.8 224

CH2 2 30.4 60.8

Total 400.8

Cp C6H12O6 = 400.8 J/mol.K = 2.226 KJ/Kg.K

Asam Laktat


Asam Laktat O

C-OH

1 79 79

CH 1 21 21

OH 1 44.8 44.8

CH3 1 30.4 30.4

Total 182.5

Cp Asam Laktat = 182.5 J/mol.K = 2.0277 KJ/Kg.K

Ca-Laktat

Data Cp Ca-laktat(http://mooni.fccj.org/-

ethall/2046/ch20/heatcapacity/heatform.htm)

Cp Ca-laktat = 121.9050 kJ/kg.K

Menghitung Cp bahan menggunakan data dari buku Perry’s tabel 2-194 Heat

Capacities of Elements and Inorganic Compound.

Abu (CaO)

BM = 56

Cp CaO = 10 + 0.00484T – 108000/T2

= 10 T + ½ 0.00484 T2 + 108000/T

Kalsium Karbonat (CaCO3)

BM = 100

Cp CaCO3 = 19.68 + 0.01189T – 307600/T2

= 19.68 T + ½ 0.01189 T2 + 307600/T

CaSO4

BM = 136

Cp CaSO4 = 18.52 + 0.02197T – 156800/T2

= 18.52 T +1/2 0.02197 T2 + 156800/T

http://mooni.fccj.org/-ethall/2046/ch20/heatcapacity/heatform.htm

http://mooni.fccj.org/-ethall/2046/ch20/heatcapacity/heatform.htm

CO2

BM = 44

Cp = 10.34 + 0.00274 T – 195500/T2

Cp = 10.34 T + ½ 0.00274 T2 + 195500/T

II.1 Neraca Energi Pada Centrifuge 1 (CF-01)

T1 (Referensi) = 250C = 298 K

T2 (Operasi) = 300C = 303 K

Entalpi Bahan Masuk Pada Aliran 1

Komponen m (kg/batch) ∫Cp dT (kJ/kg.K) H (kJ/batch)

H2O 10165,04992 20,9715 213176,7902

Glukosa 13468,69114 10,8722 146434,6031

Fruktosa 16009,9536 11,1333 178244,1503

Abu 11181,55491 1618,1465 18093393,3893

Total 18631248,9328

Entalpi Bahan Keluar Pada Aliran 2


Abu 11181,5549 1618,1465 18093393,3893

Total 18093393,3893



H2O 10165,0499 20.9715 213176,7902

Glukosa 13468,6911 10.8722 146434,6031

Fruktosa 16009,9536 11.1333 178244,1503

Total 537855,5435

Neraca Energi Pada Centrifuge 1

Komponen H Masuk (kJ/batch) H Keluar (kJ/batch)


H2O 213176,7902 213176,7902

Glukosa 146434,6031 146434,6031

Fruktosa 178244,1503 178244,1503

Abu 18093393,3893 18093393,3893

Total 18093393,3893 537855,5435

18631248,9328 18631248,9328

II.2 Neraca Energi Pada Tangki Pengenceran (TP-01)


T2 (Operasi) = 300C = 303 K



H2O 10165,0499 20,9715 213176,7902

Glukosa 13468,6911 10,8722 146434,6031

Fruktosa 16009,9536 11,1333 178244,1503

Total 537855,5435



H2O 72595,3981 20,9715 1522437,5765

Total 1522437,5765



H2O 82760,4481 20,9715 1735614,3666

Glukosa 13468,69114 10,8722 146434,6031

Fruktosa 16009,9536 11,1333 178244,1503

Total 2060293,1200

Neraca Energi Pada Tangki Pengenceran



H2O 213176,7902 1522437,5765 1735614,3666

Glukosa 146434,6031 146434,6031

Fruktosa 178244,1503 178244,1503

Total

537855,5435 1522437,5765

2060293,1200 2060293,1200

II.3 Neraca Energi Pada Fermentor (FR-01)

T referensi = 25 0C = 298 K

T in = 30 0C = 303 K

T out = 46 0C = 319 K

H masuk (Hr) Fermentor:

Komponen masuk Fermentor pada suhu 303 K :

Entalpi Bahan Masuk pada Aliran 5 :


H2O 82760,4481 20,9715 5539722,4945

Glukosa 13468,6911 10,8722 468590,7299

Fruktosa 16009,9536 11,1333 570381,2809

Total 6578694,5052



Malt Sprouts 3367,172785 19,9920 67316,5183

Total 67316,5183

Q pemanas

Hp

RΔΗ Hr

303 K 319 K

ΔH0R

Hr

Hp

319 K

303 K

298 K 298 K



Bakteri 1908,064578 20,2895 38713,6763

Total 38713,6763



CaCO3 6734,3456 633,3861 4265441,0514

Total 4265441,0514

Reaksi 1:

C6H12O6 2CH3CH(OH)COOH

Diketahui:

(http://mooni.fccj.org/-ethall/2046/ch20/heatformation/heatform.htm)

Hf Gluksoa = -1260 kJ/mol = -84852,7542 kJ

Hf Asam laktat = -11.35 kJ/mol = -1528,6964 kJ

Δ HoR = Δ Hf (produk) - Δ Hf (reaktan)

Δ HoR = [2(-1528,6964 kJ/mol)] - [1(-84852,7542 kJ/mol)]

Δ HoR = 81795,3613 kJ (Endotermis)

Reaksi 2:

2CH3CH(OH)COOH + CaCO3 (CH3CH(OH)COO)2Ca + H2O +

CO2

Diketahui:

(http://mooni.fccj.org/-ethall/2046/ch20/heatformation/heatform.htm)

Hf CaCO3 = -1206.9 kJ/mol = -81276,8167 kJ

Hf Ca-Laktat = -1244.85 kJ/mol = -83832,5008 kJ

Hf CO2 = -393.5 kJ/mol = -26499,6498kJ

Hf H2O = -285.8 kJ/mol = -19246,7596 kJ


Δ HoR = Hf (produk) - Hf (reaktan)

Δ HoR = [1(-83832,5008) + 1(-26499,6498)+ 1(-19246,7596)] – [2(-1528,6964) +

1(-84852,7542)]

Δ HoR = -45244,7007 kJ (Eksotermis)



HoR total = H

oR reaksi 1 + H

oR reaksi 2

HoR total = 81795,3613 kJ +( -45244,7007 kJ)

= 36550,6606 kJ

Karena HoR bernilai positif, maka reaksi bersifat endotermis, sehingga neraca

panas pada fermentor :

Hr + Q pemanasan = Hp + HoR total

H keluar (Hp) Fermentor:

Komponen keluar Fermentor pada suhu 319 K :

Entalpi Bahan Keluar pada Aliran 9 :


CO2 2963,11205 907,6132 2689359,5643

Total 2689359,5643



H2O 83972,6303 87,9084 7381897,8339

Ca-laktat 14680,8733 2560,0047 37583104,2848

Glukosa 1346,8691 45,6633 61502,5333

Fruktosa 16009,9536 46,7600 748625,4311

Bakteri 1908,064578 20,2895 38713,6763

Malt sprouts 3367,172785 19,9920 67316,5183

Total 45881160,2777

Hr + Q pemanas = Hp + HoR total

Q pemanas = Hp + HoR total – Hr

Q pemanas = (2689359,5643+45881160,2777) + (36550,6606 kJ) -

(2060293,1200 + 67316,5183+ 38713,6763 + 4265441,0514)

Q pemanas = 42175306,1365 kJ

(dari steam table Termo hal : 672 apendix F) Digunakan saturated steam dengan

P = 15,55 atm, T = 200 0C

Hv = 2790,9 kJ/kg

Hl = 852,4 kJ/kg

λ = Hv – Hl

= (2790,9 – 852,4)kJ/kg

= 1938,6 kJ/kg

Massa steam yang dibutuhkan = Q/( λ) = 42175306,1365 / 1938,6

= 21755,5484 kg/batch

Neraca Energi Pada Fermentor

Setelah proses fermentasi berlangsung, maka proses akan dilakukan secara

kontinue dengan membagi massa masing – masing bahan dengan 24 (1 batch =

24jam). Proses kontinue berlangsung setelah terjadi 2 X proses fermentasi

II.4 Neraca Energi Pada Tangki Intermediate (TI-01)

Entalpi Bahan Masuk Pada Aliran 10a


H2O 83972,6303 87,9084 7381897,8339

Ca-laktat 14680,8733 2560,0047 37583104,2848

Glukosa 1346,8691 45,6633 61502,5333

Fruktosa 16009,9536 46,7600 748625,4311

Bakteri 1908,064578 20,2895 38713,6763

Malt sprouts 3367,172785 19,9920 67316,5183

Total 45881160,2777


Aliran 5 Aliran 6 Aliran 7 Aliran 8 Q pemanas Aliran 9 Aliran 10a HoR total

H2O 1735614,3666

7381897,8339

Glukosa 146434,6031 61502,5333

Fruktosa 178244,1503 748625,4311

Ca-laktat 37583104,2848

Bakteri 38713,6763 38713,6763

Malt

sprouts

67316,5183 67316,5183

CaCO3 4265441,0514

CO2 2689359,5643

Total 2060293,1200

67316,5183 38713,6763 4265441,0514 42175306,1365 2689359,5643 45881160,2777 36550,6606

48607070,5025 48607070,5025

Entalpi Bahan Keluar Pada Aliran 10b


H2O 83972,6303 87,9084 7381897,8339

Ca-laktat 14680,8733 2560,0047 37583104,2848

Glukosa 1346,8691 45,6633 61502,5333

Fruktosa 16009,9536 46,7600 748625,4311

Bakteri 1908,064578 20,2895 38713,6763

Malt sprouts 3367,172785 19,9920 67316,5183

Total 45881160,2777

Neraca Energi Pada Tangki Intermediate


Aliran 10a Aliran 10b

H2O 83972,6303 83972,6303

Ca-laktat 14680,8733 14680,8733

Glukosa 1346,8691 1346,8691

Fruktosa 16009,9536 16009,9536

Bakteri 1908,064578 1908,064578

Malt sprouts 3367,172785 3367,172785

Total 45881160,2777 45881160,2777

II.5 Neraca Energi Pada Centrifuge 2 (CF-02)


T2 (Operasi) = 300C = 303 K


Komponen m (kg/jam) ∫Cp dT (kJ/kg.K) H (kJ/jam)

H2O 3498,859594 20.9715 73376,4875

Glukosa 56,1195 10.8722 610,1442

Fruktosa 667,0814 11.1333 7426,8396

Ca-Laktat 611,7031 609.5249 372848,2568

Bakteri 79,5027 20.2895 1613,0698

Malt sprouts 140,2989 19.9920 2804,8549

Total 458679,6528



Bakteri 79,5027 20.2895 1613,0698

Malt Sprouts 140,2989 19.9920 2804,8549

Total 4417,9248



H2O 3498,859594 20.9715 73376,4875

Glukosa 56,1195 10.8722 610,1442

Fruktosa 667,0814 11.1333 7426,8396

Ca-Laktat 611,7031 609.5249 372848,2568

Total 454261,7280

Neraca Energi Pada Centrifuge 2

Komponen H Masuk (kJ/jam) H Keluar (kJ/jam)


H2O 73376,4875 73376,4875

Glukosa 610,1442 610,1442

Fruktosa 7426,8396 7426,8396

Ca-Laktat 372848,2568 372848,2568

Bakteri 1613,0698 1613,0698

Malt sprouts 2804,8549 2804,8549

Total

4417,9248 454261,7280

458679,6528 458679,6528

II.6 Neraca Energi Pada Tangki Acidifier (TA-01)


T2 (Operasi) = 300C = 303 K



H2O 3498,859594 20.9715 73376,4875

Glukosa 56,1195 10.8722 610,1442

Fruktosa 667,0814 11.1333 7426,8396

Ca-laktat 611,7031 609.5249 372848,2568

Total 454261,7280



H2SO4 274,9858 7,1586 1968,5189

H2O 5,6120 20,9715 117,6914

Total 2086,2102



H2O 3504,471549 20.9715 73494,1788

Asam Laktat 505,0759 10.1389 5120,8890

Glukosa 56,1195 10.8722 610,1442

Fruktosa 667,0814 11.1333 7426,8396

CaSO4 381,6129 968.6688 369656,5162

Total 456308,5677

Asumsi : Konversi reaksi 100%

H2SO4 yang ditambahkan habis bereaksi

Reaksi :

(CH3CH(OH)COO2Ca + H2SO4 2CH3CH(OH)COOH +

CaSO4

Hf Ca-Laktat = -1244.85 kJ/mol = -83832,5008 kJ


Hf H2SO4 = -814 kJ/mol = -54817,5729 kJ

Hf CaSO4 = -1422.6666 kJ/mol = -95807,2851 kJ

Δ HoR = Hf (produk) - Hf (reaktan)

= (2(-1528,6964) + (-95807,2851)) – ((-83832,5008) + -54817,5729))

= 39785,3957 kJ

Hr + Q pemanas = Hp + Δ HoR

Q pemanas = Hp + Δ HoR – Hr

= 456308,5677+ 39785,3957– (454261,7280+ 2086,2102)

= 39746,0252 kJ

(dari steam table Termo hal : 672 apendix F)

Digunakan saturated steam dengan P = 15.55 atm, T = 200 0C

Hv = 2790,9 kJ/kg

Hl = 852,4 kJ/kg

λ = Hv – Hl

= (2790,9 – 852,4)kJ/kg

= 1938,6 kJ/kg

Massa steam yang dibutuhkan = Q/( λ)

= 39746,0252 / 1938,6

= 20,5024 kg/jam

Neraca Energi Pada Tangki Acidifier


Aliran 12 Aliran 13 Q Pemanas Aliran 14 H reaksi

H2O 73376,4875 274,9858 73494,1788

Asam Laktat 5120,8890

Glukosa 610,1442 610,1442

Fruktosa 7426,8396 7426,8396

Ca-laktat 372848,2568

H2SO4 5,6120

CaSO4 369656,5162

Total

454261,7280 2086,2102 39746,0252 456308,5677 39785,3957

496093,9635 496093,9635

II.7 Neraca Energi Pada Tangki Pengendapan (TS-01)


T2 (Operasi) = 300C = 303 K



H2O 3504,471549 20.9715 73494,1788

Asam Laktat 505,0759 10.1389 5120,8890

Glukosa 56,1195 10.8722 610,1442

Fruktosa 667,0814 11.1333 7426,8396

CaSO4 381,6129 968.6688 369656,5162

Total 456308,5677



CaSO4 381,6129 968.6688 369656,5162

Total 369656,5162



H2O 3504,4715 20.9715 73494,1788

Asam Laktat 505,0759 10.1389 5120,8890

Glukosa 56,1195 10.8722 610,1442

Fruktosa 667,0814 11.1333 7426,8396

Total 86652,0515

Neraca Energi Pada Tangki Pengendapan (TS-01)



H2O 73494,1788 73494,1788

Asam Laktat 5120,8890 5120,8890

Glukosa 610,1442 610,1442

Fruktosa 7426,8396 7426,8396

CaSO4 369656,5162 369656,5162

Total 369656,5162 86652,0515

456308,5677 456308,5677

II.8 Neraca Energi Pada Evaporator (EV-01)

T in = 300C = 303 K

T (Referensi) = 250C = 298 K

T out = 1750C = 448 K



H2O 3504,4715 20.9715 73494,1788

Asam Laktat 505,0759 10.1389 5120,8890

Glukosa 56,1195 10.8722 610,1442

Fruktosa 667,0814 11.1333 7426,8396

Total 86652,0515


1

373

303

CpxdTmH


H2O 3504,4715 292.5285 1025157,8416

Total 1025157,8416

2. Menentukan panas penguapan air

H laten air pada 100 0C (373 K) (data Steam table appendix F.1)

H laten air = 2256,9 kJ/kg

H laten air = 3504,4715 kg x 2256,9 kJ/kg = 7909241,8389 kJ/jam

3.

448

373

CpxdTmH


H2O 3504,4715 170,7860 598514,7476

Total 598514,7476

4.

448

303

CpxdTmH


Asam laktat 505,0759 294.0278 148506,3497

148506,3497

5. Menentukan panas penguapan Asam Laktat dihitung dengan menggunakan

persamaan :

Komponen A Tc N H vap = A (1-T/Tc)

n

(kJ/kg)

Asam laktat 95,565 616 0,384 644,727

A = 95,565

Tc = 616 K

n = 0.384

(Data diatas diperoleh dari “Chemical Properties Handbook”), sehingga panas

penguapan (Hv) untuk asam laktat pada T = 175OC = 448 K.

H vap = A (1-T/Tc)n

Hvap = 95,565(1-(448/616))0,384

= 58,0254 kJ/mol

= 644,7274 kJ/kg

Maka, panas laten asam laktat = m x Hv

= 505,0759 kg/jam x 644,7274 kJ/kg

H laten asam laktat = 325636,2816 kJ/jam

6.

448

298

CpxdTmH

Komponen m (kg/jam) ∫Cp dT (kJ/kg.K) ∆H (kJ/jam)

H2O 3504,4715 326,9583 1145816,1480

Asam Laktat 505,0759 304.1667 153627,2583

Total 1299443,4063


448

298

CpxdTmH


Glukosa 56,1195 326.1667 18304,3254

Fruktosa 667,0814 334.0000 222805,1878

Total 241109,5132

Perhitungan Panas Yang Dibutuhkan Evaporator

Panas Masuk = Panas Keluar

H masuk + Q pemanas = H keluar

Q pemanas = ((241109,5132 + 1299443,4063 + 325636,2816 + 7909241,8389

+ 148506,3497 + 598514,7476+ 1025157,8416) – 86652,0515) kJ

= 11460957,9274 kJ

(dari steam table Termo hal : 672 apendix F)

Digunakan saturated steam dengan P = 15.55 atm, T = 200 0C

Hv = 2790,9 kJ/kg

Hl = 852,4 kJ/kg

λ = Hv – Hl

= (2790,9 – 852,4)kJ/kg = 1938,6 kJ/kg

Massa steam yang dibutuhkan = Q/( λ)

= 11460957,9274 / 1938,6

= 5911,976647 kg/jam

Neraca Energi Pada Evaporator (EV-01)


Aliran 16 Q pemanas Aliran 17 Aliran 18

H2O 73494,1788 2769488,7372

Asam Laktat 5120,8890 302133,608

Glukosa 610,1442 18304,3254

Fruktosa 7426,8396 222805,1878

H laten H2O 7909241,8389

H laten Asam

Laktat

325636,2816

Total 86652,0515 11460957,9274 241109,5132 11306500,4657

11547609,9789 11547609,9789

II.9 Neraca Energi Pada Partial Subcooler Condenser (SK-01)


T in = 1750C = 448 K

T out = 1000C = 373 K

P = 1 atm



Uap H2O 3504,4715 326.1667 1145816,1480

Asam Laktat 505,0759 304.1667 153627,2583

Total 1299443,4063

Q Sensible

448

373

CpxdTmH

Komponen m (kg/jam) ∫Cp dT (kJ/kg.K) ∆H (kJ/jam)

Uap H2O 3504,4715 170,7860 598514,7476

Asam Laktat 505,0759 152.0833 76813,6291

Total 675328,3767

Perhitungan Panas Kondensasi

H evap = A (1-T/Tc)n

Dimana :

A = koefisien regresi

n = koefisien regresi

T = Temperatur operasi (K)

Tc = Temperatur kritis (K)

Data Chemical Properties Handbook :

H2O :

A = 52.053

Tc = 647,1

n = 0,321

T = 100 0C = 373 K

H evap = 52,053(1-(373/647,1))0,321

= 39,509 kJ/mol

= 2194,9278 kJ/kg

Asam Laktat :

A = 95.565

Tc = 616 K

n = 0.384

T = 175 0C = 448 K

H evap = 95,565(1-(448/616))0,384

= 58,0254 kJ/mol.K

= 644.7274 kJ/kg.K

Komponen m (kg/jam) H evap (kJ/kg.K) H (kJ/jam)

H2O 1139,7057 2194,9278 2501571,6523

Asam Laktat 505,0759 644,7274 325636,2816

Total 2827207,9339


373

298

CpxdTmH


Uap H2O 3378,236979 156,1698 527578,6110

Total 527578,6110

373

298

CpxdTmH


H2O 126,2346 313,5001 39574,5444

Asam Laktat 505,0759 152,0833 76813,6291

Total 116388,1736

Kebutuhan Q pendingin :

H masuk + H kondensasi + Q sensible = H keluar + Q Pendingin

Q pendingin = H masuk + H kondensasi + Q sensible – H keluar

= 1933517,0472 kJ

Perhitungan Jumlah Air Pendingin Yang Dibutuhkan

Temperatur air pendingin masuk = 28 0C = 301 K

Temperatur air pendingin keluar = 48 0C = 321 K

Cp air = 4,187 kJ/kg.K

Kebutuhan air pendingin (m) = )301321( Cpx

Qpendingin

= )301321(187,4

721933517,04

x

= 23089,5277 kg

Neraca Energi Pada Partial Subcooler Condensor (SK-01)


Aliran 18 Q sensible H kondensasi Aliran 19 Q Pendingin

Uap H2O 2501571,6523 598514,7476 527578,6110

H2O 2501571,6523 39574,5444

Asam Laktat 325636,2816 76813,6291 325636,2816 76813,6291

Total 2827207,9339 675328,3767 2827207,9339 643966,7846 1933517,0472

2577483,8318 2577483,8318

II.10 Flash Drum (FD-01)

Fungsi : Memisahkan uap air dengan produk keluaran Parsial Subcooler

Condensor

Kondisi operasi : 100 oC ; 1 atm

Tin = 100 oC = 373 K

Tout = 100 oC = 373 K

Tref = 25 oC = 298 K

Entalpi Bahan Masuk 19


Uap H2O 3378,2370 156,1698 527578,6110

H2O 126,2346 313,5001 39574,5444

Asam laktat 505,0759 152,0833 76813,6291

Total 643966,7846

Entalpi Bahan Keluar Gas (Aliran 20)


Uap H2O 3378,2370 156,1698 527578,6110

Total 527578,6110

Entali Bahan Keluar Cairan (Aliran 21)


H2O 126,2346 313,5001 39574,5444

Asam laktat 505,0759 152,0833 76813,6291

Total 116388,1736

Neraca Energi Pada Flash Drum (FD-01)



Uap H2O 527578,6110 527578,6110

H2O 39574,5444 39574,5444

Asam Laktat 76813,6291 76813,6291

Total 643966,7846 527578,6110 116388,1736

643966,7846 643966,7846

II.11 Cooler (C-01)


T in = 1000C = 373 K

T2 out = 300C = 303 K

P = 1 atm



H2O 126,2346 313,5001 39574,5444

Asam laktat 505,0759 152,0833 76813,6291

Total 116388,1736



H2O 126,2346 20,9715 2647,3338

Asam laktat 505,0759 11,1333 5623,1786

Total 8270,5124

Panas yang diperlukan cooler = Q pendingin

Q pendingin = (Hin – Hout) kJ

Q pendingin = (116388,1736 – 8270,5124 ) kJ

= 108117,6612 kJ

Perhitungan jumlah air pendingin yang dibutuhkan




Kebutuhan air pendingin (m) = 301321xCp

Qcooler

= 301321./187.4

2108117,661

KkgkJ

kJ

= 1291,1113 kg

Neraca Energi Pada Cooler (C-01)


Aliran 21 Aliran 22 Q pendingin

H2O 39574,5444 2647,3338

Asam Laktat 76813,6291 5623,1786

Q pendingin 108117,6612

Total 116388,1736 8270,5124 108117,6612

116388,1736 116388,1736

II.12 Neraca Energi Pada Subcooler Condenser (SK-02)


T in = 1000C = 373 K

T out = 300C = 303 K

P = 1 atm



Uap H2O 3378,2370 156.1698 527578,6110

Total 527578,6110

Perhitungan Panas Kondensasi

H evap = A (1-T/Tc)n

Dimana :

A = koefisien regresi

n = koefisien regresi

T = Temperatur operasi (K)

Tc = Temperatur kritis (K)

Data Chemical Properties Handbook :

Air :

A = 52,053

Tc = 647,1

n = 0,321

T = 100 0C = 373 K

H evap = 52,053(1-(373/647,1))0,321

= 39,5087 kJ/mol

= 2194,9278 kJ/kg

H kondensasi = 3378,2370 kg X 2194,9278 kJ/kg

= 7414986,2609 kJ

Q Sensible

100

30

CpxdTmH


H2O 3378,2370 292.5285 988230,6310

Total 988230,6310


30

25

CpxdTmH


H2O 3378,2370 20.9715 70846,8450

Total 70846,8450

Kebutuhan Q pendingin :

H masuk + H kondensasi + Q Sensible = H keluar + Q Pendingin

Q pendingin = H masuk + H kondensasi + Q Sensible – H keluar

= 8859948,6580 kJ

Perhitungan Jumlah Air Pendingin Yang Dibutuhkan




Kebutuhan air pendingin (m) = )301323( Cpx

Qpendingin

= )301321(187,4

808859948,65

x

= 105803,0649 kg

Neraca Energi Pada Subcooler Condensor (SK-02)


Aliran 20 Q sensible H kondensasi Aliran 23 Q Pendingin

Uap H2O 527578,6110 7414986,2609

H2O 988230,6310 70846,8450

Total 527578,6110 988230,6310 7414986,2609 70846,8450 8859948,6580

8930795,5030 8930795,5030

LAMPIRAN III

PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

IV.1 Centrifuge (CF – 01)

Fungsi : Memisahkan abu dari molasse dengan gaya sentrifugal

Jumlah : 1 unit

Jenis : Solid Bowl Basket

Toperasi : 30 0C

Poperasi : 1 atm

Komponen bahan baku masuk

Komponen Massa (Kg/batch) X Densitas (kg/m3)

Air 10165,04992 0.2 1000.0000

Glukosa 13468,69114 0.265 1562.0000

Fruktosa 16009,9536 0.315 1561.0000

Abu 11181,55491 0.22 3320.0000

50825,2496 1

Densitas cairan

Komponen Massa kg Fraksi Massa Densitas

(kg/m3)

Densitas

Campuran

Air 10165,04992 0.2564 1000.0000 256.4103

Glukosa 13468,69114 0.3397 1562.0000 530.6795

Fruktosa 16009,9536 0.4038 1561.0000 630,4038

∑ 39643,6947 1.0000 1417,4936

Densitas campuran cairan = 1417,4936 kg/m3

= 33

3

3100

1

1

10004936,1417

m

mx

kg

gx

m

kg

= 1.417 g/cm3

Volume campuran cairan = m / cairan

=

34936,1417

39643,6947

mkg

kg = 27,9675

Densitas Padatan

Komponen Massa kg Densitas

(kg/m3)

Abu 11181,55491 3320.0000

∑ 11181,55491 3320.0000

Volume padatan = m / cairan

=

33320

111181,5549

mkg

kg 3,3679 m

3

Densitas slurry = Berat slurry / volume slurry

= (Berat padatan+berat cairan) / (Volume padatan+volume cairan)

= (11181,55491 + 39643,6947 ) / (3,3679 + 27,9675 )

= 1621,9756 kg/m3

= 1.621 gr/cm3

Volume beningan (overflow) =Volume awal – volume akhir

Volume awal = masssa slurry / densitas slurry

= (massa cairan + massa padatan) / densitas slurry

= (39643,6947 +11181,55491 )kg / 1621,9756 kg/m3

= 31,3354 m3

Volume akhir = massa padatan / densitas padatan

= 11181,55491 kg / 3320 kg/m3

= 3,3679 m3

Volume Overflow = 31,3354 m3 – 3,3679 m

3

= 27,9675 m3/jam = 7768,7388 cm

3/dtk

= 123,1179 gpm

Beda densitas (∆ρ) =ρslurry - ρcairan

= 1,6220 – 1,4175 = 0,2045 g/cm3

Viskositas cairan

Komponen Massa kg Fraksi Massa Viskositas

(cp)

Viskositas

Campuran

Air 10165,04992 0.2564 0.7972 0.2044

Glukosa 13468,69114 0.3397 1.1890 0.4040

Fruktosa 16009,9536 0.4038 1.0755 0.4343

∑ 39643,6947 1.0000 1.0427

Viskositas slurry = 1,0427 cp

Vg = ∆ ρ d2 g / 18 µ

Dimana :

∆ ρ = perbedaan densitas slurry dengan densitas beningan

d = diameter partikel ( cm ) = 0.2 cm

g = bilangan gravitasi = 981 cm/dtk2

µ = viskositas bahan ( cp )

Maka Vg = 0,2045 g/cm3 x (0,2 cm)

2 x 981 cm/dtk

2 / 18 (1,0427)

= 0,4275 cm/dtk

Maka Q/∑ = 2 x Vg

= 0,8550 cm/dtk

Berdasarkan tabel 8 -10 Backhurts, Process Plant Design jadi ; diperoleh

centrifuge terpilih jenis : Solid Bowl Basket

Dari tabel 18 -12 Perry, edisi 7, hal 18 -112, dipilih centrifuge dengan spesifikasi :

Kecepatan putar : 1800 rpm

Bowl Diameter, d : 20 in

Daya Motor : 20 HP

Maximum centrifugal force : 920

IV.3 Tangki Berpengaduk (TP – 01)

Fungsi : Untuk mengencerkan larutan molasse hingga12 % glukosa

Bentuk : Tangki Silinder tegak

Jumlah : 1 buah

Data :



Laju alir massa : 78567,3650 Kg/batch




Direncanakan tangki yang dapat menyimpan selama 7 hari dan diambil faktor


Volume Mollases (Vm)

Vm =

densitas

massaalirlaju =

Kg/m3 1061,8770

Kg/batch 78567,3650= 73,9891 m

3/batch

Volume Total (Vt)

Vt = Vm x 1,2 = 88,7870 m3


Ditetapkan : H/ID = 2, H= 2ID

V = HID 2

4

V = 32 24

124

1 IDxxIDxxIDx

ID = 3

1

2

Vtx

ID = 3,8384 m

maka :

ID = 3,8384 m = 151,1180 in

H = 2 x ID = 7,6768 m = 302,2360 in



Poperasi = 1 atm


Tinggi cairan (h)

Vcairan = π ID2 hcairan /4

73,9891 m3 = (π)( 3,8384 m)

2hcairan/4

hcairan = 6,3973 m

(29,2299 psi) (75,5590 in)

(16250 psi)(0,80) – (0,6)( 29,2299 psi)

)


= (6,3973 m) (1061,8770 kg/m3) (9,8 m/detik

2)

= 66573,1168 N/m2

= 0,6570 atm


= 1,2 x (1 atm + 0,6570) atm

= 1,9884 atm = 29,2299 psi


t = )Px6,0()Exf(

)rixP(


dimana :

t = tebal dinding tangki, in

P = tekanan desain = 29,2299 psi

ri = radius dalam tangki = Di/2 = 151,1180 in/ 2 = 75,5590 in

f = tegangan yang .diijinkan (maximum allowable stresses)

= 16.250 psi untuk bahan SA-240 grade A (Brownell & Young, hlm.342)

E = welded joint efficiency, efisiensi sambungan = 0,80 (Brownell & Young,

Tabel 13.2 hlm.254)

C = faktor korosi : 0,0125 in/tahun (Peters, ed. 3, hlm 792). Diperkirakan umur

alat 10 tahun sehingga C = 0,125

Maka :

t = + 0,125

t = 0,2951 in




= 151,1180 in + (2 x 0,2951 in)

= 151,7082 in

Dari table 5.7 (Brownell & Young, hal 91) diambil diameter luar standar untuk

tangki : OD = 156

Karena tebal tangki yang diambil 7/16 in (0,4375 in) maka diameter dalam tangki

sesungguhnya menjadi :

Di = OD – (2 x t)

= 156 – (2 x 0,4375)

= 155,1250 in = 3,9402 m


Tebal Head


diperoleh :

Icr = 98

3 r = 144

Maka : Icr/r =98

3/144 = 0,065



W = 0,25 (3 + (r/icr)0,5


= 0,25 (3 + (144/98

3)

0,5)

= 1,7298

sehingga :

th = )2,0()2(

)(

PxExfx

WxrxP c


dimana :

th = tebal penutup (head), in

W = Faktor intensifikasi stress untuk torispherical head


rc = knuckle radius = 144 in

f = tegangan yang diijinkan (maximum allowable stresses) = 16250 psi

(Brownell & young, hlm. 342)

E = welded joint efficiency, efisiensi sambungan = 0,80 ( Brownell &

Young, Tabel, 13.2 hlm.254)

C = faktor korosi : 0,0125 in/tahun (Peters, ed. 3, hlm 792). Diperkirakan

umur alat 10 tahun sehingga C = 0,125

th = ((29,2299 psi)( 144 in)( 1,7298) + 0,125

[(2)( 16250 psi)(0,80)]-[(0,2) ((29,2299 psi)]

= 0,4051 in


Tinggi Head

Untuk th = 7/16 in `maka sf = 1,5 – 3,5 in (Brownell & Young tabel 5.6 hlm. 88)

Diambil sf = 2 in

Berdasarkan gambar 5.8 hlm. 87 (Brownell & Young) untuk penutup kolom

Torishperical Head ,maka :

a = Di/2 = 115,1250 in / 2 = 77,5625 in

AB = (Di/2) – icr = (77,5625 – 9,3750) = 68,1875 in

BC = r – icr = 144 – 9,3750 = 134,6250 in

AC = (BC2 – AB

2)

0,5 = (134,6250

2 – 68,1875

2)

0,5 = 116,0791 in

b = r – AC = 144 – 116,0791 = 27,9209 in

Tinggi penutup tangki (OA)

OA = b + sf + th

= 27,9209 in + 2 in + 0,4375 in

= 30,3584 in = 0,7711

Penentuan Tinggi Total Tangki (HT)

HT = H + 2(OA)

= 7,6768 m + 2(0,7711) m

= 8,4479 meter

Volume Head

a. Bagian Lengkung Torispherical Head (Vh')

Vh' = 0,000049 x ID3 (Pers. 5,11 Brownell & Young, hlm.88)

= 0,000049 x (155,1250 in)3

= 182,9117 ft3 = 316071,4012 in

3

b. Bagian Straight Flange (Vsf)

Volume torispherical head bagian straight flange (Vsf) dihitung sebagai

bentuk suatu silinder dengan ketinggian (H) = sf

Vsf = 1/4 x π x ID2 x sf

Vsf = 1/4 x π x (155,1250 in)2 x 2 in

Vsf = 37780,1120 inch3

= 0,6191 m3

c. Volume total head (Vh)

Vh = Vh' + Vsf

Vh = 316071,4012 in3 + 37780,1120 inch

3

Vh = 353851,5132 inch3

= 5,7986 m

3

Perancangan Pengaduk

Desain = Reaktor dilengkapi dengan 4 buah baffle

Berdasarkan buku Chemical Reactors ( Pierre Trambouze hlm . 557) untuk

pemilihan pengaduk diketahui bahwa :

Pengaduk cairan-cairan sangat dianjurkan penggunaan tipe turbin

viskositas antara 0,1 – 10 cp dan Reaktor dengan transfer panas

menggunakan jaket memuaskan dan efektif menggunakan pengaduk tipe

turbin.

Oleh karena itu digunakan pengaduk tipe turbin dengan Impeller 6 curved

blades

Gambar. Pengaduk

Rancangan pengadukan ini didasarkan pada tipe impeller turbin dengan 6

curved blades, menggunakan 4 buah baffle seperti kurva 3 pada figure 477

Brown hlm 507. Berdasarkan similaritas geometris diambil nilai :

2. Rasio Diameter tangki dan diameter impeller : Dt/Di = 3

Dt = diameter dalam reaktor = 167,1250 inch = 4,2450 m

Di = diameter impeller = Dt/3 = 167,1250 /3 = 55,7083 inch

= 1,4150 m

3. Rasio tebal blades dan diameter impeller : tebal blade/ Di = 0,2

Tebal blade = 0,2 x 1,4150 m = 0,2850 m

4. Rasio lebar baffle dan diameter impeller : W/Di = 0,1

Lebar Baffle (W) = 0,1Di = 0,1 x 1,4150 = 0,1415 m

Baffle

Offset top

Offset bottom

Dt

---Di---

*Offset bottom (Tinggi sekat dari dasar reaktor)

Offset bottom = Di / 2 = 1,4150/2 = 0,7075 m (Wallas, hlm.288)

*Offset top (Tinggi sekat dari permukaan cairan)

Offset top = W/ 6 = 0,4150/6 = 0,0236 m (Wallas, hlm. 288)

5. Rasio tinggi impeller dari dasar reaktor dan diameter impeller : Zi/Di =1

Zi = Di = 1,4150 m

Perhitungan Jumlah Impeller

a. Menentukan Tinggi Cairan di Reaktor


berbentuk silinder. .

V cairan = Vol.cairan pada silinder + vol. cairan pada bagian bawah

Volume bagian torisperical = 7,19545 m3

Volume cairan = 105,6988 m3

Sehingga volume di silinder = 105,6988 m3- 7,19545 m

3

= 98,5033 m

3

Volume cairan = 1/4 x π x Dt2 x h

98,5033 m3

= 1/4 x π x (4,2450)2 x h

h = 6,9636 m

Tinggi cairan = H cairan di silinder + (H cone- tebal cone)

H cone - th = 34,5025 in - 0,4375 in = 34,0650 in = 0,8653 m

ZL = tinggi cairan di dalam reaktor = 6,6936 m + 0,8653 m = 7,8288 m

b. Jumlah Impeller

Berdasarkan similaritas geometris, rasio tinggi cairan dan diameter tangki

ZL / Dt = 7,8288 m/ 4,4250 m = 1,8443

Untuk cairan dengan viskositas <25000 cp dan ZL/ Dt = 1,8443 didapatkan

jumlah impeller = 2 (Wallas hlm.288)

Menentukan jarak antar impeller

Berdasarkan Gambar 10,1, Wallas, hal.288

Jarak antara pengaduk 1 dengan pengaduk 2 adalah :

∆H = ZL / 2 = 7,8288 /2

= 3,9144 m

Jarak pengaduk 2 dari dasar reaktor adalah :

H2 =Zi + ∆H = 1,4150 + 3,9144

= 5,3294 m

Menentukan Kecepatan Pengadukan

a. Menentukan Bilangan Reynold (Re)

NRe =( ρ x n x Di2) / μ

Dimana :

N = Kecepatan pengadukan

Di = Diameter impeller (pengaduk) = 1,4150 m = 4,6424 ft

ρ = Densitas campuran = 1.061,8770 kg/m3 = 66,2909 lb/ft

3

μ = Viscositas campuran = 0,8839 cp = 0,0006 lb/ft.s

Maka:

Re = 66,2909 lb/ft3 x (4,6424 ft)

2 x n/0,0006 lb/ft.s = 2.405.205,3807 x n

b. Menentukan Tenaga Pengadukan

Np = P x gc

ρ x n3 x Di

5

Dimana :


ρ = Densitas campuran = 1.061,8770 kg/m3 = 66,2909 lb/ft

3

Vl = Volume cairan = 105,6988 m3 = 27.922,6560 gallon

P = 5 Hp untuk 1000 gallon (Wallas hal 292, untuk campuran cair-cair)

= (5 Hp /1000 gallon) x 27.922,6560 gallon

= 139,6133 Hp = 76.787,3039 lb.ft/s

gc = 32,2 lb.ft/lbf.s2

Np = Power Number

Maka:

Np = 76.787,3039 lb.ft/s x 32,2lbm.ft/lbf.s2

66,2909 lb/ft3 (n

3)( 4,6424ft)

5

= 17,2981 / n3

Harga n diperoleh dengan trial & error menggunakan gambar 477 Brown

hal 507 pada kurva no.3

c. Menetukan Kecepatan Pengadukan

Tabel. Perhitungan Kecepatan Pengadukan

N (rpm) n (rps) Re Np (Pers) Np (grafik)

90 1,5000 3.607.808,0710 5,13 4,90

100 1,6667 4.008.675,6345 3,74 4,90

109,3 1,5308 3.681.968,5702 4,82 4,90

Didapat harga n = 91,85 rpm = 1,53 rps

Maka diperoleh : Re = 3.681.968,5702

Menentukan Tenaga Pengaduk yang Sesungguhnya

P = Np x ρ.n3.Di

5

gc

= 4,90 x 66,2909 lb/ft3 x (1,5308 rps)

3 x (4,6424 ft)

5

32,2 lb.ft/lbf.s2

= 76.787,3039 ft.lbf/s

= 139,6133 Hp

Kebutuhan tenaga untuk 2 buah pengaduk = 2 x 139,6133 Hp

= 279,2266Hp

Dengan effisiensi motor 80%, maka :

Tenaga sesungguhnya = 279,2266 / 0,8

= 349,0332 Hp

IV.4 Silo Penampung CaCO3 (T-03)

Fungsi : menampung bahan baku CaCO3 sebelum masuk fermentor


d

-D-

H

hc (α

Gambar :

(ruang kosong)

Starfeeder screw feeder

(a) (b) (c)

Keterangan :

(d) Gambar silo tampak depan

(e) Keluaran silo dilengkapi star feeder dan screw feeder

(f) Posisi bahan

Bahan masuk = 6734,345569 kg/batch

Densitas bulk CaCO3 = 800,9232 kg/m3

Kecepatan Volumetrik = 6734,345569 kg/batch = 8,4082 m3/batch

800,9232 kg/m3

Waktu penampungan = 1 hari = 1 batch

Volume bahan = 8,4082 m3/batch x 1 hari = 8,4082 m

3

Volume silo = 1,2 x 8,4082 m3= 10,0899 m

3 (20% faktor keamanan)

A. Diameter konis (d)

Debit (Q) = 8,4082 m3 /batch = 0,350343 m

3/jam = 0,00584 m

3/menit

Kecepatan linier keluar nozzle (v) untuk CaCO3 = 0,04 ft/detik = 0,74 m/menit

(Ludwig, volume 1, hlm.135)

S = Q/v = 0,00584 m3/menit = 0,0084 m

2

0,74 m/menit

partikel

Luas (S) = π/4 d2

d = (0,0084 m2 x 4/ π )

0,5 = 0,10 m = 0,33 ft

B. Diameter Silinder (D)

Diambil Hs = 3 D

Volume Silinder = π/4 x D2 x Hs = 2,355 D

3

hc = D – d x tg α ( α = 30o)

2

= 0,287 (D – 0,08)

Volume konis = 0,262 x hc x (D2 + D x d + d

2) (Hesse hal 92)

= 0,262 x (0,287 (D – 0,10)) x (D2 + 0,08D + 0,08

2)

Volume silo = Volume silinder + Volume konis

10,0899 m3 = 2,355 D

3+ {0,262 x (0,287 (D – 0,08)) x (D

2 + 0,08D + 0,08

2)}

Setelah di trial and error didapatkan diameter (D) = 1,5797 m = 62,1929 inchi

C. Tinggi Silo

Tinggi silinder (Hs) = 3 D = 3 x 1,5797 m = 4,7391 m

Tinggi konis (hc) = 0,287(D – 0,10) = 0,287(1,5797 – 0,10)= 0,4244 m

H total = Hs + hc = 4,7391 + 0,4244 = 5,1635 m

D. Penentuan Tinggi Bahan (h)

Volume konis = 0,262 x (0,287 (D – 0,10)) x (D2 + 0,10D + 0,10

2)

= 0,262 x (0,287 (1,5797 – 0,10)) x (1,5797 2 + (0,10 x 1,5797) +

0,102)

= 0,7977 m3

Volume bahan = volume bahan di silinder + volume bahan di konis

8,4082 m3 = volume bahan di silinder + 0,7977 m

3

volume bahan di silinder = 7,6106 m3

Volume silinder yang terisi bahan = ¼ x π x D2 x hbahan di silinder

h bahan di silinder = 7,6106 m3 x 4 /(3,14 x (1,5797

2) = 3,8851 m

(21,5622 psi) (31,0965 in)

(16250 psi)(0,80) – (0,6)( 21,5622 psi)

)

hbahan = h bahan di silinder + h bahan di konis (hc)

hbahan = 3,8851 m + 0,4244 m = 4,3095 m

Pbahan = hbahan x ρbahan x g

= (4,3095 m) (800,9232 kg/m3 ) (9,8 m/detik

2)

= 33825,7564 kg/m detik2 = 0,33 atm

Pdesain = Poperasi + Phidrostatik

= 1,1 x (1 atm + 0,33 atm) = 1,4672 atm = 21,5622 psi

E. Tebal dinding Silo

t = )Px6,0()Exf(

)rixP(


t = tebal dinding silinder, in


ri = radius dalam silinder = Di/2 = 62,1929 in/ 2 = 31,0965 in

f = tegangan yang diijinkan (maximum allowable stresses)= 16250 psi


Tabel 13.2 hlm.254)

C = faktor korosi = 0,125 in/10 tahun

Maka :

t = + 0,125

t = 0,1766 in


F. Penentuan Diameter silinder sesungguhnya

Dluar = Do = Di awal + (2 x t)

= 62,1929 in + (2 x 0, 1875 in)

= 62,5679 in = 1,5892 m

G. Tebal Konis

t = PD + C

2(cos α) (fE-0,6P)

t = tebal konis, in


(21,5622 psi) (62,1929 in) + 0,125

2 (cos 30) {(16250 psi)(0,80) – (0,6)( 21,5622 psi)}

D = Diameter dalam = 62,1929 in

f = tegangan yang diijinkan (maximum allowable stresses)= 16250 psi


Tabel 13.2 hlm.254)

C = faktor korosi = 0.125 in/10 tahun

Maka :

t =

= 0,1846 in

Diambil tebal standar 3/16 in (0,1875 in)

IV.5 Reaktor Fermentor (FR – 01)

Kode Alat : R-101

Jenis : Reaktor berpengaduk dilengkapi jaket pemanas


Fungsi :Tempat berlangsungnya fermentasi asam laktat

Jumlah : 1 buah

Kondisi operasi : Temperatur = 46 oC

Tekanan = 1 atm = 14,7 psi

Menentukan Volume Reaktor

Densitas cairan dihitung berdasarkan komposisi massa komponen yang masuk

reaktor.

Komponen m (kg/batch) x p (kg/m3) m/p

Air 82760,4481 0,6661 1000,0000 82,7604

Glukosa 13468,69114 0,1084 3097,0000 4,3489

Fruktosa 16009,9536 0,1289 2976,0000 5,3797

Malt Sprouts 3367,172785 0,0271 2000,0000 1,6836

Bakteri 1908,064578 0,0154 1428,0000 1,3362

CaCO3 6734,3456 0,0542 2710,0000 2,4850

total 124248,6757 97,9938

Volume cairan (Vc) = m/ρ

= 97,9938 m3 = 5979951,16 in

3

Asumsi over desain 20%, sehingga :

Volume reaktor = 1,2 x volume cairan = 97,9938 m3

= 7175941,3917 in3

Menentukan Diameter Reaktor


berbentuk silinder

Volume cairan = Vol. cairan pada silinder + vol. cairan pada bagian bawah

Volume torisperical (tanpa straight flange) = 0,000049 x ID3 (Brownell ,

hlm.88).

Volume dalam ft3 ; diameter dalam in ; agar volume dalam in

3, maka dikalikan

faktor konversi 1728 in3/ft

3 sehingga volume torisperical =0,084672 x ID

3

Volume shell = 1/4 x π x ID2 x h

Diambil H = 2 D sehingga, Volume shell = 1/2x π x ID3

Volume straight flange = 1/4 x π x ID2 x sf

Diambil sf =2 in

Volume reaktor tanpa tutup= (1/2 x π x ID3)+ (0,084672 x ID

3) +(1/4x πxID

2

x sf)

7.175.941,3917 in3 = (1/2 xπxID

3)+ (0,084672 x ID

3)+(1/4xπxID

2x 2)

Setelah di trial didapatkan ID = 162,7599 in = 4,1341 m

Menentukan Bentuk dan ukuran shell

Bentuk : Silinder tegak

1. Menentukan diameter dan tinggi shell

ID shell = 162,7599 in = 4,1341 m

Tinggi shell (H=2D) = 325,5198 in = 8,2682 m

2. Menentukan Tebal dinding shell

a. Tekanan design

Poperasi = 1 atm


Tinggi cairan (h)

Vcairan = π D2 hcairan /4

97,9938 m3 = (π)( 4,1341 m)

2 hcairan/4

hcairan = 7,3041 m


= (97,9938 m) (1608,3 kg/m3) (9,8 m/detik

2)

= 115.121,6462 kg/m detik2

= 1,1362 atm

Pdesain= 1,2 x (Poperasi + Phidrostatik)

= 1,2 x ( 1 atm + 1,1362atm)

= 2,5634 atm = 37,6715 psi

b. Tebal shell (utk tangki silinder)

t = )6,0()(

)2/(

PxExf

DxP


Keterangan :

ts = tebal shell; in

P = tekanan design = 37,6715 psi

f = max allowable stress bahan = 16.250 psi

D = Inside diameter of shell = 162,7599 inch

C = Faktor korosi = 0,125 inch/10 tahun

E = welded joint efficiency, efisiensi sambungan = 0,80 ( Brownell &


Maka :

th = ((37,6715 psi)( 163 in/2) + 0,125

[( 16250 psi)(0,80)]-[(0,6) ((37,6715 psi)]

= 0,3612 inch


Penentuan Diameter Shell Sesungguhnya


= 162,7599 in + (2 x 0,4375 in)

= 163,6349 in = 4,1563 m

Dari table 5.7 (Brownell & Young, hal 90) diambil diameter luar standar

untuk shell : OD =168 in

Tebal tangki yang diambil 7/16 in (0,4375 in), maka diameter dalam (Di) shell


Di = OD – (2 x t)

Di = 168 – (2 x 0,4375) = 167,1250 in = 4,2450 m


Bentuk : Torispherical Head (Flange and Dishead Head)


a. Tebal Head

Dari Brownell & Young Tabel 5.7, hal.90 untuk OD = 168 in dan tebal shell

7/16 in , diperoleh :

Icr = 10,1250

r = 144

Maka :

Icr/r = 10,1250 /144 = 0,0703



W = 0,25 (3 + (r/icr)0,5


= 0,25 (3 + (144/10,1250)0,5

)

= 1,6928

Sehingga :

th = )2,0()2(

)(

PxExfx

WxrxP c


Dimana :

th = Tebal penutup (head), in


P = Tekanan desain = 37,6715 psi

rc = Knuckle radius = 144 in

f = Max allowable stress bahan = 16.250 psi

E = Welded joint efficiency, efisiensi sambungan = 0,80 ( Brownell &


C = Faktor korosi diambil 0,0125 in/tahun. Diperkirakan umur alat 10 tahun

sehingga C = 0,125

th = ((37,6715 psi)(144 in)( 1,6928)) + 0,125

[(2)( 16.250 psi)(0.80)]-[(0,2)((37,6715 psi)]

= 0,4783 in = 0,0121 m

Diambil th standar 1/2 in (0,5 in) (Brownell & Young,Tabel 5.6 hlm. 88)

b. Tinggi Head

Untuk th = 1/2 in maka sf = 1,5 – 3,5 in (Brownell & Young tabel 5.6 hlm.

88), diambil sf = 2

Gambar Penutup Kolom Torishperical Head



a = Di/2 = 167,1250 in / 2 = 83,56 in

AB = (Di/2) – icr = (83,56 – 10,1250) = 73,44 in

BC = r – icr = 144 – 10,1250 = 133,8750 in

AC = (BC2 – AB

2)

0,5 = (133,8750

2 – 73,44

2)

0,5 = 111,9350 in

b = r – AC = 144 – 111,9350 = 32,0650 in


OA = b + sf + th

= 32,0650 in + 2 in + 0,5 in

= 34,5650 in = 0,8779 meter

c. Volume Head

a. Bagian Lengkung Torispherical Head (Vh')

Vh' = 0,000049 x ID3 (Pers. 5,11 Brownell & Young, hlm.88)

= 0,000049 x (155,1250 in)3

= 228,7285ft3 = 395242,9017 in

3

b. Bagian Straight Flange (Vsf)

Volume torispherical head bagian straight flange (Vsf) dihitung sebagai

bentuk suatu silinder dengan ketinggian (H) = sf

Vsf = 1/4 x π x ID2 x sf

Vsf = 1/4 x π x (167,125)2 x 2 in

Vsf = 43851,3020 inch3

= 0,7186 m3

c. Volume total head (Vh)

Vh = Vh' + Vsf

Vh = 395242,9017in3 + 43851,3020 inch

3

Vh = 439094,2037 inch3

= 7,1955 m3

Menentukan Tinggi Reaktor

a. Tinggi Shell Sesungguhnya

Hshell = 2 ID

Hshell = 2 x 4,2450 m = 8,4899 m

b. Tinggi Reaktor

H = Hs + (2 x OA)

= 8,4899 m + (2 x 0,8779 m)

= 10,2458 m

Perancangan Pengaduk

Desain = Reaktor dilengkapi dengan 4 buah baffle

Berdasarkan buku Chemical Reactors ( Pierre Trambouze hlm . 557) untuk

pemilihan pengaduk diketahui bahwa :

Pengaduk cairan-cairan sangat dianjurkan penggunaan tipe turbin

viskositas antara 0,1 – 10 cp dan Reaktor dengan transfer panas

menggunakan jaket pemanas efektif menggunakan pengaduk tipe turbin.

Oleh karena itu digunakan pengaduk tipe turbin dengan Impeller 6 curved

blades

Gambar. Pengaduk

Rancangan pengadukan ini didasarkan pada tipe impeller turbin dengan 6

curved blades, menggunakan 4 buah baffle seperti kurva 3 pada figure 477

Brown hlm 507. Berdasarkan similaritas geometris diambil nilai :

6. Rasio Diameter tangki dan diameter impeller : Dt/Di = 3

Dt = diameter dalam reaktor = 167,1250 inch = 4,2450 m

Di = diameter impeller = Dt/3 = 167,1250 /3 = 55,7083 inch

= 1,4150 m

7. Rasio tebal blades dan diameter impeller : tebal blade/ Di = 0,2

Tebal blade = 0,2 x 1,4150 m = 0,2830 m

8. Rasio lebar baffle dan diameter impeller : W/Di = 0,1

Lebar Baffle (W) = 0,1Di = 0,1 x 1,4150= 0,1415 m

*Offset bottom (Tinggi sekat dari dasar reaktor)

Offset bottom = Di / 2 = 0,4150/2 = 0,7075 m (Wallas, hlm.288)

*Offset top (Tinggi sekat dari permukaan cairan)

Offset top = W/ 6 = 0,1415/6 = 0,0236 m (Wallas, hlm. 288)

Baffle

Offset top

Offset bottom

Dt

---Di---

9. Rasio tinggi impeller dari dasar reaktor dan diameter impeller : Zi/Di =1

Zi = Di = 0,4150 m

Perhitungan Jumlah Impeller

a. Menentukan Tinggi Cairan di Reaktor


berbentuk silinder. .

V cairan = Vol.cairan pada silinder + vol. cairan pada bagian bawah

Volume bagian torisperical = 7,1955 m3

Volume cairan = 97,9938 m3

Sehingga volume di silinder = 97,9938 m3- 7,1955 m

3

= 90,7934 m

3

Volume cairan = 1/4 x π x Dt2 x h

90,7934 m3

= 1/4 x π x (4,2450)2 x h

h = 6,4189 m

Tinggi cairan = H cairan di silinder + (H cone- tebal cone)

H cone - th = 34,5650 in - 0,5 in = 34,0650 in = 0,8653 m

ZL= tinggi cairan di dalam reaktor = 6,4189 m + 0,8653 m = 7,2841 m

b. Jumlah Impeller

Berdasarkan similaritas geometris, rasio tinggi cairan dan diameter tangki

ZL/Dt = 7,2841 m/ 4,2450 m = 1,72

Untuk cairan dengan viskositas <25000 cp dan ZL/ Dt = 1,72 didapatkan

jumlah impeller = 2 (Wallas hlm.288)

Menentukan jarak antar impeller

Berdasarkan Gambar 10,1, Wallas, hal.288

a. Jarak antara pengaduk 1 dengan pengaduk 2 adalah :

∆H = ZL / 2 = 7,2841/2

= 3,6421 m

b. Jarak pengaduk 2 dari dasar reaktor adalah :

H2 =Zi + ∆H = 1,4150 + 3,6421

= 5,0571 m

Menentukan Kecepatan Pengadukan

a. Menentukan Bilangan Reynold (Re)

NRe =( ρ x n x Di2) / μ

Dimana :

N = Kecepatan pengadukan


ρ = Densitas campuran = 1.608,3 kg/m3 = 100,4022 lbm/ft

3

μ = Viscositas campuran = 0,7179 cp = 0,0005 lb/ft.s

Maka:

Re = 100,4022 lb/ft3 x (4,6424ft)

2 x n/0,0005 lb/ft.s = 4.485.402,3854 x n

b. Menentukan Tenaga Pengadukan

Np = P x gc

ρ x n3 x Di

5

Dimana :


ρ = Densitas campuran = 1.608,3 kg/m3 = 100,4022 lbm/ft

3

Vl = Volume cairan = 97,9938 m3 = 25.887,2311 gallon

P = 5 Hp untuk 1000 gallon (Wallas hal 292, untuk campuran cair-cair)

= (5 Hp /1000 gallon) x 25.887,2311 gallon

= 129,4362 Hp = 71.189,8854 lbm.ft/s

gc = 32,2 lbm.ft/lbf.s2

Np = Power Number

Maka:

Np = 71.189,8854 lbm.ft/s x 32,2lbm.ft/lbf.s2

100,4022 lbm/ft3 (n

3)( 4,6424 ft)

5

= 10,5886/ n3

Harga n diperoleh dengan trial & error menggunakan gambar 477 Brown

hal 507 pada kurva no.3

c. Menetukan Kecepatan Pengadukan

Tabel. Perhitungan Kecepatan Pengadukan

N (rpm) n (rps) Re Np (Pers) Np (grafik)

75.0000 1.2500 5.606.752,9818 5,42 4,90

80.0000 1.3333 5.980.536,5139 4,47 4,90

78.0000 1.3000 5.831.023,1010 4,82 4,90

Didapat harga n = 78 rpm = 1,30 rps

Maka diperoleh : Re = 5.831.023,1010

Menentukan Tenaga Pengaduk yang Sesungguhnya

P = Np x ρ.n3.Di

5

gc

= 4,82 x 100,4022 lbm/ft3 x (1,3000 rps)

3 x (4,6424 ft)

5

32,2 lbm.ft/lbf.s2

= 71.189,8854 ft.lbf/s

= 129,4362 Hp

Kebutuhan tenaga untuk 2 buah pengaduk = 2 x 129,4362 Hp

= 258,8723 Hp

Dengan effisiensi motor 80%, maka :

Tenaga sesungguhnya = 258,8723 / 0,8

= 323,5904 Hp

Sistem Pemanas

a. Pemilihan Jenis Sistem Pemanas

Untuk melihat apakah memakai jaket dapat memenuhi kebutuhan

transfer panas dilihat dari luas minimal kebutuhan transfer panas.

LMTDD TU

Q A

Dimana:

A : Luas area transfer panas (ft2)

UD : Light organic 100 s.d 200 diambil 150 Btu/hr.ft2.oF

Q : Energi yang akan di transfer (42175306,14 KJ/batch

= 40001240,8032 Btu/batch)

∆TLMTD =

) t- (T

) t- (TLn

) t- (T - ) t- (T

22

11

2211

T : suhu fluida panas (oF) T1 = 200

OC = 392

oF

T2 = 200 OC = 392

oF

t : suhu fluida dingin(oF) t1 = 30

OC = 86

oF

t2 = 46 OC = 114,8

oF

∆TLMTD =

114,8)-(392

86) -(392Ln

114,8)- (392 - 86) -(392 = 291,36

0F

36,291015

03240001240,8 A

= 915,2676004 ft

2

Jadi luas minimum perpindahan panas adalah 915,2676004 ft2 = 85,031 m

2

Media pemanas : steam

Dari neraca energi, diketahui kebutuhan steam : 21755,5484kg/batch

b. Diameter jaket dan Tebal Jaket

Aliran volumetrik air pendingin :

Qm = 9967,386

4121755,548

ρ

M56,21637336 m

3/batch

Ditentukan waktu tinggal air pendingin dalam jaket, t = 5 menit

= 0,0833 jam.

Vj = Qm × t = 56,21637336 ×0,833

= 4,6847 m3

Dimana :

Vj = volume jaket

ODj = diameter dalam jaket

ODs = 156 in = 4,2672 m

Tinggi cairan = 8,4899 m

Tinggi torispherical bawah, OA = 34,565 in = 0,8779 m

OA) x x ( Hj) x ODs x ( - OA) x x ( Hj) x ODj x ( Vj 4ODs

4π2

4π

4ODj

4π2

4π 22

Jaket yang diinginkan adalah di sekeliling shell dan tutup bawah, dengan

tinggi jaket = 10,5 x tinggi cairan.

Hj = 1,05 x hcairan

= 1,05 x 8,4899 m = 8,9144 m

1,7502 m3 = ((3,14/4 x ODj

2 x 8,9144)+(3,14/4 x ODj

2/4 x 0,8779)) –

((3,14/4 x 4,2672 2

x 8,9144)+(3,14/4 x 4,2672 2

/4 x 0,8779))

ODj = 4,2672 m

Tebal Jaket :

Tj = (ODj – ODs) / 2

= (4,2672 – 3,9624) / 2

= 0,1748 m

c. Luas Jaket

A jaket = π × ODj × Hj

= 3,14 × 4,2672 × 8,9144

= 121,5687 m2

Luas selimut jaket memenuhi sebagai luas perpindahan transfer panas karena luas

selimut jaket 121,5687 m2 lebih besar dari luas perpindahan transfer panas yang

dibutuhkan sebesar 85,0311 m2, maka jaket dapat digunakan.

Merancang Isolasi

Bahan : Asbestos

a. Penentuan Luas Perpindahan Panas :

Pada Sekeliling Reaktor

A1 = 2 x π x R x Hs

dimana : A1 = Luas perpindahan panas pada sekeliling shell

R = jari-jar luar tangki = OD/2 = 2,1336 m

Hs = tinggi shell = 8,4899 m

Maka, A1 = 2 x 3,14 x 1,4478 m x 8,4899 m

= 113,7568 m2

Pada Bagian Torispherical Head :

A2 = (1/3 x π x Rtb2) + (2 x π x Rtb x sf)

dimana : A2 = luas perpindahan panas pada tutup bagian bawah

Rtb = jari-jari tutup bawah = Dtb/2 = OD/2 = 2,1336 m

sf = 2 inc

Maka, A2 = (1/3 x 3,14 x 2,1336) + (2 x 3,14 x 2,1336 x 2)

= 5,6155 m2

Luas perpindahan panas total = A1 + (2 x A2) = 124,9878 m2

b. Penentuan Tebal Isolasi

Qlost = k x A x ∆T/L

dimana : Qlost = panas yang terlepas maksimum 10% dari panas yang

diserap reaktor 4217530,6137 KJ/batch = 4000124,0803Btu/batch

k = konduktivitas termal = 0.7088 btu/jam.ft.F

A = luas perpindahan panas = 124,9878 m2 = 1345,3577 ft

2

L = tebal isolasi minimum

∆T = 28.8000 F

maka : L = 0,0069 ft = 0,0021 m

Lubang (Nozzle)

1. Nozzle untuk Umpan

a. Umpan dari aliran 5

Laju alir masuk (m) : 112239,0928 kg/batch

Densitas campuran (ρc) : 1533,4996 kg/m3 = 95,7331 lb/ft

3

Debit umpan masuk, Qf = m / ρc = 73,1915 m3/batch

= 0,7180 ft3/detik

Dari pers. 10-45 hal 381 Peters, dihitung diameter optimum dari pipa yang

masuk ke reaktor adalah :

Diopt = 3,9(Qf)0,45

(ρc)0,13

= 3,9 (0,7180 ft3/detik)

0,45(95,7331 lb/ft

3)

0,13

= 6,0793 inch

Diameter dalam pipa yang mendekati & ada dipasaran, adalah :

(App. K, Brownell & Young)

Ukuran nominal : 8 inch

Do = Diameter luar : 8,625 inch

Di = Diameter dalam : 8,7610 inch

Schedule Number : 80

Tebal Pipa : 0,5 inch

b. Umpan dari aliran 6


Densitas campuran (ρc) : 2000 kg/m3 = 124,8558 lb/ft

3


= 0,0165 ft3/detik



Diopt = 3,9(Qf)0,45

(ρc)0,13

=3,9(0,0165 ft3/detik)

0,45(124,8558 lb/ft

3)

0,13

= 1,1525 in



Ukuran nominal : 1,5 inch

Do : Diameter luar : 1,9 inch

Di : Diameter dalam : 1,5 inch



c. Umpan dari aliran 7


Densitas campuran (ρc) : 1.428,1810 kg/m3 = 89,1583 lb/ft

3


= 0,0131 ft3/detik



Diopt = 3,9(Qf)0,45

(ρc)0,13

=3,9(0,0131 ft3/detik)

0,45(89,1583 lb/ft

3)

0,13

= 0,9941 in








d. Umpan dari aliran 8


Densitas campuran (ρc) : 2.710 kg/m3 = 169,1796 lb/ft

3


= 0,0244 ft3/detik



Diopt = 3,9(Qf)0,45

(ρc)0,13

=3,9(0,0244 ft3/detik)

0,45(169,1796 lb/ft

3)

0,13

= 1,4285 in



Ukuran nominal : 1,5 inch


Di : Diameter dalam : 1.5 inch



2. Nozzle Produk

a. Produk Aliran 9


Densitas campuran (ρc) : 1,6810 kg/m3 : 0,1049 lb/ft

3


= 17,2915 ft3/detik



Diopt=3,9(Qf)0,45

(ρc)0,13

= 3,9(17,2915 ft3/detik)

0,45(0,01049 lb/ft

3)

0,13

= 10,4909 in








b. Produk aliran 10


Densitas campuran (ρc) : 1548,2915 kg/m3 = 96,6566 lb/ft

3


= 0,7872 ft3/detik



Diopt = 3,9(Qf)0,45

(ρc)0,13

=3,9(0,7872 ft3/detik)

0,45(96,6566 lb/ft

3)

0,13

= 6,3443 in








3. Lubang pada Jaket

Laju alir masuk (m) : 15.228,8839 kg/batch

Densitas steam (ρc) : 386,9987 kg/m3 = 24,1595 lb/ft

3

Debit umpan masuk, Qf = m / ρc = 0,3860 ft3/detik



Diopt = 3,9(Qf)0,45

(ρc)0,13

=3,9(0,3860 ft3/detik)

0,45(24,1595 lb/ft

3)

0,13

= 3,8445 in








Sistem Penyangga Reaktor

Data yang didapat dari perhitungan sebelumnya :

- Diameter dalam vessel, ID = 167,12 in = 4,2450 m

- OD = diameter luar shell = 168 in = 4,2672 m

- Tebal vessel, tv = 0,4375 in = 0,0111 m

- Tinggi shell,Hs = 334,25 in = 8,4899 m

- Tinggi vessel, Hv = 403,379 in = 10,2458 m

Pemilihan jenis penyangga berdasarkan pada :

Bentuk, ukuran, dan berat reaktor

Suhu dan tekanan operasi

Letak atau tempat untuk reaktor tersebut.

Sistem penyangga yang dipilih untuk sistem vessel vertikal adalah lug support,

yang memiliki beberapa keuntungan antara lain :

Ekonomis

Paling umum digunakan untuk sistem penyangga vertikal

Konstruksinya lebih mudah dibandingkan dengan penyangga jenis lain

yang dapat digunakan pada sistem vertikal (antara lain skirt support, leg

support, ring support).

Direncanakan :

- Tinggi penyangga = 3 m

- Jarak vessel dari tanah = 2 m

- Tinggi penyangga + tinggi vessel = 2 + 9,4527= 11,4257 m

- Bahan penyangga : Steel SA-162 grade 11 (S : 18750 psi)

Berat total beban

a. Berat Shell

Bs = ¼ π . (OD 2 – IDs

2) × s × Hs

Dengan :

- s : densitas dari bahan shell 7900 kg/mt3 (Brownel & Young, hal 156)

- Bs = ¼ π × (4,2672 2 – 4,2450

2) × 7900 × 8,4899

= 9960,5539 kg

b. Berat Tutup (Torispherical)

Berat Tutup Tanpa Stright Flight

Volume head kosong = 0,000049 × (ODs3 – IDs

3)

= 0,000049 × ((156 in )3 – (155,1250 in)

3)

= 3,1127 ft3 = 0,08814 m

3

Bh’ = s x V = 7900 kg/mt3

x 0,08814m3

= 696,3192 kg

Berat Bagian Straight Flange (Bh”)

Sf : 2 inch

Maka :

Vsf luar = π/4 x OD2 x Sf

= 3,14/4 x (156)2 x 2

= 44311,7 in3 = 25,6433 ft

3

Vsf dalam = π/4 x ID2 x Sf

= 3,14/4 x (167,125)2 x 2

= 43851,3 in3 = 25,3769 ft

3

Bh” = (Vsfluar – Vsf dalam) x ρ

= (25,6433 – 25,3769)ft3 x 493,1812 lb/ft

3

= 131,3945 lb = 59,6094 kg

Berat Head Total , Bh = 2 x (Bh’ + Bh”)

= 2 x (807,889 + 59,6094)kg

= 1503,3193 kg

c. Berat Cairan Maksimum

Jumlah minimum bahan dalam reaktor selama proses ( bahan & steam)

Bc : 146004,2241 kg

d. Berat Jaket Kosong

Diketahui volume jaket : 3,2793 m3

Bjaket = V jaket x ρ

= 4,685 x 7900

= 37009,1125 Kg

e. Berat Pengaduk, Flange, Nozzle, Baut, dan lain – lain

Dari Peters, hal 542, diketahui bahwa berat flange, nozzle, gasket, bolt

dan lain-lainnya adalah 20% dari berat total vessel reaktor kosong pada

posisi vertikal.

BL = 20 % × (8583,2537 + 1503,3193) = 2017,3146 kg

Berat total maksimal :

Bmaks = Bs + Bh + Bc + Bj + Bl

= 8583,2537 + 1503,3193 + 102202,9569 + 25906,3788 +

2017,3146

= 140213,2233 kg

Wmaks = Bmaks × g

Dengan :

g = 9,8 m/dtk2

Wmaks = 140213,2233 × 9,8 = 1374089,5881 N = 1374,0896 kN

Perancangan Flange, Bolt & Gasket

Diketahui :

Pdesain : 37,6715 psi : 2,5634 atm

T operasi : 46 oC

Dimensi reaktor :

Do : OD : Diameter luar reaktor : 168 inch : 4,2672 m

Di : IDs : Diameter dalam reaktor : 167,125 inch : 4,2450 m

Tr : ts : Tebal Reaktor : 1/4 inch : 0,4375 inch : 0,0111 m

Dipilih :

a. Flange

Bahan : Stainless steel SA 167 Grade 3 type 304

Jenis : Loose

S : 17200 Psi

b. Bolt

Bahan : SA 193 Grade B8 Type 304

S : 10000 Psi

c. Gasket

Bahan :Asbestos

Tebal : 1/8 inch, Dari Fig. 12-11 Brownell & Young, diperoleh

Gasket Faktor (m) = 2

Minimum design seating stress (y) = 1600 psi

Lebar Gasket

Do = y – P.m (Pers 12-2 Brownell & Young)

Di y – P(m + 1)

Do = 1600 – (37,6715)(2) (Pers 12-2 Brownell & Young)

Di 1600 – 37,6715 (2 + 1)

Do = 1,0126

Di

Digasket = 168 inch = 4,2672 m

Jadi :

Dogasket = 1,0126 Digasket = 1,0126 x 4,2672 m = 4,3478 m

Lebar gasket minimum, N= (Do gasket - Di gasket)/2

= (4,3478 – 4,2672)/2

= 0,0269 m = 1,0574 inch

Maka, diameter rata-rata (G) :

G = Do gasket + N = (4,3209 + 0,0269) = 4,3478m

= 171,1722 inch

Beban – beban pada Bolt

a. Beban bolt awal yang dibutuhkan pada kondisi atmosfer tanpa tekanan

dari dalam

Wm2 = Hy = b x π x G x y (pers. 12,88, Brownell & Young)

Dimana :

Wm2 : Beban bolt yang dibutuhkan (lb)

Hy : beban bolt untuk kondisi tightning-up (lb)

b : lebar permukaan kontak sambungan = N/2 = 0,0134 m

= 0,5287 inch

G : diameter luar gasket : 4,3478 m : 171,1722 inch

y : minimum design seating stress : 1600 psi (Brownell & Young,

hal228)

Maka :

Wm2 = 0,5287 inch x 3,14 x 171,1722 inch x 1600 psi = 454657,2007 lb

= 206229,3 kg

b. Beban sambungan (head to keep joint tight under operation)

Hp = 2 x π x b x G x m x P (Pers.12-90 Brownell & Young)

= 2 x 3,14 x 0,5287 inch x 171,1722 in x 2 x 37,6715 psi

= 42819,07197 lb = 19422,4274 kg

c. Beban dari tekanan (head from internal pressure)

H = 1/4 π G2 P (Pers.12-89 Brownell & Young)

= ¼ x 3,14 x (171,1722)2 x 37,6715

= 866461,8527 lb = 393020,9527 kg

d. Beban operasi total (total operation load)

Wm1 = H + Hp

= 866.461,8527 lb + 42.819,07197 lb

= 909.280,9247 lb = 412.443,3801 kg

Karena Wm1 > Wm2, maka beban pengontrolnya adalah Wm1

Luas Minimum Bolting Area

Am1 = Wm1/fa (Pers. 12-93 Brownell & Young)

Dimana:

Am1 : Luas minimum bolting area

fa : Tekanan maksimum yang diizinkan pada bolt dalam temperatur ruang.

Dari App D Brownell & Young untuk jenis SA 193 Grade B8 Type 304,

didapat fa :15.000 lb/in2

Maka, Am1 = 866.461,8527 lb / 15.000lb/in2 = 60,6187 in

2

Ukuran Bolt Optimum

Pemilihan berdasarkan harga optimum:

N x Bs < ((ID + 2) x (1,415 x Go + R)) (Brownell & Young, hal 243)

π

Pemilihan ukuran bolt dart tabel 10-4, Brownell & Young

Bolt

size

Root

area

Bolt

spacing

(Bs)

R e Nmin…(1) Nact (Nact.Bs)/ π C…..(2)

0,875 0,419 3 1,25 1,438 144,6748 148 141,4013 171,7381

1,000 0,551 3 1,375 1,625 110,0158 164 156,6879 171,9881

Ukuran bolt diambil atas dasar diameter bolt circle optimum (C) : yaitu jika

diameter bolt circle optimum (C) N x (Bs / π) lebih kecil dan atau hampir

sama harganya dengan ((ID + 2) x (1,415 x Go + R)) Dimana untuk tipe

loose flange.

B : ID flange : OD reaktor : 168 inch : 4,2672 m

Go : Tebal reaktor : 0,4375 inch : 0,0111 m

Jumlah bolt minimum, Nmin = Amin / root area

Karena nilai N x (Bs / π) bolt 156,6879 in lebih mendekati nilainya dengan ((ID +

2) x (1,415 x Go + R)) sehingga diambil ukuran bolt = 1,000 in

- Ukuran baut = 1 in

- Standart treat No. = 8

- Root area = 0,551 in2

- Jumlah baut aktual (Nact) = 164

- Jarak baut minimum (Bs) = 3 in

- Jarak radial minimum ( R ) = 1.375 in

- Jarak tepi (E) = 1,063 in

Diameter lingkar baut ( C ) = 171,7381 in = 4,3685 m

Perhitungan Diameter Luar Flange

OD flange = C + 2E

= Jarak bolt circle + 2E

= 171,7381 + 2 (1,063) = 174,113 inch = 4,4225 m

Menguji Pemilihan Bahan Gasket

Ab actual = Jumlah bolt x Root Area = 164 x 0,551 = 90,364 in2

Syarat : Ab

= 90,364 in2 x 15000 / (3,14 x 171,1722 in x 164 in) < 2x1600

= 15,377293 psi < 3200 psi

Maka pemilihan bahan gasket telah memenuhi syarat.

Beban Flange

a. Pada kondisi bolting up (tidak ada tekanan dari dalam)

Kondisi bolt pada desain flange

W = ½ (Ab + Am1)fa (Pers.12-94 Brownell & Young)

= ½ (90,364 + 60,6187) x 15000

= 1.132.370,4623 lb = 513635,2126 kg

Lever Arm

hG = ½ (C-G)

= ½ x (171,988 – 171,1722)

= 0,4079 in

= 0,0104 m

Momen Flange

MG = W.hG

= 1.132.370,4623 lb x 0,4079 in

= 461.947,1429 lb.in

b. Pada kondisi operasi

Hidrostatik end force pada daerah didalam flange

HD = 0,785 B2P (Pers. 12-96 Brownell & Young)

= 0,785 x (156)2 x 37,671

= 834.644,2162lb

Lever Arm

hD = ½ (C-B) = ½ (171,9881 – 156) = 1,9941 inch

Momen Operasi

MD = HD . hD = 834.644,2162 x 1,9941 inch

= 1.664.332,732 lb.in

Perbedaan beban bolt flange design dengan total hidrostatik end force

HG = W - H = Wm1 – H (Pers. 12-98 Brownell & Young)

= 909.280,9247– 866.461,8527

= 4.2819,07197 lb

Lever arm

hG = ½ (C-G)

= ½ x (171,9881 – 171,1722) = 0,4079 in = 0,0104 m

Momen

MG = HG.hG

= 4.2819,07197 lb x 0,4079 in

= 17.467,91233 lb.in

Perbedaan total hidrostatik end force dengan hidrostatik end force

didalam flange

HT = H - HD = 866.461,8527 – 676.926,6893 = 31.817,63646 lb

Lever Arm

hT = ½ (hD-hG) = ½ (1,9941 –0,4079) = 0,7931 in

Momen

MT = HT.hT = 31.817,63646 lb x 0,7931 in = 25.233,22304 lb.in

Jumlah total momen untuk kondisi operasi

Mmax = MD + MG + MT

= 1.664.332,732 + 17.467,9123 +25.233,2231 = 1.707.033,868 lb.in

Tebal Flange

TF = y x Mmax (Pers.12-109 Brownell & Young)

f x B

K = A/B = Do flange/Do reaktor = 174,113 / 168 = 1,0364

Dari Fig 12-22 hal 238 Brownell & Young, untuk K = 1,0364

diperoleh

Y = 51

TF = 51 x 1707033,868 = 5,8777 in = 0,1493 m

15000 (168 )

Gaya Karena Angin

a. Gaya, Stress, dan Momen pada Vessel Karena Angin

Periode Getaran (T)

T = 6,35.10-5

x (H/Do)3/2

x (Fmax/Tr)0,5

(Pers hal 151, Bhattacharyya)

Dimana: H : Tinggi reactor total : 10,2458 m

Do : Diameter luar reaktor : 168 inch : 4,2672 m

Fmax : 1.931,0704 kN

Tr : ts : 0,4375 in : 0,0111 m

Maka:

T = 6,35.10-5

x (10,2458 / 34,2672)3/2

x (1.931,0704 / 0,0111)0,5

= 0,09849 detik

Gaya Akibat Angin (Pw)

Pw = K1 x K2 x Wp x H x ODr (Pers 9,39, Bhattacharrya)

Dimana :

K1 : Koefisien yang tergantung pada bentuk (untuk permukaan silinder,

K1 : 0,7)

K2 : Koefisien yang tergantung pada periode dari 1 siklus getaran (untuk

waktu < 0,5 detik)

Wp : Wind pressure dari bagian bawah vessel (untuk daerah dengan

kecepatan angin sedang dan tinggi reaktor <20 m, maka Wp : 0,4

kN/m2

Maka : Pw = 0,7 x 1 x 0,4 x 10,2458 x 4,2672

= 12,2419 kN

Bending Moment Akibat Beban Angin (Mw)

Gaya akibat angin menimbulkan horizontal shear pada penyangga yang

menyebabkan bending moment pada bagian bawah vessel karena angin.

Untuk Hr < 20 m,maka:

Mw = Pw x (H/2) (Persamaan 9.3.11,

Bhattacharrya)

= 12,2419 kN x (10,2458 /2

= 62,7143 kN.m

Bending stress pada arah aksial akibat angin (σw)

σw = 4 x Mw

π x ts x IDs x (IDs + ts)

= 4 x 62,7143 = 397,9239 kN/m2

3,14 x 0,0111 x 4,2672 x (4,2672 + 0,0111)

b. Bending Stress, Bending moment dan Shear Akibat Gempa

Periode Getaran (T)

Dimana:

T = 2.5 x 10-5

x 2)(D

Hx 2

1

)t

Dw(

t = tebal dinding reaktor (ts) = 0,4375 in = 0,0111 m

D = Diameter luar Reaktor (OD) = 168 in = 4,2672 m

w = Fmax / Ketinggian menara = 169,0107 kN/m

H = (Tinggi Reaktor Total) = 10,2458 m

Maka T = 0,0367detik

Beban shear total akibat gempa (F)

F = Cs x Fmax

Dimana :

Cs : Koefisien seismik (untuk daerah ancaman gempa sedang dan T < 0,4

detik; maka Cs : 0,1) ( dari tabel 9,2, Bhattacharrya)

Maka :

F = 0,1 x 1.931,0704 kN = 193,107 kN

Beban Shear Maksimum Akibat Gempa (Vs)

Beban shear pada bidang horizontal pada menara dengan jarak X meter

kebawah dari atas

Vs max jika X = H (tinggi vessel total dari bawah)

Sehingga Vs = Cs x W

Maka Vs (beban shear max) = F (beban shear total) = 193,107kN

Bending moment akibat gempa (Ms)

Bending moment pada bidang X yang dihasilkan dari beban shear diatas X

akibat gempa

Ms = 4 x Fmax x H2 x (3H - X)

H2

Ms max jika X = H sehingga

Ms = 4 x Cs x Fmax x H2 x 2H = 4 x F x 2H

= 4 x 193,107 kN x 2(10,2458) = 15.828,35884 kN.m

2H

X)(2HCWX Vs

Bending stress akibat gempa (σs)

σs = 4 x Ms

π.ts (ID + ts)ID

= 4 x 15.828,35884 = 100.431,3361 kN/m2

3,14 x 0,0111 x (4,2672 + 0,0111) x 4,2672

c. Beban Kompresi Maximum Per Lug (P)

Penyangga terdiri atas 4 lug

P = 4 x Pw x (H - Hc) + Fmax

n x C n

Dimana : n : jumlah lug : 4

Hc : Jarak bagian dasar vessel dari fondasi : 2 m

C : Diameter anchor bolt circle : 4,0637m

Maka : P = 4 x 12,2419 kN x (10,2458 - 2) + 1.931,0704 kN

4 x 4

= 505,8751 kN

d. Perhitungan Stress yang Timbul

Stress yang Timbul Akibat Internal Pressure (σzp)

σzp = Pdesain x IDs (Pers hal 174Bhattacharyya)

4 x ts

Dimana : Pdesain = 2,4112 atm = 244,3103 N/m2

Maka:

= 2.4804,77941 kN/m2

Stress aksial yang timbul karena penyangga (σzL)

σzp = 2,5634 N/m2 x 4,245 m

4 x 0,0111 m

σzL = B3 x Pdesain x a x Rs

2

2 x A x h x (1-υ2)

Dimana :

a = lever arm = jarak dari dinding vessel = 0,010 m

Rs = Jari-jari reaktor = IDs/2 = 2,1225 m

A = lebar compression plate = 0,72 m

h = tinggi gusset = 0,5

υ = Posion Ratio = 0,3 untuk stainless steel

B = 3 x (1-v2)

1/4

Rs2 x ts

2

= 3 x (1-0,3)2

¼

2,1225 2 x 0,0111

2

= 8,3697 m-1

Sehingga : σzL = 8,36973 x 259,73605 x 0,010 x 2,1225

2

2 x 0,72 x 0,5 x (1-0,32)

= 10.849,81558 kN/m2

Harga σzp + σzL = (24804,77941 + 10849,81558) kN/m2

= 3.5654,59499 kN/m2

Stress maksimum yang diizinkan S = 18750 Psi = 12.9276,750kN/m2

Karena S > σzp + σzL, berarti bahan konstruksi Stainless Steel SA 167

grade 3 type 304 sudah memenuhi syarat untuk menahan stress akibat

lug dan tekanan operasi.

Plate Horizontal dan Gusset

Bendimg moment max sepanjang sumbu radial (My)

My = P x (1-τ1)

4 x π

Bendimg moment max sepanjang sumbu lingkar (Mx)

Mx = P x (υ + τ2)

4 x π

Dimana :

P : kompresi maksimum load per lug : 505,87505 kN

υ : Posion Ratio : 0,3 untuk stainless steel

τ1,τ2 : Konstanta menurut tabel 10-6 Brownell & Young

Dipilih b/l = 1,2, maka τ1 = 0,35 dan τ2 = 0,115

Sehingga :

My = 505,87505 x (1-0,35)

4 x 3,14

= 18,7668 kN

Mx = 505,87505 x (0,3 + 0,115) = 16,7148 kN

4 x 3,14

Karena My > Mx maka untuk menentukan tebal plate horizontal dipilih My

sebagai pengontrol.

Tebal Plate Horizontal (Tph) = ((6 x My)/S) ½

= ((6 x 26,1798) / 129.276,75) ½

= 0,03 m = 1,3724 inch

Tebal Gusset = 0,5 x Tph = 0,01743 m

Kolom Penyangga

Kolom penyangga yang dipilih berbentuk beam, karena menurut hal 355

Brownell & Young paling ekonomis. Pemilihan beam yang benar ada

beberapa syarat:

Mampu menahan axial load yang konsentrik

Mampu menahan load (beban) yang aksentri

Mampu menahan bending stress karena angin

Beam yang digunakan adalah beam standar berbentuk I . Dari App G

Brownell & Young, hal 354 dipilih beam dengan spesifikasi sebagai berikut :

Section index = 24" IB 18

Niminal size = 24 x 7 7/8

R = 0,6 inch = 0.0152 M

Luas penampang, A = 30,98 in2 = 0.7869 m

2

Kedalaman beam = 24 inch = 0.6096 M

Lebar flange = 7,875 inch = 0.2 M

Tebal web = 0,625 inch = 0.01587 M

Berat per feet = 105.9 lb = 48.035 Kg

Axis 1-1

Momen Inersia, I = 2811.5 in4 = 0.00117 m

4

Section modulus, Z1-1 = 234.3 in3 = 0.00383948 m

3

Radius of Gyration,

rg1 = 9,53 in = 0.2421 M

Axis 2 – 2

Momen Inersia, I = 78,9 in4 = 3.3E-05 m

4

Section modulus, Z2-2 = 20 in3 = 0.00032774 m

3

Radius of Gyration,

rg1 = 1,6 in = 0.0406 M

Accentric load dari kolom penyangga

Fec = P x a

Z1-1

= (505,87505 x 0,016) / 0,00384

= 1365,2361 kN/m2

Bending Stress terhadap kolom akibat beban angin

Fbw = Pw/n x L , Dimana L = Panjang lug kolom = 4 m

Z 2-2 x 2

= 12,2419 / 4 x 4 = 18.676,1945 kN/m2

0,00032774 x 2

Cek Beam

Pers 10,3,9, Bhattacharrya, Allowable compressive stress dalam kolom (Sc)

Sc = 120 _

1+(L2/(18.000 x rg

2))

Sc = 120 _

1+(42/(18.000 x 0,0406

2))

= 78,0135 MN/m2

= 7.801,35 kN/m2

Beban langsung dan bending yang ditimbulkan oleh beban eksentris secara

simultan memenuhi syarat

P/A + (Fec + Fbw) < 1

Sc S

(505,87505 /0,72) + (1.365,2361 + 18.676,1945) <1

7.801,35 129.276,75

0,237 < 1 (memenuhi syarat)

Karena harga perssamaan P/A + (Fec + Fbw)

Sc S

yang diperoleh < 1, maka pemilihan jenis kolom penyangga sudah benar.

Bearing Plate

Compressive stress max diantara bearing plate & fondasi beton (γc max)

Bahan konstruksi plate = low alloy steel SA-202 Grade A Cr-Mn-Si

γ c max = Fmax + Mw

A Z

Dimana Fmax : Gaya total maximum = 1931,07

kN

Mw : Bending moment karena angin = 62,7143 kN

A : Luas kontak antara bearing plate dan pondasi beton

Z : Section modulus bearing plate

L : Jari-jari terluar dari bearing - jari2 terluar beam = 0,1 (standar)

Do : OD penyangga ( dari spesifikasi beam)

: kedalaman beam = 24 inch = 0,6096 m

Sehingga jari-jari bearing = rb = L + jari-jari beam = 0,1 + 0,0152 = 0,1152 m

a. Luas kontak antara bearing plate dan pondasi beton (A)

A = π(Do - L).L = 0,1600 m2

b. Section modulus bearing plate :

Z = π(Do-L)1/2

.L = 0,2242 m2

Maka : γ c max = (1.931,07/0,16) + (62,7143/0,2242) = 12.347,887 kN/m2

c. Keliling bearing plate :

kbp = 2π.rb = 2 x 3,14,x 0,1152 = 0,7235 m

` Untuk L/b = 1, maka b = L = 0,1 m

d. Bending moment pada bearing plate :

Mmax = 0,0972 x γ c max x b2 (Pers tabel 10-3 Brownell&Yong)

= 0,0972 x 12.347,887 kN/m2 x 0,1

2 = 12,0021

Bahan yang dipilih adalah low alloy steel SA 202 Grade A dengan harga

S : 18750 Psi = 12.9276,75 kN/m2

Jadi ,tebal bearing Plate (Tbp) = (6.Mmax / S) 1/2

= (6 x 8,5606 / 129.276,75)1/2

= 0,0236 m

= 0,9292 inch

Uji Kestabilan

σ min = (Fmin/A) – (Mw/Z)

Dimana : Fmin = Berat reaktor kosong = 9,8 x (Bmax - Bcairan)

= 9,8 m/dt2 x (197.047,9990 – 146.004,2241) kg

= 500.228,994 kg m/dt2 = 500,2290 kN

Jadi :

σ min = (500,2290 /0,16) – (62,7143/0,2242) = 0,2242 kN/m2

Karena harga σmin > 1 berarti perlu dihitung stabilitasnya dengan persamaan :

J = Fmin . R Dimana jika j > 1,5 reaktor tidak perlu baut anchor

Mw

R : Moment arm = 0,42 Do'

Do' :Diameter luar bearing plate = 0,6096 m

R = 0,42 x (0,6096)= 0,25603 m

Jadi ,

J = 500,229 x 0,25603 = 2,0422 > 1,5

49,2851

Jadi reaktor tersebut sudah stabil dan tidak memerlukan baut anchor

IV.6 Tangki Pengendapan (TS – 01)

Fungsi : Untuk memisahkan larutan dari endapan CaSO4 sebelum

dialirkan ke proses selanjutnya

Bentuk : Tangki Silinder tegak (torispherical head) dengan bagian

bawah berbentuk kerucut

Jumlah : 1 buah

Data :



Laju alir massa : 4732,7484 Kg/jam



Q CaSO4 : 381,6129 kg/jam




Direncanakan tangki yang dapat menyimpan selama 1 jam dan diambil faktor


Volume campuran (Vc)

Laju alir volumetrik cairan =

densitas

massaalirlaju

= Kg/m3 1006,8231

Kg/jam 4732,7484 = 4,7007 m3/jam

Diketahui waktu tinggal 1jam

Volume cairan selama 1 jam = jamjamm 1/4,7007 3 = 4,7007 m3

Laju alir volumetrik endapan = endapanbulkdensitas

keluarendapanmassaalirlaju

= 3/2546,832

/6129,381

mkg

jamkg= 0,4585 m

3/jam

Volume endapan selama 1 jam = 0,4585 m3/jam x 1 jam = 0,4585 m

3

Volume Total (Vt)

Volume total = Volume cairan + Volume endapan

= 4,7007 m3 + 0,4585 m

3

= 5,1592 m3

Vt = 5,1592 x 1,2 = 6,1910 m3

A. Diameter konis (d)

Debit (Q) = 0,4585 m3/jam = 0,0076 m

3/menit

Kecepatan linier keluar nozzle (v) untuk endapan = 0,04 ft/detik = 0,74 m/menit

(Ludwig, volume 1, hlm.135)

S = Q/v = 0,0076 m3/menit = 0,0104 m

2

0,74 m/menit

Luas (S) = π/4 d2

d = (0,0104 m2 x 4/ π )

0,5 = 0,115 m

B. Diameter Silinder (D)

Diambil Hs = 3 D

Volume Silinder = π/4 x D2 x Hs = 2,355 D

3

hc = D – d x tg α ( α = 30o)

2

= 0,287 (D – 0,096)


2) (Hesse hal 92)

= 0,262 x (0,287 (D – 0,096)) x (D2 + 0,096D + 0,096

2)

Volume tangki = Volume silinder + Volume konis

6,1910 m3 = 2,355 D

3+ {0,262 x (0,287 (D – 0,096)) x (D

2 + 0,096D + 0,096

2)}

Setelah di trial and error didapatkan diameter (D) = 1,334 m = 52,5196 inchi

C. Tinggi Tangki

Tinggi silinder (Hs) = 3 D = 3 x 1,334 m = 4,002 m

Tinggi konis (hc) = 0,287(D – 0,07) = 0,287(1,334 – 0,115)= 0,3497 m

H total = Hs + hc = 4,002+ 0,3497 = 4,3517 m

D. Tinggi bahan


2) (Hesse hal 92)

= 0,262 x (0,3497 (1,334 – 0,096)) x (1,3342 + 0,096 x 1,179 + 0,096

2)

= 0,5956 m3

Volume bahan = Volume bahan di konis + Volume bahan di silinder

Volume bahan di silinder = 5,1592 – 0,5956 = 4,5636 m3

Tinggi bahan di silinder = (V bahan di silinder/(0,25 x 3,14 x D2))

= 214,325,0 Dxx

silinderdibahanV

= 2334,114,325,0

5636,4

xx= 3,2668 m

Tinggi bahan total = tinggi bahan di silinder + tinggi konis

= 3,2668 + 0,3497 = 3,6166 m



Poperasi = 1 atm


Tinggi cairan (h)

hcairan = 3,6166 m


= (3,6166 m) (1006,8231 kg/m3) (9,8 m/detik

2)

= 35684,1303 kg/m detik2

= 0,35 atm


= 1,1 x (1 atm + 0,35) atm

= 1,4874 atm = 21,8584 psi


t = )Px6,0()Exf(

)rixP(


dimana :





= 16.250 psi untuk bahan SA-240 grade A (Brownell & Young, hlm.342)


Tabel 13.2 hlm.254)



(21,8584 psi) (26,2598 in)

(16250 psi)(0,80) – (0,6)( 21,8584 psi)

)

Maka :

t = + 0,125

t = 0,1692 in




= 52,5196 in + (2 x 0,1875 in)

= 52,8947 in


tangki : OD = 54



Di = OD – (2 x t)

= 54 - (2 x 0,1875)

= 53,6250 in = 1,3621 m


Tebal Head


diperoleh :

Icr = 3

r = 48

Maka :

Icr/r = 3,25 /48

= 0.0677



W = 0,25 (3 + (r/icr)0,5


= 0,25 (3 + (48/3,25)0,5

)

= 1,7108

sehingga :

th = )2,0()2(

)(

PxExfx

WxrxP c


dimana :

th = tebal penutup (head), in



rc = knuckle radius = 48 in

f = tegangan yang diijinkan (maximum allowable stresses) = 16250 psi

(Brownell & young, hlm. 342)

E = welded joint efficiency, efisiensi sambungan = 0,80 ( Brownell & Young,

Tabel, 13.2 hlm.254)



th = ((21,8584 psi)( 48 in)( 1,7108) + 0,125

[(2)( 16250 psi)(0,80)]-[(0,2) ((21,8584 psi)]

= 0,1940 in


Tinggi Head

Untuk th = 1/4 in `maka sf = 1,5 – 2,5 in (Brownell & Young tabel 5.6 hlm. 88)

Diambil sf = 2 in



a = Di/2 = 53,6250 in/ 2 = 26,8125 in = 0,6810 m

AB = (Di/2) – icr = (26,8125 – 3) = 23,5625 in = 0,5985 m

BC = r – icr = 48 – 3,25 = 44,75 in = 1,1367 m

AC = (BC2 – AB

2)

0,5 = (44,75

2 –23,5625

2)

0,5 = 38,0443 in = 0,9663 m

b = r – AC = 48 – 38,0443 = 9,9557 in = 0,2529 m


OA = b + sf + th

= 9,9557 in + 2 in + 0,25 in

= 12,2057 in = 0,3100 meter

Penentuan Tinggi Total Tangki (HT)

HT = H + OA

= 4,3517 m + 0,3100 m

= 4,6618 meter

IV.7 Evaporator (EV-01)

Fungsi : Memisahkan produk dari larutan glukosa dan fruktosa pada suhu

175 °C

Tipe : Vertical Heater.

Jenis : Shell and Tube Heat Exchanger = 1 atm

Fluida dingin

t1 = 30 °C = 86 °F

t2 = 175 °C = 347 °F

Fluida panas :

T1 = 200 °C = 392 °F

T2 = 200 °C = 392 °F


= 10433,9118 lb/jam

Panas yg diserap(Q) = 11460957,93 kJ/jam

= 10869572,4983 Btu/jam

kebutuhan steam (Wt) = 5911,976647 kg

= 13033,6620 lb

Menetukan True Temperatur Difference (Δttrue):

LMTD = 136,1557 °F

LMTD Correction Factor (FT)

R = ( ) ( )1221 t-t/T-T = 0

S = ( ) ( )1112 t-T/t-t = 0,8529

Untuk 2 pass Shell dan 4 pass Tube dari Fig.19 Kern hal 829, nilai R dan S diatas

diperoleh nilai FT = 1

Koreksi LMTD = LMTD x FT = 136,1557 °F

Luas permukaan transfer panas, (A)

Dari Tabel 8 Kern, untuk :

steam-light organics adalah 100-200 BTU/jam.ft².F

Maka:

Diambil Ud = 100 Btu/jam.ft².ºF)

Untuk : Fluida panas : steam (shell side)

Fluida dingin : light organik (tube side)

A = LTMDU

Q

D

C

. =

FFftjamBtu

jamBtu

)1557,136(/100

/9827,333.479.32

= 558,8234 ft2

Spesifikasi :

[Pers. 14.34, Brownell & Young]

1 2

21

1 221

t-T

t-Tln

) t-(T - )t-(T= LMTD

CPEf

ODPt

design

tdesign

m )6,0(-).(

)2/(

86 -392

347-392ln

86) -(392 - 347)-(392= LMTD

inpsiaxxpsia

inpsiatm 125,0

)635,176,0(-)8,017200(

)5,0(635,17

Dimana :

tm = tebal tube minimum (in)

Pdesign = Tekanan desain dalam tubes = 120% (faktor keamanan 20 %)

= 17,635 psia

ODt = Diameter luar tubes, direncanakan = 1 in

F = Maximum allowable stress

= 17200 psia

E = welded joint efficiency = 0,8

C = faktor korosi yang diijinkan untuk umur alat 10 tahun

= 0,125 in

Maka; tm = 0.126 in

SHELL SIDE

( steam )

TUBE SIDE

(air, asam laktat, glukosa, &

fruktosa )


L = 7 ft

Nt = L.a o

= 244,1343 tubes


ODt = 1,25 in

Pt = 1.562 in square pitch

n = 4 - pass

Nt = 244 tubes

IDs = 15,25 in

A = Nt . ao . L

= 558,5160 ft2

UD = LMTD

Qc

.

= 100 Btu/jam.ft2.oF


Flow area, as

IDs = 15,25 in

B (1/4IDs), = 3,8125 in


c' : c' = Pt – ODt = 0,3125 in

144.P

B'.C.IDa

t

SS [Pers. 7.1,

Kern]

as = 0,0808 ft2

Flow area, at

at’ = 0,7140 in2

at = n.144

'a.Nt t ;ft2

= 0,3025 ft2 [Pers. 7.48,

Kern]

Laju alir massa Gs

s

s

sa

WG [Pers. 7.2,

Kern]

Gs = 112984,0916 lb/jam.ft2

Laju alir massa, Gt

t

tt

a

WG

= 24147,9155 lb/jam.ft2


untuk ODt 1,25”

De = 1,48in

= 0,1233 ft [Fig. 28, Kern]

tc = 1/2(t1+t2) = 392

oF

µ = 0,1362 cp

= 0,3296 lb/ft,hr

Se

s

G.DRe [Pers. 7.3,

Kern]

sRe = 60395,8710


ID = 0,9540 in = 0,0795 ft

Tc = 1/2(T1+T2) = 216,5

oF

µ = 1,2577lb/ft, jam [Fig. 14,

Kern]

tt

t

GIDRe

tRe = 2180,6233

Koefisien perpindahan pipa

lapisan luar, ho

jH = 130 (pada Res) [Fig. 28,

Kern]

tc = 392 oF :

Perpindahan pipa lapisan luar, hi

jH = 17 [Fig. 24,

Kern]

Tc = 216,5 oF :




)( k

. Cp

D

k . jH h s

3

1

e

o

[Pers. 6.15b,

Kern]

soh = 541,3061 Btu/ft².jam.ºF

tw = )tT()h()h(

ht cc

sotio

soc

= 265,7494 oF [Pers. 5.31,

Kern]

a = (µ/µw) 0.14

tw = 265,7494 oF


a = 1,3894

ho = 752,1001 Btu/ft².jam(ºF/ft)


)( k

. Cp

ID

k . jH hi t

3

1

t

[Pers. 6.15a,

Kern]

th i = 336,6413 Btu/ft².jam.ºF

tw = 265,7494 oF


t = (µ/µw) 0.14

= 1,1930

hi = 251,9195 Btu/ft².jam(ºF/ft)

[Pers. 6.37, Kern]

= 192,2650 Btu/ft².jam.ºF

Clean Overall Coefficient, Uc

Uc = oio

oio

h+h

h×h = 153,1214

Dirt Factors, Rd

Rd = DC

DC

U.U


Menentukan Perubahan Tekanan (Pressure Drop)

Shell side (steam )

f = 0.0018 [Fig. 29,

Kern]

N+1 = 12 x L/B = 22,0328 ft

Ds = IDs

/12 = 1,2708 ft

Sg = 1

se

ssS

SgDx

NIDGfP

...1022,5

)1.(..10

2

Tube side (air, asam laktat, glukosa,

& fruktosa))

f = 0.0003 (pada Ret ) [Fig. 26,

Kern]

Sg = 0,7495

tt

t

tSgIDx

nLGfP

...1022,5

...10

2

[Pers. 7.45,

Kern]

)ODt

IDt( hi io h

∆PS = 0,1468 psi [Pers. 7.52,

Kern]

∆PS < 10 psi ( Maka Rancangan

memenuhi)

∆Pt = 0,0013 psi

Gt = 24147,9155 lb/jam.ft2,

144

5.62

'2

2

g

v0,0007 [Fig. 27, Kern]

144

5.62

'2

4 2

g

v

s

nPr [Pers. 7.46,

Kern]

= 0,0149 psi

Maka; ∆PT =(∆Pt+∆Pr) = 0,0176 psi


memenuhi)

IV.8 Flash Drum (FD-01)

Fungsi : Memisahkan cairan dari gas H2

Tipe : Vertical Vessel

Kondisi operasi :

Temperatur : 100 °C = 373 K

Tekanan : 1 atm = 14,6960psia

Densitas uap

Komponen gas

Komponen m (kg) BM n (kmol) yi BM camp.

H2O 3.378,2369 18 187,6798 1 18

3.378,2370 187,6798 18

Maka :

ρgas = ( P * BM camp ) / ( R * T )

ρgas = 0,5881 kg/m3

Densitas Cair

Komponen m (kg) BM n (kmol) xi

ρ

(kg/m3) ρ camp.

H2O 126,2346 18 7,0130 0,2 1000 199,9564

Asam Laktat 505,0759 90 5,6120 0,8 781 625,5541

631,3105

12,6250

1 825,5105

ρL = 825,5105 kg/m3

ρcairgas = 130,4736 kg/m3

Penentuan Laju Alir Volumetrik Cairan dan uap

Laju Alir Volumetrik Liquid (QL)

QL = L

LW

dimana :

QL = Laju Volumetrik cairan (m3/jam)

WL = Laju alir massa cairan

= 631,3105 kg/jam

ρL = densitas cairan

= 825,5105 kg/m3

Maka :

QL = 631,3105 kg/jam / 825,5105 kg/m3

QL = 0,7648 m3/jam

= 0,0002 m3/detik

Laju Alir Volumetrik Uap (Qv)

Qv =v

Wv

dimana :

Qv = Laju Volumetrik uap (m3/jam)

Wv = Laju alir massa uap

= 3.378,2370 kg/jam

ρv = densitas uap

= 0,5881 kg/m3

Maka :

Qv = 3.378,2370kg/jam / 0,5881 kg/m3

Qv = 5744,5756 m3/jam

= 1,5957 m3/detik

Penentuan Volume Vessel

Volume Cairan,VL

VL = t

QL

dimana :

VL = volume ruang cair (m3)

t = waktu tinggal (menit)

ditetapkan : 2 menit = 120 detik

maka :

VL = QL x t

VL = 0,0002 m3/detik x 120

VL = 0,0255 m3

Perancangan separator yang diinginkan 90 % volume tangki terisi cairan dan 10 %

volume tangki terisi oleh gas.

Jadi Vtangki = VL/0.9

= 0,0283 m3

Faktor keamanan = 10% - 20%


sehingga :

V = 1.2 x 0,0198 m3

V = 0,0238 m3

Volume Uap, Vv

Vv = Qv x t

dimana :

Vv = volume ruang uap (m3)

t = waktu tinggal uap

= 2 menit = 120 detik

maka :

Vv = Qv x t

Vv = 1,5957 m3/detik x 120 detik

Vv = 191,4859 m3

Jadi volume vessel = VL + Vv

= 0,0255 m3 + 191,4859 m

3

= 191,5113 m3


sehingga : 229,8136 m3 = 60710,3223 gal

Penentuan dimensi Vessel

Tinggi cairan

Ditetapkan H/D = 3, maka H = 3 x D

dimana :

H = tinggi cairan (m)

D = diameter vessel (m)

maka :

Volume Vessel = 4

.. 2 HID

3.).4/1(

3

VD

3550.2

0,0340 33 m

D

mD 0,01443

Maka

D = 0,2435 m = 8,5110 in

H = 3 x 0,2435 m

H = 0,7304 m = 28,7565 in

Penentuan ketinggian ruang cair dan uap

HL = 2.).4/1( D

VL

Hv = H - HL

dimana :

HL = Ketinggian ruang cair (m)

Hv = Ketinggian ruang uap (m)

maka :

HL = 0,0255 m3 / 0,0465

HL = 0,5478 m

Hv = 0,7304 m – 0,5478 m

Hv = 0,1826 m

Penentuan tebal dinding Vessel (ts)

dimana :

P hidrostatik (gh) = 8 atm

ts = tebal vessel (inch)

P tekanan design = 1,7147 atm

= 25,1994 psi

E = efisiensi sambungan (doeble welded) = 0.8

Korosi yang diizinkan = 0,0125/tahun, diperkirakan umur alat 10 tahun maka:

C = 0.1250

Berdasarkan data, untuk bahan Stainless Steel SA-167 Grade 11 tipe 316 (tabel

13.1, Brownell and Young)

F = Maximum allowable working Stress

= 18750 psi

maka :

r = 1/2 D

ID = 9,5855 in

r = 4,7928 in

CPEf

ODPt

design

tdesign

s )6,0(-).(

)2/(

maka nilai ts :

ts = 0,1331 in

Digunakan tebal dinding standar

ts = 0,1875 (3/16) in (Tabel 5.6 Brownell and Young)

Menentukan Dimensi Head Vessel

Bentuk : Torispherical head

Bahan : Stainless Steel SA-167 Grade 11 tipe 316

(tabel 13.1, Brownell and Young)

Menentukan Tebal Head

P design = 25,1994 psi

F = Allowable working Stress = 18750 psi

E (double welded) = Effisiensi sambungan = 0.8

C = Faktor korosi = 0.125

OD = ID + 2 t

ID = 9,5855 + 0,3750

OD = 9,9605 in

= 0,2530 m

Digunakan OD standar, OD = 12 in (Dari tabel 5.7, Brownell and Young)

ID standar = 11,6250

icr = 0,75 in

r = 12 in

Maka :

icr/r = 0.0625

Maka perhitungan tebal head :

W = 1/4 [ 3 + (r/icr)

0,5 ] (Pers. 7.76, Brownell and Young)

dimana :

CPEf

ODPth

design

tdesign

)6,0(-).(

)2/(

th = tebal head

W = faktor intensifikasi stress

r : radius of crown

icr : inside corner radius

Maka :

W = 1,75

sehingga :

th = 0,1426 inch

Digunakan tebal penutup vessel standar

th = 0,1875 (3/16) in

Menentukan Tinggi Head

Dari Brownell & Young, tabel 5.6, untuk th = 0,1875 inch diperoleh

sf ( standart straight flange ) = 1 1/2 - 2 inch,

diambil sf = 2 (Tabel 5.6, Brownell and Young)

Dari Fig 5.8 (Brownell and Young) :

a = ID / 2 = 9,5855/ 2 = 4,7928 in

AB = (ID / 2) - (icr) = 4,0428 in

BC = r - (icr) = 12 – 0,75 = 11,25 in

AC = (BC2 - AB

2)

0,5 = 10,4985 in

b = r - (BC2 - AB2)0,5

= 1,5015 in

Maka :

Tinggi Head : OA = th + b + sf

OA = 0,1875 + 1,5015 + 2

OA = 3,6890 in

OA = 0,0937 m

Menentukan ukuran Total Vessel

Menentukan Tinggi Total Vessel

Ht = Hs + 2Hh

Dimana :

Ht = Tinggi total vessel

Hs = Tinggi vessel

= 0,7304 m

Hh = Tinggi Head = OA = 3,6890 in

= 0,0937 m

2Hh = 7,3780 in

= 0,1874 m

Maka :

Ht = 0,9178 m

= 36,1345 in

Perancangan Noozle

Noozle untuk aliran gas

Di opt =13.045.09,3 xxqf (pers. 13,15 Peters)

Dimana :

Diopt = optimum inside diameter ,in

qf = W / ρ

qf = fluid flow rate ,ft3/s

ρ = fluid density , lb/ft3

W gas = 3378,2370 kg/jam

= 2,0645 lb/s

ρ = 0,5881 kg/m3

= 0,0367 lb/ft3

qf =56,2341 ft3/s

Maka Di opt = 15,5593 in

Noozle untuk aliran cair

Diopt =13.045.09,3 xxqf (pers. 13,15 Peters)

Dimana :

Diopt = optimum inside diameter ,in

qf = W / ρ

qf = fluid flow rate ,ft3/s

ρ = fluid density , lb/ft3

W gas = 631,3105 kg/jam

= 0,3858 lb/s

ρ = 825,5105 kg/m3

= 51,5348 lb/ft3

qf = 0,0075 ft3/s

Diopt = 0,7195 in

IV.9 Cooler (C-01)

Fungsi : Mendinginkan produk keluaran subcooler condensor parsial

Jenis : Double pipe

Kondisi operasi :

P = 1 atm = 14,696 psi

A. Fluida dingin adalah air pendingin

t1 = 28 °C = 82,4 °F

t2 = 48 °C = 118,4 °F

Laju alir = kg/jam = 1992,4996 lb/jam

B. Fluida panas adalah larutan yang akan didinginkan

T1 = 100 °C = 212 °F

T2 = 30 °C = 86 °F

Laju alir = 441,9173 kg/jam = 974,2661 lb/jam

Panas yang dipertukarkan ( Q ) = 75682,3628 kJ/jam

= 71730,0377 Btu/jam

Menentukan Logarithmic Mean Temperature Difference ( LMTD )

LMTD =

12

21

1221

tT

tTln

tTtT , satuan dalam °F

(Sumber : Pers.(5.14), Kern, hal 89)

LMTD =

4,8286

4,118212ln

4,82864,118212

= 27,6235 °F

R =

12

21

tt

TT

=

4,824,118

86212

= 3,5 °F

S =

11

12

tT

tt

=

4,82212

4,824,118

= 0,2778 °F

Dari Fig.19 Kern (hal 829), untuk harga R dan S diperoleh 1 - 2 exchanger dan

FT’ = 0,9 maka :

t = FT’ LMTD

= 0,9 27,6235 °F

= 24,8611 °F

Menentukan Temperatur Kalorik

Tc = 2

TT 21 (Sumber : Pers. (5.28), Kern, hal 95-96)

= 2

86212

= 149 °F

tc = 2

tt 21

= 2

4,1184,82

= 100,4 °F

Menentukan Luas Permukaan Transfer Panas (A)

Fluida panas : Medium organics

Fluida dingin : Air pendingin

Dari Tabel 8 Kern, hal 840, diperoleh :

UD = 50 – 125 Btu/jam.ft2.°F

Diambil :

UD = 70 Btu / jam.ft2.°F

A = tU

Q

D

Dimana :

A = Luas Permukaan Transfer Panas (ft2)

Q = Panas yang dipertukarkan (Btu/jam)

= 71730,0377 Btu/jam

Δt = 24,8611 °F

A = 24,8611 70

71730,0377

= 41,2175 ft2

Jenis alat penukar panas yang disarankan adalah : Double Pipe Exchanger


Menentukan Dimensi Double Pipe

Dari Kern, hal 103, diperoleh informasi :

“Double Pipe Exchangers are usually asembled in : 12, 15, 20 Effective lengths”

Dipilih :

Panjang pipa (L) = 20 ft

Dari Tabel 6.2 Kern (hal 110), diperoleh :

Exchanger, IPS = 2 in 1,25 in

Flow Area Annulus 1,19 in

2

Pipe 1,5 in2

Annulus De 0,915 in

De' 0,4 in

Dari Tabel 11 Kern, hal 844 diperoleh :

Nominal

pipe size, IPS, in. OD, in

Schedule

No. ID, in

Flow Area per pipe,

in2

Surface per lin ft,

ft2/ft

Outside Inside

1,25 1,66 40 1,380 1,5 0,435 0,362

2 2,38 40 2,067 3,35 0,622 0,542

Sehingga, diketahui :

Annulus:

IPSa = 2 in

ODa = 2.38 in

IDa = 2.067 in

a'ta = 3.35 in2

aoa = 0.622 ft2/ft

aia = 0.542 ft2/ft

Pipe:

IPSp = 1.25 in

ODp = 1.66 in

IDp = 1.38 in

a'tp = 1.5 in2

aop = 0.435 ft2/ft

aip = 0.362 ft2/ft

Menentukan Koefisien Transfer Panas

Inner Pipe : Steam

Alasan : Laju alir massa steam lebih besar dibandingkan dengan laju alir

larutan sehingga dipilih didalam pipe. (Sumber : Kern, hal

113)

Flow Area :

αp = 4

Dπ 2 (Sumber : Kern, hal 111)

Dimana :

D = IDp

= 2,067 in = 0,17225 ft

αp = 4

0,172257

22 2

= 0,0233 ft2

Mass Velocity (Gp) :

Gp = pαn

w


Dimana :

w = 2.846,4281 lb/jam


= 1

αp = 0,0233 ft2

Gp = 0233,0 1

2.846,4281

= 122.100,4048 lb/jam. ft2

Bilangan Reynold (Rep) :

Rep = μ

GD p (Sumber : Kern, hal 111)

Temperatur = 100,4 °F

μ = 0,6922 cp

= 1,6745 lb/ft.jam

Dimana :

D = IDp

= 1,38 in = 0,115 ft

Gp = 191751,1229 lb/jam. ft2

Rep = 1,6747

9191751,122115,0

= 13168,9203

Koefisien Transfer Panas (hio) :

Rep = 12.560,03205


jH = 48

Pada temperatur 100,4 °F diperoleh :

c = Specific heat

= 0,9992 Btu/lb. °F


= 0,3599 Btu/ft.jam. °F

D = IDp

= 2,067 in = 00,17225 ft

hi = P

1/3

H φk

μc

D

kj


Dimana :

p =

0,14

wμ

μ


hi = 10,1723

1,67451,6690

0,115

0,359948

1/3

= 167,3856 Btu/jam.ft2. °F

P

hio

=

OD

IDhi

p

, karena p = 1, maka :

hio = OD

IDhi


Dimana:

ID = IDp

= 2,067 in = 00,17225 ft

OD = ODp

= 2,38 in = 0,198 ft

hio = 2,38

2,067 167,3856

= 145,3723 Btu/jam.ft2. °F

Annulus : Larutan bahan

Alasan : Laju alir massa larutan lebih kecil dibandingkan dengan laju alir

massa steam sehingga dipilih didalam annulus. (Sumber : Kern,

hal 113)

Flow Area :

αa =

4

DDπ2

1

2

2 (Sumber : Kern, hal 111)

Dimana:

D2 = IDa

= 2,067 in = 0,1723 ft

D1 = ODp

= 1,66 in = 0,1383 ft

αa =

4

1383,00,17237

22 22

= 0,0083 ft2

Diameter Equivalen (De) :

De =

1

2

1

2

2

D

DD


Dimana :

D2 = IDa

= 3,068 in = 0,2557 ft

D1 = ODp

= 2,38 in = 0,1983 ft

De =

0,2557

0,19830,2557 22

= 0,1312 ft

Mass Velocity (Ga) :

Ga = aαn

w


Dimana :

w = 1.391,8087 lb/jam

αa = 0,0205 ft2


= 1

Ga = 0,0205 1

1.391,8087

= 68.053,7150 lb/jam. ft2

Bilangan Reynold (Rea) :

Rea = μ

GD a (Sumber : Kern, hal 112)

Temperatur = 149 °F

μ = 0,2951 cp

= 0,7052 lb/ft.jam

Dimana :

D = De

= 0,1312 ft

Ga = 68.053,7150 lb/jam. ft2

Rea = 0,7052

68053,71500,1312 = 12.665,6249

Koefisien Transfer Panas (ho) :

Rea = 12.665,6249


jH = 42

Pada temperatur 149 °F diperoleh :

c = Specific heat

= 1,3207 Btu/lb. °F


= 0,1313 Btu/ft.jam. °F

D = De

= 0,0761 ft

ho = a

1/3

H φk

μc

De

kj


Dimana :

a =

0,14

wμ

μ


ho = 10,1313

0,70521,3207

0,1312

0,131342

1/3

= 80,7341 Btu/jam.ft2. °F

Menentukan Clean Overall Coefficient ( UC)

UC = hohio

hohio


Dimana :

hio = 145,3722 Btu/jam.ft2. °F

ho = 80,7341 Btu/jam.ft2. °F

UC = 80,7341145,3722

80,7341145,3722

= 51,907 Btu/jam.ft2. °F

Menentukan Design Overall Coefficient ( UD )

Dari tabel 12 Kern, hal 845 diperoleh :

Rd organic liquid = 0,001

Rd water = 0,001

Rd total = 0,001 + 0,001

= 0,002

DU

1 =

d

C

RU

1 (Sumber : Pers. (6.10), Kern, hal 107)

UD = d

Cd

C R1UR

U

=

002,0180,7341002,0

80,7341

= 47,0251 Btu/jam.ft2. °F

Menentukan Luas Permukaan Transfer Panas (A)

A = ΔtU

Q

D

Dimana :

Q = 71730,0377 Btu/jam

UD = 71,5065 Btu/jam.ft2. °F

Δt = 24,8611 °F

A = 71,506524,8611

71730,0377

= 40,3492 ft2

Menentukan Koreksi Luas Transfer Panas

Dari tabel 11 Kern, hal 844, untuk ukuran nominal pipa = 1,25 inch diperoleh :

aop = 0,622 ft2/ft

Maka,

Panjang pipa yang diperlukan = 0,622

87,6499

= 140,9164 ft

Maka luas permukaan = Panjang total aop

= 140,9164 ft 0,622 ft2/ft

= 87,6499854 ft2

Rd = DC

DC

UU

UU


Dimana :

UC = 51,9070 Btu/jam.ft2. °F

UD = 47,0251 Btu/jam.ft2. °F

Rd = 47,0251 51,9070

47,0251 51,9070

= 0,0020

Dimana :

Rd min = 0,002

Maka, spesifikasi memenuhi syarat

Menentukan Presure Drop

Inner pipe

Rep = 12.560,03205

f = 0,00851

Fp = Dρg2

LGf42

P

2

P


Dimana :

f = 0,00851

Gp = 12.2100,4048 lb/jam. ft2

Lp = 140,9163 ft

g = 4,18 108

D = IDp

42.0Re

264.00035.0

p

f

= 0,172 ft


= 62,4283 lb/ft3

Fp = 115,062,42831018,42

92,75679191751,1220,00841428

2

= 0,3063 ft

Pp = ρΔFP

= 3ft

lb62,4283ft 0,3063

= 19,1218 2ft

lb

= 19,1218 2ft

lb

2

inch 12

ft 1

= 0,1328 2in

lb

= 0,1328 psi

Allowable ΔPp = 10 psi

Maka, spesifikasi memenuhi syarat

Annulus

De' = (D2 – D1) (Sumber : Pers. (6.4), Kern, hal 105)

Dimana :

D2 = IDa

= 0,1723 ft

D1 = ODp

= 0,1383 ft

De' = (0,1723 – 0,1383)

= 0,0339 ft

Re'a = μ

GDe a

'

Dimana :

Ga = 117712,2370 lb/jam. ft2

μ = 0,7052 lb/ft.jam

Re'a = 0,7052

0117712,2370,0339

= 5661,6397

f = 0,0105

Fa = Dρg2

LGf42

a

2

a


Dimana :

f = 0,0105

Ga = 117712,2370 lb/jam. ft2

La = 64,8701 ft

g = 4,18 108

D = De'

= 0,0339 ft


= 49,82 lb/ft3

Fa = 0,033949,821018,42

64,87010117712,2370,0105428

2

= 0,5366 ft

V = ρ3600

Ga

= 82,493600

0117712,237

= 0,6563 fps

42.0Re

264.00035.0

p

f

Fl = n '

2

g2

V

Dimana :

n = Jumlah hairpin

= 3

g’ = 32,20 ft/dt

2

V = 0,6563 fps

ΔFl = 3 2,232

0,65632

= 0,0201 ft

Pa = (Fa - ΔFl)

Pa = (0,5366 - 0,0201) 49,82

= 4,1904 lb/ft2

= 25,7320 lb/ft2

2

inch 12

ft 1

= 0,1787 lb/in2

= 0,1787 psi

Allowable ΔPp = 10 psi Maka, spesifikasi memenuhi syarat

IV.10 Subcooler Condensor

Fungsi : Mendinginkan dan mengembunkan air setelah subcooler

kondensor parsial

Tipe : Horizontal Condenser.

Jenis : Shell and Tube Heat Exchanger


Fluida dingin

t1 = 28 °C = 82,4 °F

t2 = 48 °C = 118,4 °F

Fluida panas

T1 = 100 °C = 212 °F

T2 = 30 °C = 86 °F


= 7447,7288 lb/jam

Kebutuhan panas yg diserap(Q) = 8859948,658 kJ/jam

= 8402775,3072 Btu/jam

kebutuhan air pendinggin (Wt) = 105803,0649 kg

= 233255,5529 lb

Menetukan True Temperatur Difference (Δttrue):

LMTD = 27,6235 °F

LMTD Correction Factor (FT)

R = ( ) ( )1221 t-t/T-T = 3,5

S = ( ) ( )1112 t-T/t-t = 0,2778

Untuk 2 pass Shell dan 4 pass Tube dari Fig.19 Kern hal 829, nilai R dan S diatas

diperoleh nilai FT = 0,9

Koreksi LMTD = LMTD x FT = 24,8611 °F

Spesifikasi :

[Pers. 14.34,

Brownell & Young]

Dimana :

tm = tebal tube minimum (in)

Pdesign = Tekanan desain dalam tubes = 120% (faktor keamanan 20 %)

= 17,6352 psi

ODt = Diameter luar tubes, direncanakan = 0,75 in

F = Maximum allowable stress

1 2

21

1 221

t-T

t-Tln

) t-(T - )t-(T= LMTD

82,4 -86

118,4-212ln

82,4) -(86 - 118,4)-(212= LMTD

CPEf

ODPt

design

tdesign

m )6,0(-).(

)2/(

= 17900 psia

E = welded joint efficiency = 0,8

C = faktor korosi yang diijinkan untuk umur alat 10 tahun

= 0,125 in

Maka; tm = 0,1259 in

SHELL SIDE

( air & asam laktat )

TUBE SIDE

( steam )


L = 18 ft, ao = 0,1963 ft2/in ft

Nt = L.a o

= 915,1197 tubes


ODt = 0,75 in

Pt = 0,9275 in triangular pitch

n = 2 - pass

Nt = 938 tubes

IDs = 33 in

A = Nt . ao . L

= 3314,3292 ft2

UD = LMTD

Qc

.

= 64 Btu/jam.ft2.oF

inpsiaxxpsia

inpsiatm 125,0

)6352,176,0(-)8,017900(

)75,0(6352,17

Menentukan Tw

Tw = )tT()h()h(

ht cc

sotio

soc

diambil h = 200 maka:

Tw = 121,66 °F

Menentukan Tf :

Tf = 135,333 oF

Maka :

sgf = 1

μf = 1 cp = 2,42 lb/ft.hr

kf = 0,2562 Btu/ft².jam(ºF/ft

Menentukan ho :

dari fig. 12,9 Kern hal 267

ho = 200

Menetukan Clean Overall Coefficient,

Uc kondensasi:

Uc = hio x ho

hio + ho

= 112,4854 Btu/ft².jam(ºF/ft)

Luas permukaan yang dibutuhkan

untuk kondensasi

dimana :

Qc = 5.190.490,3826 kJ/jam

= 4.922.661,0789 Btu/jam

Flow area, at

n (jumlah passed) = 2

Nt (jumlah tubes) = 938

a’t (flow area) = 0,1820 in 2

at = n.144

'a.Nt t ;ft2

= 0,5928 [Pers. 7.48, Kern]

Laju alir massa, Gt

t

tt

a

WG

= 275453,4989 lb/jam.ft2

Menentukan nilai V :

V = 1,2242 ft/ dt

Menentukan koefisien

perpindahan pipa lapisan

dalam, hi:

Fig 25 kern hal 835

hi = 393,7094 Btu/jam.ft2.oF

hio = hi x ID/OD

= 253,0239 Btu/jam.ft2.oF


Coefficient, Uc :

Uc = 77,1503 Btu/ft².jam(ºF/ft)

)(2

1 T f wc TT

tx U

Q A

c

c

c

3600

tGV

tA

QUc

Ac = 1760,2836 ft²


Luas permukaanyangdibutuhkan

untuk subcooling :

Q pendingin (air) = 6.201.964,0606 kJ/jam

= 5.881.942,7151 Btu/jam

Submergence = 83,6911 %

As = 1473,2003 ft²

Total Luas area yang dibutuhkan :

Ac = 3233,4839 ft²


Coefficient Design, UD :

Total Luas permukaan = 1582,4113 ft²

=22

Dirt Factors, Rd

Rd = DC

DC

U.U


[Pers. 6.13, Kern]

Rd 0,003 (rancangan memenuhi)

tA

QU D

Perubahan Tekanan (Pressure Drop

Flow area, as

IDs = 33 in

B (1/4IDs), = 8,25 in


c' : c' = Pt – ODt = 0,1775 in

144.P

B'.C.IDa

t

SS [Pers. 7.1, Kern]

as = 0,3650 ft2

Laju alir massa Gs

s

s

sa

WG [Pers. 7.2, Kern]

Gs = 20403,7660 lb/jam.ft2


untuk ODt (3/4)”

De = 0,55 in = 0,0458 ft [Fig. 28, Kern]

Tc = 1/2(T1+T2) = 149

oF

µ = 0,4337 cp

= 1,0495 lb/ft,hr

Se

s

G.DRe [Pers. 7.3, Kern]

sRe = 1992,6928

f = 0,0035 [Fig. 29, Kern]

N+1 = 12 x L/B = 26,1818 ft

De = IDs

/12 = 2,7500 ft

Sg = 1

se

ssS

SgDx

NIDGfP

...1022,5

)1.(..10

2


ID = 0,4820 in = 0,0402 ft

tc = 1/2(t1+t2) = 100,4

oF

µ = 1,6751 lb/ft, jam [Fig. 14,

Kern]

tt

t

GIDRe

tRe = 8002,6854

f = 0,00032 (pada Ret ) [Fig. 26,

Kern]

Sg = 1

tw = 121,666 oF


t = (µ/µw) 0.14

= 1,1665

tt

t

tSgIDx

nLGfP

...1022,5

...10

2

[Pers. 7.45,

Kern]

∆Pt = 0,3574 psi

Gt = 275453,4989 lb/jam.ft2,

144

5.62

'2

2

g

v 0,01[Fig. 27, Kern]

144

5.62

'2

4 2

g

v

s

nPr [Pers. 7.46,

Kern]

= 0,1250 psi

Maka; ∆PT (∆Pt+∆Pr) = 0,3083 psi


memenuhi)

∆PS = 0.0221 psi [Pers. 7.52, Kern]

∆PS < 10 psi ( Maka Rancangan memenuhi)

IV. 11 Pompa (P-01)



Data :


3


= 112069,6753 lb/jam


= 0,0008 lb/ft.dt


Kecepatan volumetrik = Qf = G/ρ

= (112069,6753lb/jam)/( 102,853 lb/ft3)

= 1089,6117 ft3/jam

Dopt = 3,9 x Qf0,45

x ρ 0.13

(Prs.15. Peters, hlm 525)

Qf : laju alir volumetrik = 1089,6117 ft3/jam

= 0,3027 ft3/det

ρ : densitas: 102,8529 lb/ft3

Dopt = 3,9 x (0,3027 ft3/det)

0,45 x (102,853 lb/ft

3)

0.13

= 4,1600 in







2

Penentuan Velocity head

Kecepatan alir masuk, V2

V2 = Qf/a = 0,3027 ft3/det / 0,2007 ft

2

= 1,5082 ft/dtk

Velocity head = ΔV2 = (V2

2-V1

2)

2xgc 2xgc

= ((1,5082 ft/dtk) 2- 0)

2 x 32,174 ft.lbm/dtk2lbf

= 0,0353 ft lbf/lbm

Penentuan bilangan Reynold

Re = ρ x D x V/μ

ρ = densitas = 102,8529 lb/ft3

μ = viskositas = 0,0008 lb / ft dtk

D = ID pipa = 6,065 in = 0,5054 ft

V = V2 = 1,5082 ft/dtk

Re = 102,8529 lb/ft3 x 0,5054 ft x 1,5082 ft/dtk

0,0008 lb / ft dtk

= 94556,2602

Penentuan tenaga yang hilang karena friksi

Dari fig.126, Brown, hal 141, untuk commercial steel ( = 0,00015)

Dengan ID = 6,0650 in, diperoleh /D = 0,0003

Dari fig.125, Brown, hal 140, untuk Re = 94556,2602 dan /D = 0,0003

diperoleh : f = 0,02

Asumsi panjang pipa lurus ( L ) = 4 m =13,1240 ft

Standard Elbow 90 yang digunakan : 3 buah

Gate valve yang digunakan : 1 buah

Globe valve yang digunakan : 2 buah

Dari fig.127, Brown, hal 141, diperoleh panjang ekuivalen (Le):

Standard elbow 90 = 12 ft

Gate valve = 60 ft

Globe valve = 1,3 ft

Maka total panjang pipa = Lt = L + Le = 111,7240 ft

Tenaga yang hilang karena friksi (F)

F = 2 x f x Lt x V22

gc x ID

F = 0,02 x 111,7240 ft x(1,5082 ft/dtk)2

2 x 32,174 ft.lbm/dtk2lbf x 0,5054 ft

= 0,1563 ft.lbf/lbm

Penentuan pressure head

P1 = 1 atm= 14,7 lbf/in2

P2 = 1 atm = 14,7 lbf/in2

ΔP = 0

Maka pressure head = 0

Penentuan daya pompa

Beda ketinggian

Diasumsikan Z = 1,5 m = 4,9215 ft

g x ΔZ = 32,174 ft. /dtk2 x 4,9215 ft = 4,9215 ft lbf/lbm

gc 32,174 ft.lbm/dtk2lbf

Kerja Pompa

Dengan hukum Bernoulli (Pers.10 Peters, hal 486), didapatkan kerja pompa :

W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F

ρ 2 gc gc

= 0 + 0,0353 + 4,9215 + 1,563

= 5,1131 ft lbf/lbm

Daya Pompa

P = G x W


= 573027,9896 ft lbf/jam


= 0.2894 Hp

Q = 1089,6117 ft3/jam = 134,9394 gpm




= 0.2894 Hp/0.5

= 0,5788 Hp







IV. 11.1 Pompa (P-02)

Fungsi : Memompa larutan dari CF-01 ke TP-01


Data :


3


= 87414,3467 lb/jam


= 0,0008 lb/ft.dt



= (87414,3467 lb/jam)/( 73,3867 lb/ft3)

= 1191,1467 ft3/jam

Dopt = 3,9 x Qf0,45

x ρ 0.13



= 0,3309 ft3/det


Dopt = 3,9 x (0,3309 ft3/det)

0,45 x (73,3867 lb/ft

3)

0.13

= 4,1442 in







2



V2 = Qf/a = 0,3309 ft3/det / 0,882 ft

2

= 3,7519 ft/dtk


2-V1

2)

2xgc 2xgc

= ((3,7519 ft/dtk) 2- 0)


= 0,2188 ft lbf/lbm


Re = ρ x D x V/μ



D = ID pipa = 4,026 in = 0,3355 ft

V = V2 = 3,7519 ft/dtk


0,0008 lb / ft dtk

= 111409,4363












Gate valve = 60 ft




F = f x Lt x V22

2 x gc x ID

F = 0,022 x 105,4100 ft x(3,7519 ft/dtk)2


= 1,5121 ft.lbf/lbm


P1 = 1 atm= 14,7 lbf/in2

P2 = 1 atm = 14,7 lbf/in2

ΔP = 0



Beda ketinggian




Kerja Pompa


W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F

ρ 2 gc gc

= 0 + 0,2188 + 21,3265 + 1,5121

= 23,0574 ft lbf/lbm

Daya Pompa

P = G x W


= 2015547,6615 ft lbf/jam


= 1,0180 Hp

Q = 1191,1467 ft3/jam = 147,5137 gpm




= 1,0180 Hp/0.4

= 2,5449 Hp







IV. 11.2 Pompa (P-03)

Fungsi : Memompa larutan dari TP-01 ke FR-01


Data :


3


= 247487,1997 lb/jam


= 0,001 lb/ft.dt



= (247487,1997 lb/jam)/( 66,3109 lb/ft3)

= 3732,2236 ft3/jam

Dopt = 3,9 x Qf0,45

x ρ 0.13



= 1,0367 ft3/det


Dopt = 3,9 x (1,0367 ft3/det)

0,45 x (66,3109 lb/ft

3)

0.13

= 6,8379 in







2



V2 = Qf/a = 1,0367 ft3/det / 0,3472 ft

2

= 2,9860 ft/dtk


2-V1

2)

2xgc 2xgc

= ((2,9860 ft/dtk) 2- 0)


= 0,1386 ft lbf/lbm


Re = ρ x D x V/μ



D = ID pipa = 7,981 in = 0,6651 ft

V = V2 = 2,9860 ft/dtk

Re = 66,3109 lb/ft3 x 0,6651 ft x2,9860 ft/dtk

0,0010 lb / ft dtk

= 129874,9701












Gate valve = 60 ft




F = f x Lt x V22

2 x gc x ID

F = 0,018 x 105,4100 ft x(2,9860 ft/dtk)2


= 0,3953 ft.lbf/lbm


P1 = 1 atm= 14,7 lbf/in2

P2 = 1 atm = 14,7 lbf/in2

ΔP = 0



Beda ketinggian




Kerja Pompa


W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F

ρ 2 gc gc

= 0 + 0,1386 + 21,3265 + 0,3953


Daya Pompa

P = G x W


= 5410160,1641 ft lbf/jam


= 2,7324 Hp

Q = 3732,2236 ft3/jam = 462,2050 gpm




= 2,7324 Hp/0.52

= 5,2546 Hp







IV. 11.3 Pompa (P-04)

Fungsi : Memompa larutan dari FR-01 ke TI-01


Data :


3


= 267434,6680 lb/jam


= 0,001 lb/ft.dt



= (267434,6680 lb/jam)/( 66,2266 lb/ft3)

= 4038,1768 ft3/jam

Dopt = 3,9 x Qf0,45

x ρ 0.13



= 1,1217 ft3/det


Dopt = 3,9 x (1,1217 ft3/det)

0,45 x (66,2266 lb/ft

3)

0.13

= 7,0835 in







2



V2 = Qf/a = 1,1217 ft3/det / 0,3472 ft

2

= 3,2307 ft/dtk


2-V1

2)

2xgc 2xgc

= ((3,2307 ft/dtk) 2- 0)


= 0,1622 ft lbf/lbm


Re = ρ x D x V/μ



D = ID pipa = 7,981 in = 0,6651 ft

V = V2 = 3,2307 ft/dtk


0,0010 lb / ft dtk

= 139794,8793




Dari fig.125, Brown, hal 140, untuk Re = 139794,8793dan /D = 0,0002








Gate valve = 60 ft


Maka total panjang pipa = Lt = L + Le = 139794,8793ft


F = f x Lt x V22

2 x gc x ID

F = 0,019 x 139794,8793ft x(3,2307 ft/dtk)2


= 0,4581 ft.lbf/lbm


P1 = 1 atm= 14,7 lbf/in2

P2 = 1 atm = 14,7 lbf/in2

ΔP = 0



Beda ketinggian




Kerja Pompa


W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F

ρ 2 gc gc

= 0 + 0,1622 + 18,0455 + 0,4581


Daya Pompa

P = G x W


= 4991876,6316 ft lbf/jam


= 2,5211Hp

Q = 4038,1768 ft3/jam = 500,0948 gpm




= 2,5211Hp/0.52

= 4,8484 Hp







IV. 11.4 Pompa (P-05)

Fungsi : Memompa larutan dari TI-01 ke CF-02


Data :


3


= 11143,1112 lb/jam


= 0,001 lb/ft.dt



= (11143,1112 lb/jam)/( 66,2266 lb/ft3)

= 168,2574 ft3/jam

Dopt = 3,9 x Qf0,45

x ρ 0.13



= 0,0457 ft3/det


Dopt = 3,9 x (0,0457 ft3/det)

0,45 x (66,2266 lb/ft

3)

0.13

= 1,6949 in







2



V2 = Qf/a = 0,0457 ft3/det / 0,0233 ft

2

= 2,0092 ft/dtk


2-V1

2)

2xgc 2xgc

= ((2,0092 ft/dtk) 2- 0)


= 0,0627 ft lbf/lbm


Re = ρ x D x V/μ



D = ID pipa = 2,067 in = 0,1722 ft

V = V2 = 2,0092ft/dtk


0,0010 lb / ft dtk

= 22515,8520






Asumsi panjang pipa lurus ( L ) = 5 m = 16,4050 ft






Gate valve = 60 ft




F = f x Lt x V22

2 x gc x ID

F = 0,028 x 89,0050 ft x(2,0092 ft/dtk)2


= 0,9077 ft.lbf/lbm


P1 = 1 atm= 14,7 lbf/in2

P2 = 1 atm = 14,7 lbf/in2

ΔP = 0



Beda ketinggian




Kerja Pompa


W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F

ρ 2 gc gc

= 0 + 0,0627 + 4,9215 + 0,9077

= 5,8919 ft lbf/lbm

Daya Pompa

P = G x W


= 65654,1742 ft lbf/jam


= 0,0332 Hp

Q = 168,2574 ft3/jam = 20,8373 gpm




= 0,0332 Hp/0.3

= 0,1105 Hp







IV. 11.5 Pompa (P-06)

Fungsi : Memompa larutan dari CF-02 ke TA-01


Data :


3


= 10658,4487 lb/jam


= 0,001 lb/ft.dt



= (10658,4487 lb/jam)/( 64,1462 lb/ft3)

= 166,1588 ft3/jam

Dopt = 3,9 x Qf0,45

x ρ 0.13



= 0,0462 ft3/det


Dopt = 3,9 x (0,0462 ft3/det)

0,45 x (64,1462 lb/ft

3)

0.13

= 1,6784 in







2



V2 = Qf/a = 0,0462 ft3/det / 0,0233 ft

2

= 1,9841 ft/dtk


2-V1

2)

2xgc 2xgc

= ((1,9841 ft/dtk) 2- 0)


= 0,0612 ft lbf/lbm


Re = ρ x D x V/μ



D = ID pipa = 2,067 in = 0,1722 ft

V = V2 = 1,9841 ft/dtk


0,0010 lb / ft dtk

= 21536,5395












Gate valve = 60 ft




F = f x Lt x V22

2 x gc x ID

F = 0,04 x 91,5050 ft x(1,9841 ft/dtk)2


= 1,3001 ft.lbf/lbm


P1 = 1 atm= 14,7 lbf/in2

P2 = 1 atm = 14,7 lbf/in2

ΔP = 0



Beda ketinggian




Kerja Pompa


W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F

ρ 2 gc gc

= 0 + 0,0612 + 8,2025 + 1,3001

= 9,5637 ft lbf/lbm

Daya Pompa

P = G x W


= 101934,5184 ft lbf/jam


= 0,0515 Hp

Q = 166,1588 ft3/jam = 20,5774 gpm




= 0,0515 Hp/0.2

= 0,2574 Hp







IV. 11.6 Pompa (P-07)

Fungsi : Memompa larutan dari TA-01 ke TS-01


Data :


3


= 11277,1667 lb/jam


= 0,0011 lb/ft.dt



= (11277,1667 lb/jam)/( 69,7167 lb/ft3)

= 161,7570 ft3/jam

Dopt = 3,9 x Qf0,45

x ρ 0.13



= 0,0449 ft3/det


Dopt = 3,9 x (0,0449 ft3/det)

0,45 x (69,7167 lb/ft

3)

0.13

= 1,6763 in







2



V2 = Qf/a = 0,0449 ft3/det / 0,0233 ft

2

= 1,9316 ft/dtk


2-V1

2)

2xgc 2xgc

= ((1,9316 ft/dtk) 2- 0)


= 0,0580 ft lbf/lbm


Re = ρ x D x V/μ



D = ID pipa = 2,067 in = 0,1722 ft

V = V2 = 1,9316 ft/dtk


0,0010 lb / ft dtk

= 21152,0175












Gate valve = 60 ft




F = f x Lt x V22

2 x gc x ID

F = 0,04 x 89,0050 ft x(1,9316 ft/dtk)2


= 1,1984 ft.lbf/lbm


P1 = 1 atm= 14,7 lbf/in2

P2 = 1 atm = 14,7 lbf/in2

ΔP = 0



Beda ketinggian

Diasumsikan Z = 3 m = 9,8430 ft



Kerja Pompa


W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F

ρ 2 gc gc

= 0 + 0,0580 + 9,8430 + 1,1984


Daya Pompa

P = G x W


= 125169,7998 ft lbf/jam


= 0,0632 Hp

Q = 161,7570 ft3/jam = 20,0323gpm




= 0,0632 Hp/0.2

= 0,3161 Hp







IV. 11.7 Pompa (P-08)

Fungsi : Memompa larutan dari TS-01 ke EV-01


Data :


3


= 4770,6101 lb/jam


= 0,001 lb/ft.dt



= (4770,6101 lb/jam)/( 63,8526 lb/ft3)

= 74,7128 ft3/jam

Dopt = 3,9 x Qf0,45

x ρ 0.13


Qf : laju alir volumetrik = 74,7128ft3/jam

= 0,0208 ft3/det


Dopt = 3,9 x (0,0208 ft3/det)

0,45 x (63,8526 lb/ft

3)

0.13

= 1,1707 in







2



V2 = Qf/a = 0,0208 ft3/det / 0,0104 ft

2

= 1,9925ft/dtk


2-V1

2)

2xgc 2xgc

= ((1,9925 ft/dtk) 2- 0)


= 0,0617 ft lbf/lbm


Re = ρ x D x V/μ



D = ID pipa = 1,308 in = 0,1090 ft

V = V2 = 1,9925 ft/dtk


0,0010 lb / ft dtk

= 13557,9884












Gate valve = 60 ft




F = f x Lt x V22

2 x gc x ID

F = 0,045 x 89,0050 ft x(1,9925 ft/dtk)2


= 2,2671 ft.lbf/lbm


P1 = 1 atm= 14,7 lbf/in2

P2 = 1 atm = 14,7 lbf/in2

ΔP = 0



Beda ketinggian




Kerja Pompa


W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F

ρ 2 gc gc

= 0 + 0,0617 + 3,2810 + 2,2671

= 5,6098 ft lbf/lbm

Daya Pompa

P = G x W


= 26762,0281ft lbf/jam


= 0,0135 Hp

Q = 74,7128 ft3/jam = 9,2526 gpm




= 0,0135 Hp/0.2

= 0,0676 Hp







IV. 11.8 Pompa (P-09)

Fungsi : Memompa larutan dari SCK-01 ke C-01


Data :


3


= 1392,0396 lb/jam


= 0,0009 lb/ft.dt



= (1392,0396 lb/jam)/( 72,4389 lb/ft3)

= 19,2167 ft3/jam

Dopt = 3,9 x Qf0,45

x ρ 0.13



= 0,0053 ft3/det


Dopt = 3,9 x (0,0053 ft3/det)

0,45 x (72,4389 lb/ft

3)

0.13

= 0,6459 in







2



V2 = Qf/a = 0,0053 ft3/det / 0,0037 ft

2

= 1,4395 ft/dtk


2-V1

2)

2xgc 2xgc

= ((1,4395 ft/dtk) 2- 0)


= 0,0322 ft lbf/lbm


Re = ρ x D x V/μ



D = ID pipa = 0,824 in = 0,0687 ft

V = V2 = 1,4395 ft/dtk

Re = 72,4389 lb/ft3 x 0,0687 ft 1,4395 ft/dtk

0,0009 lb / ft dtk

= 7589,0896












Gate valve = 60 ft




F = f x Lt x V22

2 x gc x ID

F = 0,068 x 86,5050 ft x(1,4395 ft/dtk)2


= 2,7589 ft.lbf/lbm


P1 = 1 atm= 14,7 lbf/in2

P2 = 1 atm = 14,7 lbf/in2

ΔP = 0



Beda ketinggian




Kerja Pompa


W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F

ρ 2 gc gc

= 0 + 0,0322 + 3,2810 + 2,7589

= 6,0721 ft lbf/lbm

Daya Pompa

P = G x W


= 8452,6323 ft lbf/jam


= 0,0043 Hp

Q = 19,2167 ft3/jam = 2,3798 gpm




= 0,0043 Hp/0.2

= 0,0213 Hp







IV. 11.9 Pompa (P-10)

Fungsi : Memompa larutan dari C-01 ke T-07


Data :


3


= 1392,0396 lb/jam


= 0,0009 lb/ft.dt



= (1392,0396 lb/jam)/( 72,4389 lb/ft3)

= 19,2167 ft3/jam

Dopt = 3,9 x Qf0,45

x ρ 0.13



= 0,0053 ft3/det


Dopt = 3,9 x (0,0053 ft3/det)

0,45 x (72,4389 lb/ft

3)

0.13

= 0,6459 in







2



V2 = Qf/a = 0,0053 ft3/det / 0,0037 ft

2

= 1,4395 ft/dtk


2-V1

2)

2xgc 2xgc

= ((1,4395 ft/dtk) 2- 0)


= 0,0322 ft lbf/lbm


Re = ρ x D x V/μ



D = ID pipa = 0,824 in = 0,0687 ft

V = V2 = 1,4395 ft/dtk

Re = 72,4389 lb/ft3 x 0,0687 ft 1,4395 ft/dtk

0,0009 lb / ft dtk

= 7589,0896












Gate valve = 60 ft




F = f x Lt x V22

2 x gc x ID

F = 0,068 x 105,4100 ft x(1,4395 ft/dtk)2


= 3,3619 ft.lbf/lbm


P1 = 1 atm= 14,7 lbf/in2

P2 = 1 atm = 14,7 lbf/in2

ΔP = 0



Beda ketinggian




Kerja Pompa


W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F

ρ 2 gc gc

= 0 + 0,0322 + 21,3265 + 3,3619


Daya Pompa

P = G x W


= 34411,9994 ft lbf/jam


= 0,0174 Hp

Q = 19,2167 ft3/jam = 2,3798 gpm




= 0,0174 Hp/0.2

= 0,0869 Hp







IV. 11.10 Pompa (P-11)

Fungsi : Memompa larutan dari SCK-02 ke T-02


Data :


3


= 7449,0125 lb/jam


= 0,001 lb/ft.dt



= (7449,0125 lb/jam)/( 62,4469 lb/ft3)

= 119,2855 ft3/jam

Dopt = 3,9 x Qf0,45

x ρ 0.13



= 0,0331 ft3/det


Dopt = 3,9 x (0,0331 ft3/det)

0,45 x (62,4469 lb/ft

3)

0.13

= 1,4408 in







2



V2 = Qf/a = 0,0331 ft3/det / 0,0233 ft

2

= 1,4244 ft/dtk


2-V1

2)

2xgc 2xgc

= ((1,4244 ft/dtk) 2- 0)


= 0,0315 ft lbf/lbm


Re = ρ x D x V/μ



D = ID pipa = 2,067 in = 0,1722 ft

V = V2 = 1,4244 ft/dtk

Re = 62,4469 lb/ft3 x 0,1722 ft 1,4244 ft/dtk

0,001 lb / ft dtk

= 13271,3894












Gate valve = 60 ft




F = f x Lt x V22

2 x gc x ID

F = 0,056 x 138,2200 ft x(1,4244 ft/dtk)2


= 1,4169 ft.lbf/lbm


P1 = 1 atm= 14,7 lbf/in2

P2 = 1 atm = 14,7 lbf/in2

ΔP = 0



Beda ketinggian




Kerja Pompa


W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F

ρ 2 gc gc

= 0 + 0,0315 + 14,7649 + 1,4169


Daya Pompa

P = G x W


= 120770,4277 ft lbf/jam


= 0,0610 Hp

Q = 119,2855 ft3/jam = 14,7725 gpm




= 0,0610 Hp/0.2

= 0,3050 Hp







IV. 11.11 Pompa (P-12)

Fungsi : memompa larutan dari T-02 ke TP-01


Data :


3


= 160072,8529 lb/jam


= 0,001 lb/ft.dt



= (160072,8529 lb/jam)/( 62,4469 lb/ft3)

= 2563,3435 ft3/jam

Dopt = 3,9 x Qf0,45

x ρ 0.13



= 0,7120 ft3/det


Dopt = 3,9 x (0,7120 ft3/det)

0,45 x (62,4469 lb/ft

3)

0.13

= 5,7294 in







2



V2 = Qf/a = 0,7120 ft3/det / 0,2007 ft

2

= 3,5481 ft/dtk


2-V1

2)

2xgc 2xgc

= ((3,5481 ft/dtk) 2- 0)


= 0,1956 ft lbf/lbm


Re = ρ x D x V/μ



D = ID pipa = 6,063 in = 0,5052 ft

V = V2 = 3,5481 ft/dtk


0,001 lb / ft dtk

= 96960,2240












Gate valve = 60 ft




F = f x Lt x V22

2 x gc x ID

F = 0,044 x 121,8150 ft x(3,5481 ft/dtk)2


= 2,0757 ft.lbf/lbm


P1 = 1 atm= 14,7 lbf/in2

P2 = 1 atm = 14,7 lbf/in2

ΔP = 0



Beda ketinggian




Kerja Pompa


W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F

ρ 2 gc gc

= 0 + 0,1956 + 21,3265 + 2,0757


Daya Pompa

P = G x W


= 3777369,1770 ft lbf/jam


= 1,9078 Hp

Q = 2563,3435 ft3/jam = 317,4489 gpm




= 1,9078 Hp/0.5

= 3,8155 Hp







IV. 11.12 Pompa (P-13)



Data :


3


= 4207,2824 lb/jam


= 0,0007 lb/ft.dt



= (4207,2824 lb/jam)/( 62,4469 lb/ft3)

= 67,3738 ft3/jam

Dopt = 3,9 x Qf0,45

x ρ 0.13



= 0,0187 ft3/det


Dopt = 3,9 x (0,0187 ft3/det)

0,45 x (62,4469 lb/ft

3)

0.13

= 1,1142 in







2



V2 = Qf/a = 0,0187 ft3/det / 0,0104 ft

2

= 1,7967 ft/dtk


2-V1

2)

2xgc 2xgc

= ((1,7967 ft/dtk) 2- 0)


= 0,0502 ft lbf/lbm


Re = ρ x D x V/μ



D = ID pipa = 1,380 in = 0,1150 ft

V = V2 = 1,7967 ft/dtk


0,0007 lb / ft dtk

= 18533,1666












Gate valve = 60 ft




F = f x Lt x V22

2 x gc x ID

F = 0,056 x 121,8150 ft x(1,7967 ft/dtk)2


= 2,9761 ft.lbf/lbm


P1 = 1 atm= 14,7 lbf/in2

P2 = 1 atm = 14,7 lbf/in2

ΔP = 0



Beda ketinggian




Kerja Pompa


W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F

ρ 2 gc gc

= 0 + 0,0502 + 21,3265 + 2,9761


Daya Pompa

P = G x W


= 102458,9894 ft lbf/jam


= 0,0517 Hp

Q = 67,3738 ft3/jam = 8,3437gpm

Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 8,3437gpm diperoleh efisiensi pompa



= 0,0517 Hp/0.2

= 0,2587 Hp







IV. 11.13 Pompa (P-14)



Data :


3


= 7424,6160 lb/jam


= 0,0007 lb/ft.dt



= (7424,6160 lb/jam)/( 124,8938 lb/ft3)

= 59,4474 ft3/jam

Dopt = 3,9 x Qf0,45

x ρ 0.13



= 0,0165 ft3/det


Dopt = 3,9 x (0,0165 ft3/det)

0,45 x (124,8938 lb/ft

3)

0.13

= 1,1525 in







2



V2 = Qf/a = 0,0165 ft3/det / 0,0104 ft

2

= 1,5854 ft/dtk


2-V1

2)

2xgc 2xgc

= ((1,7967 ft/dtk) 2- 0)


= 0,0391 ft lbf/lbm


Re = ρ x D x V/μ



D = ID pipa = 1,380 in = 0,1150 ft

V = V2 = 1,5854 ft/dtk


0,0007 lb / ft dtk

= 31832,9475












Gate valve = 60 ft




F = f x Lt x V22

2 x gc x ID

F = 0,055 x 121,8150 ft x(1,5854 ft/dtk)2


= 2,2757 ft.lbf/lbm


P1 = 1 atm= 14,7 lbf/in2

P2 = 1 atm = 14,7 lbf/in2

ΔP = 0



Beda ketinggian




Kerja Pompa


W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F

ρ 2 gc gc

= 0 + 0,0391 + 21,3265 + 2,2757


Daya Pompa

P = G x W


= 175526,9695 ft lbf/jam


= 0,0886 Hp

Q = 59,4474 ft3/jam = 7,3621 gpm




= 0,0886 Hp/0.2

= 0,4432 Hp







IV. 11.14 Pompa (P-15)

Fungsi : Memompa larutan dari T-06 ke TA-01


Data :


3


= 618,7180 lb/jam


= 0,01 lb/ft.dt



= (618,7180 lb/jam)/( 113,8532 lb/ft3)

= 5,4343 ft3/jam

Dopt = 3,9 x Qf0,45

x ρ 0.13



= 0,0015 ft3/det


Dopt = 3,9 x (0,0015 ft3/det)

0,45 x (113,8532 lb/ft

3)

0.13

= 1,1525 in







2



V2 = Qf/a = 0,0015 ft3/det / 0,0021 ft

2

= 0,7151 ft/dtk


2-V1

2)

2xgc 2xgc

= ((1,7151 ft/dtk) 2- 0)


= 0,0079 ft lbf/lbm


Re = ρ x D x V/μ



D = ID pipa = 0,622 in = 0,0518 ft

V = V2 = 0,7151 ft/dtk


0,01 lb / ft dtk

= 366,1537












Gate valve = 60 ft




F = f x Lt x V22

2 x gc x ID

F = 0,14 x 105,41 ft x(0,7151 ft/dtk)2


= 2,2626 ft.lbf/lbm


P1 = 1 atm= 14,7 lbf/in2

P2 = 1 atm = 14,7 lbf/in2

ΔP = 0



Beda ketinggian




Kerja Pompa


W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F

ρ 2 gc gc

= 0 + 0,0079 + 8,2025 + 2,2626


Daya Pompa

P = G x W


= 6479,8586 ft lbf/jam


= 0,0033 Hp

Q = 5,4343 ft3/jam = 0,6730 gpm




= 0,0033 Hp/0.2

= 0,0164 Hp







Tabel Spesifikasi Pompa:

Kode Fungsi ∆Z Q (gpm) Daya (HP) Daya Standar (HP)

P-01 memompa molasse dari T-01 ke CF-01 1,50 134,9394 0,7235 1

P-02 memompa larutan dari CF-01 ke TP-01 6,50 147,5137 3,1811 3,5

P-03 memompa larutan dari TP-01 ke FR-01 6,50 462,2050 6,4081 6,5

P-04 memompa larutan dari FR-01 ke TI-01 5,50 500,0948 5,8414 6

P-05 memompa larutan dari TI-01 ke CF-02 1,50 20,8373 0,1382 0,5

P-06 memompa larutan dari CF-02 ke TA-01 2,50 20,5774 0,3218 0,5

P-07 memompa larutan dari TA-01 ke TS-01 3,00 20,0323 0,3951 0,5

P-08 memompa larutan dari TS-01 ke EV-01 1,00 9,2526 0,0845 0,5

P-09 memompa larutan dari SCK-01 ke C-01 1,00 2,3798 0,0267 0,5

P-10 memompa larutan dari C-01 ke T-07 6,50 2,3798 0,1086 0,5

P-11 memompa larutan dari SCK-02 ke tangki demineralisasi 4,50 14,7725 0,3812 0,5

P-12 memompa larutan dari T-02 ke TP-01 6,50 317,4489 4,7694 5

P-13 memompa larutan dari T-04 ke FR-01 6,50 8,3437 0,3234 0,5

P-14 memompa larutan dari T-05 ke FR-01 6,50 7,3621 0,5541 1

P-15 memompa larutan dari T-06 ke TA-01 2,50 0,6730 0,0205 0,5

Total 23,2775 27,50

LAMPIRAN IV

UTILITAS

IV.1 Unit Penyediaan Air

Kebutuhan air dalam pabrik meliputi kebutuhan air untuk air proses, air

pendingin, bahan pembuat steam, kebutuhan sehari-hari (air minum, MCK,

perawatan lingkungan, laboratorium, dan lainnya). Unit pengolahan air dipabrik

ini mendapatkan pasokan air dari PAM dengan kapasitas 5,6396 m3/jam.

Kebutuhan air pada pabrik ini dapat dibagi menjadi 4 bagian besar, yaitu :

e. Penyedian steam

f. Air sebagai media pendingin

g. Air domestik

h. Air proses (pengencer)

IV.1.1 Penyediaan Steam

Jenis Boiler adalah Shell and Tube ( Fire Tube )

Steam yang digunakan adalah saturated steam.

Data : (steam table, Chemical Engineering Thermodynamics.hal. 691)

Temperatur : 200 ºC

Tekanan : 1554,9 kPa

Tabel 4.1 Kebutuhan Steam untuk Peralatan Utama.

No Jenis Alat Kebutuhan

(lb/jam) (kg/jam)

1 Fermentor (FR-01) 1998,4151 906,4811

2 Tangki Acidifier (TA-01) 45,2163 20,5101

3 Evaporator (EV-01) 4172,2710 5911,9767

Total 6215,9024 5911,9767

Dengan memperhitungkan faktor keamanan dan kehilangan panas di masing-

masing alat, kebutuhan steam dilebihkan 10 %, :

Maka total kebutuhan steam yang dibutuhkan = 6503,1744 kg/jam

Boiler

Jenis : Fire Tube Boiler

Fungsi : Untuk menghasilkan steam (saturated steam).

Steam yang dibutuhkan = 6503,1744 kg/jam

Direncanakan untuk memakai 1 unit boiler yang mampu menghasilkan steam

dengan kapasitas : 6503,1744 kg/jam x 2,2046 lb/kg = 14339,4995 lb/jam

Menghitung Daya Penggerak Boiler (BHP)

dimana : ms = massa steam (lb/jam).

h = Entalphi steam (saturated = hv, superheated = Hv).

hf = Entalpi air umpan (Btu/lb).

Cf = Correction factor for steam = 970,3 Btu/lb

Dari steam table , Introduction to Chemical Engineering Thermodynamics hal.

689 dan 691 :

Air umpan masuk pada temperatur 30 ºC dan tekanan 1 atm. Maka :

hf = 125,7 kJ/kg = 54,0310 Btu/lb

Saturated steam pada temperatur 200oC dan tekanan 1554,9 kPa, maka :

h = hv = 2790,9 kJ/kg = 1199,6440 Btu/lb

Kebutuhan saturated steam = 6503,1744 kg/jam = 14339,4995 lb/jam

Maka BHP =

HP

jamlbxlbBtu

lbBtuxjamlb

/5,34/3,970

/ 54,0310 1199,6440/14339,4995 = 4600,3461 HP

5.34

)(

f

fsteam

C

hhmBHP

Menghitung Heating Surface Boiler.

Diketahui heating surface boiler tiap 1 HP = 10 ft2 (Severn, hal 140)

Maka : Heating Surface Boiler yang dipakai = 460,03461 HP × 10 ft2/hp

= 4600,346 ft2

Menghitung Air Untuk Make Up Boiler

Air yang dibutuhkan = f

fvs

C

)h-(h × m

=

lbBtu

lbBtuxjamlb

/3,970

/ 54,0310 1199,6440/14339,4995

Maka jumlah air = 16930,3477 lb/jam x 0,4536 kg/lb

= 7679,6057 kg/jam / 988,928 kg/m3 = 7,7656

m3/jam

Diambil : Steam kondensat yang hilang karena kebocoran, steam trap dan

blow down adalah 10 %, maka :

Jumlah air make up steam boiler = 10 % × 7679,6057 kg/jam

= 767,9606 kg/jam

Densitas air make up boiler (pada 28 oC) = 988,928 kg/m

3

Volume make up air boiler yang harus disediakan :

Dimana m/V

Maka V = 3/928,988

/767,9606

mkg

jamkg = 0,7766 m

3/jam

Menghitung Kebutuhan Bahan Bakar.

Bahan bakar yang digunakan adalah biodiesel dengan Heating value (Hv) =

17280 Btu/lb dan effesiensi pembakaran, η = 85% maka;

v

fsteam

biodieselHE

hhmm

)(

=

lbBtu

lbBtuxjamlb

/3,970

/ 54,0310 1199,6440/14339,4995

Maka jumlah biodiesel yang dibutuhkan adalah = 1118,4311 lb/jam

= 507,3204 kg/jam

IV.1.2 Air Sebagai Media Pendingin

Kebutuhan Air Pendingin

Penggunaan air sebagai media pendingin karena air mudah didapat, murah,

dan memiliki kemampuan perpindahan panas yang cukup baik. Air pendingin

tersebut diolah terlebih dahulu (sampai diperoleh air bersih) untuk mencegah

terjadinya korosi pada alat proses. Air pendingin ini digunakan sebagai media

pendingin pada cooler dan kondensor subcooler.

Pendingin yang digunakan adalah air pada suhu 28 oC. Untuk keperluan

penyediaan air pendingin 28 oC digunakan menara pendingin (cooling tower)

yang berfungsi mendinginkan kembali air yang keluar dari proses.

Tabel 4.2 Kebutuhan Air Pendingin untuk Peralatan Utama.

No Nama Alat Kebutuhan

lb/jam kg/jam

1 Sub-cooler kondensor parsial (SK-01) 50902,8388 23089,5277

2 Cooler (C-01) 2846,3651 1291,1112

3 Sub-cooler kondensor (SK-02) 233251,9070 105803,065

Total 287001,1109 130183,7039

Dengan memperhitungkan faktor keamanan 10%, :

Maka total kebutuhan air = 143202,0744 kg/jam

Air pendingin yang telah digunakan, ditampung dalam bak penampung

dan didinginkan kembali dengan cooling tower secara kontinyu.

Perancangan Cooling Tower.

Fungsi : Mendinginkan kembali air yang sudah digunakan sebagai

media pendingin

Jenis : Counter Flow Induced Draft

Cara Kerja : Air yang sudah digunakan sebagai media pendingin dialirkan

kedalam Cooling tower. Disini air akan mengalami

pendinginan karena adanya panas yang hilang akibat

penguapan dan adanya tiupan angin dari kipas (fan). Panas

yang diperlukan untuk penguapan itu diambil dari bahan air

itu sendiri sehingga sebagian sisanya yang tidak teruapkan

(tidak menguap) menjadi dingin dan dapat disirkulasi

kembali sebagai media pendingin.

Gambar 4.1 Siklus Cooling water

Heat Exchanger

Bahan Panas

Air pendingin

keluar 48oC

Bahan dingin

Air pendingin

masuk 28oC

Cooling Tower

Make up cooling water

Blow down, evaporation, drift loss

Data :

Bahan masuk = 143202,0744 kg/jam

Densitas air (pada 28 oC) = 988,928 kg/m

3

T air masuk = 48ºC = 118,4 ºF

T air keluar = 28 ºC = 82.4 ºF

Laju alir, Wc = 3kg/m 988,928

kg/jam 4143202,074 = 144,8054 m

3/jam

= (144,8054 m3/jam) × (264,172 gal/1 m

3) × (1 jam/60 menit)

= 637,5780 gpm

Dari psychometric chart (fig.12-2 , Perrys) dengan temperatur rata-rata sekitar

pabrik 28oC (82,4

oF) dan kelembaban relatif sebesar 65 % diperoleh

temperatur bola basah, Tw = 73 ºF

Dari Perry’s hal 12-15 dipilih Cooling Tower jenis Induced Draft Cooling

Tower dengan pola aliran counter current.

Cooling range = T1 – T2 = 36 ºF

Temp. approach = T2 – Tw = 9,4 ºF

Diambil tinggi menara = 8 m

Dari fig 12-14 Perry’s pada temperatur air panas, T1 = 118,4 ºF Vs

Temperatur air dingin, T2 = 82,4 ºF dengan temperatur bola basah, Tw = 73

ºF, diperoleh kandungan air = 1,775 gal/min.ft2

Perhitungan Luas Menara

Luas menara = airKandungan

Wc=

2gal/min.ft 1,775

gal/min 637,5780= 359,1989 ft

2

Diperkirakan effesiensi menara = 90 %

Maka luas menara aktual = 359,1989 ft2 / 0,9 = 399,1099 ft

2

Menghitung daya fan.

Dari fig. 12–15 Perry’s untuk effisiensi kerja cooling tower 90% diperoleh

daya fan = 0,03 Hp/ft2.

Daya fan aktual = 0,03 Hp/ft2 × 11,9733 ft

2 = 11,9733 Hp ≈ 12 Hp

Menghitung jumlah air make up.

Make up water, Wm = We + Wb + Wd (Perry’s, pers. 12-9)

Menghitung jumlah air yang menguap, We : (Perry’s, Pers 12-10)

We = 0,00085 × Wc × (T1-T2)

We = 0,00085 x gpm x (118,4-82,4)oF = 13,6569 gpm

Menghitung jumlah blow down dalam air, Wb : (Perry’s,pers.12-12)

Wb = 1 - Siklus

We ; siklus = 3 – 5 (diambil siklus = 4)

= 1 - 4

gpm 19,5099= 6,5033 gpm

Menghitung drift loss, Wd

Wd = 0,1 s/d 0,2 % Wc, ( diambil 0,15 % Wc)

= 0,0015 × 144,8054 gpm = 0,9564 gpm

maka, Wm = We + Wb + Wd

= 19,5099 + 6,5033 + 0,9564 = 26,9695 gpm

= 26,9695 gpm × gpm 1

/jamm 0,227 3

= 6,1253 m3/jam

= 6,1253 m3/jam × 988,928 kg/m

3 = 6057,4477 kg/jam

= 6057,4477 kg/jam × kg 1

lb 2,20462= 13356,6723 lb/jam

IV.1.3 Penyediaan Air Domestik

Air domestik, yang terbagi atas:

Air sanitasi, digunakan untuk perkantoran. Menurut standar WHO, kebutuhan

air untuk 1 orang ± 150 lt/hari. Terdapat 121 orang karyawan didalam pabrik,

sehingga jumlah air sanitasi yang terpakai adalah:

= 121 × (145 lt/hari) × 8/24

= 5850 lt/hari

Air laboratorium dan lain-lain diperkirakan = 25 lt/jam

Laboratorium digunakan selama 24 jam, sehingga kebutuhan air untuk

laboratorium = 600 lt/hari

Maka jumlah kebutuhan air domestik = 5850 lt/hari + 600 lt/hari

= 6450 lt/hari

= 6,45 m3/hari

= 0,2688 m3/jam

Densitas air pada suhu 28 oC = 988,928 kg/m

3

Maka massa air domestik total = 265,7744 kg/jam

Dengan mengambil faktor keamanan 10 %, maka :

Jumlah air domestik yang disediakan = 292,3518 kg/jam

IV.1.4 Penyediaan Air Proses (Air Pengencer)

Air yang digunakan dalam proses pengenceran adalah air demin. Air yang

dihasilkan dari akhir proses produksi dapat digunakan kembali sebagai air

pengencer

Kebutuhan air untuk proses pengenceran = 50816.7787 kg/hari = 2117,3657

kg/jam

Make up air tidak diperhitungkan karena air yang di recycle dari sub-

cooler condenser (SK-02) ke tangki pengenceran (T-02) jumlahnya melebihi

kebutuhan air untuk pengenceran. Kelebihan air proses dapat digunakan sebagai

make up cooling water.

Air yang dihasilkan pada SK-02 = 2364,7659 kg/jam

Air yang dibutuhkan untuk pengenceran = 2117,3657 kg/jam

Sisa air proses (digunakan untuk make up cooling water) = 247,0293 kg/jam

IV.1.5 Unit Pengolahan Air

Tabel 4.3 Kebutuhan Air yang harus disediakan

No Jenis Start Up

(kg/jam)

Kontinu

(kg/jam)

1 Air umpan Boiler 7679,6057 -

2 Make Up Boiler - 767,9606

3 Air Pendingin (28oC) 143202,0744 -

4 Make Up Cooling water (recycle

dari SK-02)

- 352,899

5 Make up cooling water (utilitas) 6057,4477

6 Air Domestik 292,3518

292.3518

7 Air proses (pengenceran) 21173657,7917

-

Total

21324831,8236

5070,1377

Jumlah total make up cooling water = 6057,4477 kg/jam

Sisa air proses yang digunakan untuk make up cooling water = 352,899 kg/jam

Make up cooling water yang harus ditambahkan dari utilitas = (7829,5362-

352,899)

= 3993,1047 kg/jam

Jumlah air yang harus disediakan = 7117,7602 kg/jam / 988,928 kg/m3

= 7,1975 m3/jam

Faktor keamanan = 10 %, maka jumlah air yang harus tersedia

= 1,1 × 7,1975 m3/jam = 7,9172 m

3/jam

= 7,9172 m3/jam × 988,928 kg/m

3

= 7829,5362 kg/jam

Air yang digunakan adalah air yang berasal dari PAM yang sudah bersih

dan melalui proses khlorinasi, sehingga air tersebut bisa langsung dialirkan

menuju Bak penampung Air Bersih.

Skema proses pengolahan air dapat digambarkan sebagai berikut.

Gambar 4.2 Unit Pengolahan Air

Spesifikasi Unit Pengolahan Air :

IV.1.5.1 Bak Penampungan Air Bersih (BPAB)

Fungsi : Menampung air bersih yang berasal dari PAM

Bentuk : Empat persegi panjang

Bahan konstruksi : Beton

Jumlah : 1(satu) buah


Volume air yang harus ditampung = 7,9172 m3/jam × 48 jam

= 380,0254 m3

Bak Air Bersih

Tangki

Penampung

Cooling

Water

Tangki

Demineralisasi

Tangki Umpan Boiler

PAM

Tangki Air

Domestik

Tangki penampung air proses

Volume bak dengan 20% faktor keamanan = 1,2 × 380,0254 m3 = 456,0305 m

3

Dimensi bak air bersih, P : L : T = 3 : 2 : 1, maka :

V = 3 × T × 2 × T × T

=456,0305 m3

= 6 × T3

T = (456,0305 m3 / 6)

1/3

= 4,2359 m

P = 3 × 4,2359 m

= 12,7078 m

L = 2 × 4,2359 m

= 8,4718 m

Ukuran bak : (12,71 × 8,48 × 4,24) m

IV.1.5.2 Tangki Penampung Air Domestik (TAD)

Fungsi : Menampung air domestik (sanitasi + laboratorium)

Bentuk : Tangki silinder tegak

Bahan Konstruksi : Stainless Steel SA-167 grade 11 tipe 316

Jumlah : 1 (satu) buah

Waktu Tinggal : 6 jam

Volume air yang harus ditampung = 0,2956 m3/jam × 6 jam

= 1,7738 m3

Volume tangki penampung dengan 20% faktor keamanan,

= 1,2 × 1,7738 m3

= 2,1285 m3


Diambil H = 1,5 D

V = HD 2

4

V = 32 5,14

15,14

1 IDxxIDxxIDx

D = 3

1

5,1

4

x

Vtx

D = (1,8076)1/3

= 1,2128 m

maka :

D = 1,2128 m = 47,9589 in

H =1,5 x ID = 1,8272 m = 71,9384 in



Poperasi = 1 atm


Tinggi cairan (h)


1,7738 m3 = (π)( 1,2128 m)

2hcairan/4

hcairan = 1,5227 m


= (1,5227 m) (988,928 kg/m3) (9,8 m/detik

2)

= 14757,2355 kg/m detik2

= 0,1456 atm


= 1,1 x (1 atm + 0,1456) atm

= 1,2602 atm = 18,5199 psi


t = )Px6,0()Exf(

)rixP(


dimana :



(18,5199 psi) (23,9795 in)

(18750 psi)(0,80) – (0,6)( 18,5199 psi)

)



= 18750 psi untuk bahan SA-167 grade 11 tipe 316 (Brownell & Young,

hlm.342)


Tabel 13.2 hlm.254)



Maka :

t = + 0,125

t = 0,1546 in




= 47,9589 in + (2 x 1875 in)

= 48,3339 in


tangki : OD = 54



Di = OD – (2 x t)

= 54– (2 x 0,1875)

= 53,6250 in = 1,3621 m

IV.1.5.3 Tangki Demineralisasi (Pelunakan) Dengan Ion Exchanger (TD)

Fungsi : Untuk menghilangkan kesadahan air dan kandungan

mineral dalam air untuk pembuatan steam.


Bahan konstruksi : Stainless Steel SA - 167 grade 11 tipe 316

Jenis resin : mixed cation and strong base anion

Laju alir air (Q) yg akan dilunakkan (mair Boiler):

= 767,9606 kg/jam = 0,7766 m3/jam

Untuk faktor keamanan 10 %, laju alir air menjadi :

= 1,1 × 0,7766 m3/jam = 0,8542 m

3/jam

Dari tabel 16-9, Perry, hal 16-66, diperoleh :

Jenis Resin : Mixed cation & strong base anion

Kecepatan alir untuk mixed cation and strong base anion, max 40 m/jam

digunakan 5 m/jam

Tinggi bed minimum = 1,2 m

Luas Penampang tangki, A = Q/V

= (0,8542 m3/jam) / (5 m/jam) = 0,1708 m

2

Penentuan diameter tangki;

A = ¼ π D2

D = [(4 × A) / π]0.5

= [(4 × 0,1708 m2) / π]

0.5

= 0,4665 m = 18,3666 in

Diambil tinggi bed =1/2 × tinggi tangki

Maka tinggi tangki = 1,2 m x 2 = 2,4 m

Menentukan Ukuran Tangki

Tebal tangki = C P) x (1,2 - E) x f x (2

D x P+

Dimana;

P = tekanan perancangan (faktor keamanan 20%) = 1,2 × 14,7 psi = 17,64 psi

f = max. Allowable stress = 18750 psi

E = efisiensi sambungan = 0,8

C = corrotion factor = 0,125 in/ 10 thn

Maka tebal tangki = 125,0)64,172,1()8,0187502(

18,366664,17

xxpsix

inxpsi = 0,1358 in

Digunakan tebal tangki standar = 0,1875 in = 3/16 in

Diameter luar = 18,3666 in + (2 × 0, 1875 in)

= 18,7416 in = 0,4668 m

IV.1.5.4 Tangki Penampung Umpan Boiler (TUB)

Fungsi : Menampung air untuk feed boiler


Bahan konstruksi : Stainless Steel SA-167 grade 11 tipe 316

Jumlah : 1 unit


Volume air yang harus ditampung = 8,5421 m3/jam × 6 jam = 51,2529 m

3

Volume bak penampung dengan faktor keamanan 20%,

= 1,2 × 51,2529 m3 = 51,2529 m

3


Diambil H = 1,5 D

V = HD 2

4

V = 32 5,14

15,14

1 IDxxIDxxIDx

D = 3

1

5,1

4

x

Vtx

D = (36,5626)1/3

= 3,3190 m

maka :

D = 3,7381 m = 147,1672 in

H = 1,5 x ID = 5,6071 m = 220,7509 in



Poperasi = 1 atm

(23,3903 psi) (73,5836 in)

(18750 psi)(0,80) – (0,6)( 23,3903 psi)


Tinggi cairan (h)


8,5421 m3 = (π)( 3,7381 m)

2hcairan/4

hcairan = 4,6726 m


= (4,6726 m) (988,928 kg/m3) (9,8 m/detik

2)

= 45.284,2244 kg/m detik2

= 0,4469 atm


= 1,1 x (1 atm + 0,4469) atm

= 1,5916 atm = 23,3903 psi


t = )Px6,0()Exf(

)rixP(


dimana :






hlm.342)


Tabel 13.2 hlm.254)



Maka :

t = + 0,125

t = 0,2399 in




= 147,1672 in + (2 x 0,25 in)

= 147,6672 in


tangki : OD = 132



Di = OD – (2 x t)

= 132– (2 x 0,25)

= 131,5000 in = 3,3401 m

IV.1.5.5 Tangki Penampung Air Untuk Cooling Water (TCW)

Fungsi : Untuk menampung air sebagai feed cooling water


Bahan konstruksi : Stainless steel SA-167 grade 11 tipe 316

Jumlah : 3 unit


Vol. air yang harus ditampung = 105,6514 m3/jam × 6 jam = 301,8613 m

3

Volume bak penampung dengan faktor keamanan 20 %,

= 1,2 × 301,8613 m3 = 362,2335 m

3


Diambil H = 1,5 D

V = HD 2

4

V = 32 5,14

15,14

1 IDxxIDxxIDx

D = 3

1

5,1

4

x

Vtx

D = (307,6293)1/3

= 6,7506 m

maka :

D = 6,7506 m = 265,7710 in

H = 1,5 x D = 10,1259 m = 398,6565 in



Poperasi = 1 atm


Tinggi cairan (h)


301,8613 m3 = (π)( 6,7506 m)

2hcairan/4

hcairan = 8,4383 m


= (8,4383 m) (988,928 kg/m3) (9,8 m/detik

2)

= 81.779,2887 kg/m detik2

= 0,8071 atm


= 1,1 x (1 atm + 0,8071) atm

= 1,9878 atm = 29,2127 psi


t = )Px6,0()Exf(

)rixP(


dimana :






hlm.342)

(27,7502 psi) (117,9896 in)

(18750 psi)(0,80) – (0,6)( 27,7502 psi)

)


Tabel 13.2 hlm.254)



Maka :

t = + 0,125

t = 0,3435 in

Diambil tebal standar (11/4) in (1,25 in) (Brownell & young, hal 350)



= 362,2335 in + (2 x 1,25 in)

= 365,4835 in


tangki : OD = 240



Di = OD – (2 x t)

= 240– (2 x 1,25)

= 237,5 in = 6,0325 m

IV. 1.5.6 Pompa (P-01)



Data :


3


= 112069,6753 lb/jam


= 0,0008 lb/ft.dt



= (112069,6753lb/jam)/( 102,853 lb/ft3)

= 1089,6117 ft3/jam

Dopt = 3,9 x Qf0,45

x ρ 0.13



= 0,3027 ft3/det


Dopt = 3,9 x (0,3027 ft3/det)

0,45 x (102,853 lb/ft

3)

0.13

= 4,1600 in







2



V2 = Qf/a = 0,3027 ft3/det / 0,2007 ft

2

= 1,5082 ft/dtk


2-V1

2)

2xgc 2xgc

= ((1,5082 ft/dtk) 2- 0)


= 0,0353 ft lbf/lbm


Re = ρ x D x V/μ



D = ID pipa = 6,065 in = 0,5054 ft

V = V2 = 1,5082 ft/dtk


0,0008 lb / ft dtk

= 94556,2602












Gate valve = 60 ft




F = 2 x f x Lt x V22

gc x ID

F = 0,02 x 111,7240 ft x(1,5082 ft/dtk)2


= 0,1563 ft.lbf/lbm


P1 = 1 atm= 14,7 lbf/in2

P2 = 1 atm = 14,7 lbf/in2

ΔP = 0



Beda ketinggian




Kerja Pompa


W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F

ρ 2 gc gc

= 0 + 0,0353 + 4,9215 + 1,563

= 5,1131 ft lbf/lbm

Daya Pompa

P = G x W


= 573027,9896 ft lbf/jam


= 0.2894 Hp

Q = 1089,6117 ft3/jam = 134,9394 gpm




= 0.2894 Hp/0.5

= 0,5788 Hp







Tabel 4.4 Spesifikasi Pompa Utilitas Unit Penyediaan Air


(HP)

PU-01 memompa air dari bak air bersih menuju

tangki demineralisasi

0.50

PU-02 memompa air dari bak air bersih menuju

tangki air domestik

0.50

PU-03 memompa air dari tangki demin menuju

tangki air umpan boiler

0.50

PU-04 memompa air dari tangki demin menuju

tangki umpan cooling water

0.50

PU-05 memompa air dari tangki penyimpan air ke

tangki cooling water

0.50

PU-06 memompa air dari bak umpan cooling

water menuju cooling tower

0.50

IV.2 Unit Penyediaan Listrik

Secara garis besar, kebutuhan listrik dalam pabrik dapat dibagi menjadi 2,

yaitu

3. Listrik untuk penggerak motor

4. Listrik untuk peralatan penunjang

IV.2.1 Listrik Untuk Penggerak Motor

IV.2.1.1 Peralatan proses

Beberapa peralatan proses menggunakan tenaga listrik sebagai penggerak

motor. Daya yang dibutuhkan masing-masing alat :

Tabel 4.5 Daya Peralatan Proses


1 Pompa dari proses (total) 22,5

2 Centrifuge I (CF-01) 28,5

3 Centrifuge II (CF-01) 28,5

4 Motor pengaduk (total) 700

Total 779,5

IV.2.1.2 Listrik Untuk Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah

Tabel 4.6 Daya Peralatan Utilitas dan Pengolahan Air Limbah


1 Pompa 5,5

2 Fan Cooling Tower 9

3 Aerator 0,5

Total 15

IV.2.2 Listrik Untuk Peralatan Penunjang

1. Peralatan bengkel

Dalam suatu pabrik diperlukan fasilitas pemeliharaan dan perbaikan

peralatan pabrik. Daya listrik yang dibutuhkan untuk fasilitas ini

diperkirakan = 75 kW/hari = 4,1907 HP/jam

2. Instrumentasi

Alat – alat instrumentasi yang digunakan berupa alat – alat control dan

alat pendeteksi. Daya listrik yang dibutuhkan diperkirakan sebesar = 25

kW/hari = 1,3639 HP/jam

3. Penerangan lampu jalan, pendingin ruangan dan perkantoran

Alat–alat penerangan yang dibutuhkan untuk pabrik, kantor dan

lingkungan sekitar pabrik. Selain itu dibutuhkan pendingin ruangan

untuk kantor dan laboratorium, perlu diberikan daya listrik untuk

mengoperasikan peralatan laboratorium. Alat–alat tersebut memerlukan

daya listrik sebesar = 50 kW/hari = 2,7938 HP/jam

Selain itu peralatan kantor seperti komputer, pengeras suara dan lainnya

membutuhkan tenaga listrik sebesar = 75 kW/hari = 4,1907 HP/jam

Total kebutuhan listrik untuk peralatan penunjang :

= 4,1907 + 1,3639 + 2,7938 + 4,1907 = 12,5721 HP/jam

Tabel 4.7 Kebutuhan Listrik Secara Keseluruhan

No Jenis Penggunaan Daya standar (Hp/jam)

1 Listrik untuk alat proses 779,5000

2 Listrik untuk utilitas 15,0000

3 Listrik untuk peralatan penunjang 12,5721

Total 807,0721

Kebutuhan listrik total = 807,0721 HP/jam

Diperkirakan kebutuhan listrik tak terduga = 10 %

Total daya listrik yang dibutuhkan = 1,1 × 807,0721 HP/jam = 887,7793 HP/jam

= 887,7793 HP/jam x 0,7457 kW/HP

Maka daya listrik total = 662,0170 kW/jam

Persediaan listrik yang berasal dari PLN sebesar = 662,0170 kW/jam

Diasumsikan dalam 1 hari listrik padam selama 1 jam. Maka untuk

menjamin kontinuitas produksi dan kinerja perusahaan disediakan 1 unit generator

dengan kapasitas 600 kW/ unit. Generator (TD) ini dilengkapi dengan

Uninterrupted Power System (UPS) yang menjalankan generator 7 detik setelah

pemadaman terjadi.

IV.3 Unit Penyediaan Bahan Bakar

IV.3.1 Menghitung Kebutuhan Biodiesel Untuk Generator

Diket : Heating value biodiesel = 17280 Btu/lb

Effisiensi generator = 85 %

Terjadi pemadaman listrik selama 1 jam/hari

Generator yang digunakan : 600 kW

= 600 kw/jam × kw/jam 1

Btu/jam 3412 = 2047200 Btu/jam

Kebutuhan biodiesel untuk generator :

mbiodiesel = Hv x

listrikKebutuhan

=

Btu/lb 17280 x 0,85

Btu/jam 2047200= 139,3791 lb/jam

= 139,3791 lb/jam × lb 2,20462

kg 1 = 63,2224 kg/jam

Kebutuhan biodiesel untuk generator apabila diasumsikan terjadi pemadaman

listrik selama 1 jam/hari adalah :

Total mbiodisel = 63,2224 kg/hari

IV.3.1.1 Kebutuhan Biodiesel Untuk Boiler

Kebutuhan biodisel untuk boiler = 507,3204 kg/jam × 24 jam/hari

= 12175,6886 kg/hari

IV.3.1.2 Total Bahan Bakar Biodiesel Yang Diperlukan

= (63,2224 + 12175,6886) kg/hari = 12238,9109 kg/hari

IV.3.1.3 Penentuan Ukuran Tangki Bahan Bakar

Bahan bakar yang digunakan : Biodiesel

Heating value Biodiesel : 17280 Btu/lb

Densitas Biodiesel : 870 kg/m3

Fungsi : menampung bahan bakar biodiesel

Waktu tinggal : 7 hari

Bentuk : tangki silinder tegak

Bahan : Carbon Steel SA-285 grade C

Jumlah : 1 tangki

Total kebutuhan biodisel : 12238,9109 kg/hari

Volume biodisel = 3/870

7/12238,9109

mkg

harixharikg = 98,4740 m

3

Volume tangki dengan faktor keamanan 20 % = 1.2 x 98,4740 m3

= 118,1688 m3

H/D =1,5

V = ¼ x x D2 x H

= ¼ x x D2 x 1,5 D = ¼ x x 1,5 D

3

118,1688 = ¼ x x 1,5 D3

D3 =

5,114,3

4 118,1688

x

x

D = 4,2222 m = 166,2263 in

H = 1,5 x D = 1,5 x 4,2222 m = 6,3332 m

Tebal tangki = C P) x (1,2 - E) x f x (2

D x P+

Dimana;

P = tekanan perancangan (faktor keamanan 20%) = 1,2 × 14,7 psi = 17,64 psi

f = max. Allowable stress = 18750 psi

E = efisiensi sambungan = 0,8

C = corrotion factor = 0,125 in/ 10 thn

Maka tebal tangki = )64,172,1()8,0187502(

166,226364,17

xxx

inxpsi

= 0,2583 in

Digunakan tebal tangki standar = 0,25 in = ¼ in

IV.4 Unit Pengolahan Limbah

Pada proses pembuatan asam laktat dihasilkan limbah cair dari keluaran

CF-02 dan EV-01. Limbah yang dihasilkan berupa limbah organik yaitu bakteri,

malt sprouts, glukosa dan fruktosa. Pengolahan ini bertujuan agar saat dibuang ke

badan air tidak berbahaya atau mencemari lingkungan. Adapun pengolahan yang

dilakukan terdapat 2 tahap penting yaitu :

2. Tahap primer

Tahap ini merupakan tahap pertama yang bertujuan mempersiapkan limbah

cair agar dapat diolah secara biologis, di mana limbah dikumpulkan dalam bak

penampung dan dilakukan penetralan sesuai dengan pH yang dibutuhkan.

2. Tahap Sekunder

Tahap ini merupakan tahap di mana limbah yang telah dipersiapkan di tahap

primer diolah secara biologis dengan menggunakan lumpur aktif. Adapun cara

kerjanya sebagai berikut :

e. Air limbah yang mengandung suspensi bakteri diaerasi

Pada proses ini bakteri akan menguraikan bahan-bahan organik dalam

limbah menjadi komponen yang lebih sederhana. Aerasi berguna untuk

menghasilkan oksigen (kondisi aerob) agar bakteri aerob dapat hidup.

f. Padatan lumpur yang dihasilkan masuk ke bak sedimentasi untuk

dipisahkan lumpur dan cairan .

g. Cairan jernih dikeluarkan (effluent)

h. Biomass sebagian dikembalikan sebagai starter (seeding) ke dalam bak

aerasi , karena mikroorganisme dalam bak aerasi lama kelamaan akan

berkurang /habis. Sehingga pengembalian (resirkulasi) lumpur perlu

dilakukan.

Pengolahan limbah yang dilakukan dapat digambarkan sebagai berikut :

CF-02

EV-01

Bak

Penampungan

Limbah

Bak

Netralisasi

Bak Aerasi

Bak

Sedimentasi

Sungai

Sludge

Gambar 4.3 Unit Pengolahan Limbah

IV.4.1 Bak Penampungan Limbah

Fungsi : Untuk menampung air limbah dari proses



Jumlah : 1 unit

Waktu tinggal : 2 hari = 48 jam

Densitas limbah : 1190,7348 kg/m3

Limbah yang harus ditampung = 660,1018 kg/jam

Volume limbah = 3/7348,1190

48/1018,660

mkg

jamxjamkg = 26,6095 m

3

Volume bak penampung dengan faktor keamanan 20 % =1,2 x 26,6095 m3

= 31,9314 m3

Dimensi bak, P : L : T = 3 : 2 : 1, maka

V = 3 × T × 2 × T × T

31,9314 m3 = 6 × T

3

T = (31,9314 m3 / 6)

1/3

= 1,7459 m

P = 3 × 1,7459 m

= 5,2377 m

L = 2 × 1,7459 m

= 3,4918 m

Ukuran Bak : (5,24 × 3,50 × 1,74) m

IV.4.2 Bak Ekualisasi

Fungsi : Untuk menetralkan limbah agar sesuai dengan kondisi proses

pada bak aerob



Jumlah : 1 unit





1/1018,660

mkg


3


= 0,6652 m3


V = 3 × T × 2 × T × T

0,6652 m3 = 6 × T

3

T = (0,6652 m3 / 6)

1/3

= 0,4804 m

P = 3 × 0,4804 m

= 1,4412 m

L = 2 × 0,4804 m

= 0,9608 m

Ukuran Bak : (1,44 × 0,96 × 0,48)

IV.4.3 Bak Aerasi

Fungsi : Sebagai tempat terurainya limbah oleh bakteri pada kondisi

aerob



Jumlah : 1 unit





24/1018,660

mkg


3


= 15,9657 m3


V = 3 × T × 2 × T × T

15,9657 m3 = 6 × T

3

T = (15,9657 m3 / 6)

1/3

= 1,3857 m

P = 3 × 1,3857 m

= 4,1572 m

L = 2 × 1,3857 m

= 2,7715 m

Ukuran Bak : (4,16 × 2,77 × 1,39) m

IV.4.4 Bak Sedimentasi

Fungsi : Mengendapkan lumpur yang terbentuk di bak aerasi

Bentuk : Empat persegi panjang dengan bagian bawah berbentuk

prisma


Jumlah : 1 unit





4/1018,660

mkg


3


= 2,6610 m3

Kedalaman bak (T) = 10 - 20 ft ( Powel, water conditioning for industry)

Diambil kedalaman bak = 15 ft = 4,5720 m

P/ L = 1 - 2,5 ( Powel,water conditioning for industry)

Diambil P/L = 2,5

A = V/T = 2,6610 m3 / 4,5720 m

= 0,5820 m2

A = P x L

= 2,5 x L x L = 2,5 x L2

0,5820 = 2,5 x L2

L = 0,4825 m

P = 2,5 x L = 1,2062 m

Volume prisma = ½ x P x T x L

= ½ x 1,2062 x 4,5720 x 0,4825

= 1,3305 m3

Volume total = 2,6610 + 1,3305

= 3,9914 m3

IV.4.5 Bak Penampung CaSO4

Fungsi : Untuk menampung CaSO4 yang keluar dari tangki

pengendapan (TS-01)

Bentuk : Bak empat persegi panjang

Jumlah : 1 unit

Laju alir CaSO4 : 267,1290 kg/jam


Waktu tinggal : 7 hari x 24 jam/hari = 168 jam

Bahan Konstriuksi : beton

Kecepatan volumetrik = 4

4

CaSObulkdensitas

CaSOalirlaju

= 3/2546,832

/1290,267

mkg

jamkg = 0,3210 m

3/jam

Volume CaSO4 = 0,3210 m3/jam x 168 jam = 53,9280 m

3

Volume CaSO4 (20% faktor keamanan) = 1,2 x 53,9280 m3

= 64,7136 m3


V = 3 × T × 2 × T × T

64,7136 m3 = 6 × T

3

T = (64,7136 m3 / 6)

1/3

= 2,2094 m

P = 3 × 2,2094 m

= 6,6282 m

L = 2 × 2,2094 m

= 4,4188 m

Ukuran Bak : (6,63 × 4,42 × 2,21) m

Tabel 4.8 Spesifikasi Pompa Utilitas Pengolahan Limbah


(HP)

PU-07 memompa limbah dari bak penampung

limbah ke bak ekualisasi

0.50

PU-08 memompa limbah dari bak ekualisasi ke

bak aerasi

0.50

PU-09 memompa limbah dari bak aerasi ke bak

sedimentasi

0.50

PU-10 memompa bahan hasil samping dari CF-

02 ke IPAL

0.50

PU-11 memompa bahan hasil samping dari EV-

01 ke IPAL

0.50

Total 5.50

LAMPIRAN V

PERHITUNGAN ANALISA EKONOMI

Dalam perancangan pabrik diperlukan analisa ekonomi untuk

mendapatkan perkiraan-perkiraan mengenai jumlah investasi modal. yang

meliputi analisa :

1. Struktur kepemilikan modal.

2. Besarnya keuntungan yang didapat.

3. Lama investasi modal kembali.

4. Break Event Point.

Pada perancangan pabrik Asam Laktat ini, perkiraan mengenai

perhitungan ekonomi dapat dilakukan dengan berbagai metode diantaranya

berdasarkan penentuan kapasitas dari alat tersebut. Sedangkan perkiraan alat – alat

produksi dan penunjang diambil dari buku Plant Design and Economics for

Chemical Engineers karangan Max S Peters, dari berbagai Web Site serta

menggunakan Chemical Engineering Plant Cost Index.

Beberapa asumsi yang digunakan dalam analisa ekonomi pra rancangan

pabrik Asam Laktat ini adalah :

Pembangunan fisik pabrik akan dilaksanakan pada awal tahun 2012

dengan masa konstruksi dan instalasi selama 3 tahun sehingga pabrik

mulai beroperasi pada awal tahun 2015.

Jumlah hari kerja pabrik adalah 330 hari dalam setahun.

Untuk melakukan perawatan menyeluruh dilakukan shut down selama 30

hari dalam satu tahun.

Kurs mata uang US $ terhadap rupiah adalah 1 US $ = Rp. 9.500.-

Pada tahun 2014 kondisi pasar stabil dengan tingkat suku bunga bank

adalah 20 % tahun.

Salvage Value sebesar 10 % dari DFCl tanpa tanah dan bangunan.

Terjadi kenaikan harga bahan baku dan produk sebesar 10% setiap

tahunnya.

V.1 Metode Penaksiran Harga

Metode penaksiran harga dalam perhitungan ekonomi pabrik Asam Laktat

ini menggunakan Chemical Engineering Plant Cost Index seperti yang ditunjukan

Tabel VI.1,

Tabel 5.1 Indeks harga tahun 1997 – 2010

Tahun Index

1998 389,5

1999 390,6

2000 394,1

2001 394,3

2002 395,6

2003 402,0

2004 444,2

2005 468,2

2006 499,6

2007 525,4

2008 575,4

2009 521,9

2010 550,8 Sumber: www.cpe.com/pci

Indeks harga untuk tahun 2014 dihitung dengan menggunakan metode metode

Least Square.

Tahun (Index Harga)

Y

(Indek Tahun)

X X

2 XY

1998 389,5 -6 36 -2337

1999 390,6 -5 25 -1953

2000 394,1 -4 16 -1576,4

2001 394,3 -3 9 -1182,9

2002 395,6 -2 4 -791,2

2003 402,0 -1 1 -402

2004 444,2 0 0 0

2005 468,2 1 1 468,2

2006 499,6 2 4 999,2

2007 525,4 3 9 1576,2

2008 575,4 4 16 2301,6

2009 521,9 5 25 2609,5

2010 550,8 6 36 3304,8

∑ 5951,6000 0 182 3017

∑X = 0

∑Y = 5951,6000

∑X2 = 182

∑XY = 3017

Maka Persamaannya :

a =

Karena : ∑X = 0

Maka : a = 8154,45713

6,5951

n

Y

Karena : ∑X = 0

Maka : b =

2x

XY= 5769,16

182

3017

Y = a + bx

Y = 457,8154 + 16,5769x

X tahun 2012 = 10

Y = 457,8154 + (16,5769×10)= 689,9

Sehingga pada tahun 2012 dengan menggunakan persamaan diatas

diperoleh harga cost index sebesar 590,4

Untuk menghitung harga alat pada kapasitas yang sesuai dengan tahun

pendirian pabrik. maka peralatan dihitung dengan rumus sebagai berikut :

H2 =

$1

00,500.9

1

21

Rp

I

IH

Harga Total = n H2

Dimana:

H2 : Harga alat yang dicari, Rp

H1 : Harga referensi, terpasang atau harga yang telah diketahui, $

I1 : Index harga referensi atau terpasang

I2 : Index harga terhitung pada tahun tertentu

n : Jumlah alat.

Contoh :

Tangki Molasse ( T-01 )

Fungsi : Menyimpan Molasse sebagai bahan baku

Bentuk : Silinder tegak torispherical head dan flat bottom

Bahan material : Stainless Steel SA-240 Grade A

Jumlah (n) : 2 unit

Volume tangki : 236,2445 m3 = 62409,1944 gallon

Index tahun 2007 (I1) = 525,4

Index tahun 2018 (I2) = 689,9

Harga tahun 2007 (H1) = $ 243.900

Harga tahun 2018 (H2) =

$1

00,500.9

1

21

Rp

I

IH

=

$1

00,500.9

4,525

9,689243.900 $

Rp

= 3.042.506.271

Harga Total = n H2

= 3.042.506.271 × 2

= 6.085.012.543

Untuk jenis alat yang sama tetapi kapasitas yang berbeda, harga alat dihitung

dengan mengguanakan persamaan :

H2 = H1 x (I2/I1) x (K2/K1)exp

Dimana : H2 = Harga sekarang K2 = kapasitas yang terhitung

H1 = Harga yang diketahui K1 = kapasitas yang diketahui

I1 = Index yang diketahui exp= eksponen

I2 = Index harga terhitung pada tahun tertentu

V.2 DAFTAR HARGA ALAT-ALAT

Rumus yang digunakan:

H2 = H1 x (I2/I1) x (K2/K1)exp

Dimana : H2 = Harga sekarang K2 = kapasitas sekarang

H1 = Harga yang diketahui K1 = kapasitas yang diketahui

I2 = Index sekarang (2012) exp= eksponen

I1 = Index yang diketahui (2007)

V.2.1 Harga Peralatan Utama

CHEMICAL ENGINEERING PLANT COST

INDEX

Kode Nama Alat Kapasitas Jml Kapasitas Harga ($) Exp Harga Satuan Harga Total

Rp Rp

T-01 Tangki Molasse 89155,9807

gal 2 89155,9807

gal 243.900 0,3

2.603.840.148

5.207.680.296

T-02 Tangki Air 46026,4325

gal 1 46026,4325

gal

174.100 0,3

1.858.665.723

1.858.665.723

T-03 Tangki Malt Sprouts 528,3441

gal 1 528,3441

gal

17.800 0,3

190.030.154

190.030.154

T-04 Tangki Bakteri 422,6753

gal 1 422,6753

gal

15.900 0,3

169.746.037

169.746.037

T-05 Tangki Asam Sulfat 8252,1537

gal 1 8252,1537

gal

72.400 0,3

687.800.000

687.800.000

TI-01 Tangki Intermediate 72507,6731

gal 1 72507,6731

gal

219.500 0,3

2.085.250.000

2.085.250.000

T-06 Tangki Asam Laktat 28983,4254

gal 2 28983,4254

gal

137.500 0,3

1.306.250.000

2.612.500.000

TS-01 Tangki Pengendapan 1635,5156

gal 1 1635,5156

gal

31.700 0,59

338.424.488

338.424.488

S-01 Silo 356,3179

ft3 1 356,3179

ft3

8.500 0,59

90.744.737

90.744.737

CF-01 Centrifuge 01 28,5174

in 1 28,5174

in

134.900 0,65

1.440.172.349

1.440.172.349

CF-02 Centrifuge 02 28,5174

in 1 28,5174

in

134.900 0,65

1.440.172.349

1.440.172.349

TP-01 Tangki Pengenceran 33507,1869

gal 1 33507,1869

ft2

164.500 0,5

1.756.177.550

1.756.177.550

FR-01 Reaktor Fermentasi 31064,6521

gal 1 31064,6521

ft2

891.300 0,62

9.515.386.323

9.515.386.323

TA-01 Acidifier 1166,1083

gal 1 1166,1083

ft2

457.300 0,62

4.882.066.830

4.882.066.830

EV-01 Evaporator 798,3191

ft2 1 798,3191

ft2

600.800 0,59

6.414.051.501

6.414.051.501

SK-01 Kondenser SubCooler-01 88,8064

ft2 1 88,8064

ft2

43.600 0,59

465.467.120

465.467.120

FD-01 Flash Drum 17,1428

in 1 12

in

6.300 0,3

74.853.691

74.853.691

SK-02 Kondenser SubCooler-02 4619,2704

ft2 1

4619,2704 ft

2

675.900

0,59

7.215.807.938

7.215.807.938

C-01 Cooler 58,8821

ft2 1 58,8821

ft2

5.600 0,59

59.784.768

59.784.768

P-01 Pompa-01 5,7142

in 2 5,7142

in

8.900 0,3

95.015.077

190.030.154

P-02 Pompa-02 5,7142

in 2 4

in

8.900 0,3

84.550.000

169.100.000

P-03 Pompa-03 8,5714

in 2 6

in

10.900 0,3

129.508.768

259.017.535

P-04 Pompa-04 11,4282 in 2 8 in 0,3

15.400 182.974.089 365.948.178

P-05 Pompa-05 2,1428

in 2 1,5

in

5.200 0,3

61.783.567

123.567.133

P-06 Pompa-06 2,1428

in 2 1,5

in

5.200 0,3

61.783.567

123.567.133

P-07 Pompa-07 2,1428

in 2 1,5

in

5.200 0,3

61.783.567

123.567.133

P-08 Pompa-08 1,4285

in 2 1

in

4.500 0,3

53.466.174

106.932.348

P-09 Pompa-09 1,0714

in 2 0,75

in

4.200 0,3

49.902.112

99.804.223

P-10 Pompa-10 1,0714

in 2 0,75

in

4.200 0,3

49.902.112

99.804.223

P-11 Pompa-11 1,7857

in 2 1,25

in

3.300 0,3

39.209.022

78.418.043

P-12 Pompa-12 8,5714

in 2 6

in

8.700 0,3

103.369.383

206.738.766

P-13 Pompa-13 1,4285

in 2 1

in

4.500 0,3

53.466.174

106.932.348

P-14 Pompa-14 1,4285

in 2 1

in

4.500 0,3

53.466.174

106.932.348

P-15 Pompa-15 0,7142

in 2 0,5

in

3.200 0.3

38.019.592

76.039.184

TOTAL Rp 48.741.180.602

Biaya Peralatan Utama : Rp 48.741.180.602

Biaya Pengangkutan + Asuransi (10%) : Rp 4.874.118.060

Biaya Administrasi pelabuhan (5%) : Rp 2.437.059.030

SUBTOTAL : Rp 56.052.357.693

Bea Masuk (10%) : Rp 5.605.235.769

TOTAL ALAT UTAMA : Rp 61.657.593.462

V.2.2 Harga Peralatan Penunjang

CHEMICAL ENGINEERING PLANT

COST INDEX

Kode Nama Alat

Kapasitas Jml Kapasitas

Harga

($) Exp

Harga Satuan Harga Total

Rp Rp

T-07 Bak Penampung Air Bersih 469,7722

m3 1 1

m3

100 0,46

18.091.338

18.091.338

T-08 Tangki Demineralisasi 228,2975

Gal 1 228,2975

gal

7.900 0,57

84.339.226

84.339.226

T-09 Tangki Umpan Boiler 16247,4794

Gal 1 16247,4794

gal

28.500 0,57

304.261.764

304.261.764

T-10 Tangki Penampung Air Domestik 803,2680

Gal 1 803,2680

gal

16.300 0,57

174.016.377

174.016.377

T-11 Tangki Penampung Air Cooling Tower 88898,9677

Gal 1 88898,9677

gal

94.800 0,57

1.012.070.709

1.012.070.709

T-12 Bak Penampung Air limbah 45,6162

m3 1 1

m3

100 0,46

6.188.670

6.188.670

T-13 Bak Netralisasi 0,9502

m3 1 1

m3

100 0,46

1.042.791

1.042.791

T-14 Bak Aerasi 22,8081

m3 1 1

m3

100 0,46

4.499.078

4.499.078

T-15 Bak Sedimentasi 3,8014

m3 1 1

m3

100 0,46

1.973.225

1.973.225

T-16 Bak Penampung CaSO4 92,4480 m3 1

1 m3

100 0,46

8.564.764

8.564.764

B-01 Boiler 14339,4995 Lb/hr 1 14339 lb/hr 0,60

255.700 2.729.815.194 2.729.815.194

PU-01 Pompa Utilitas-01 1,4285

In 2 1,43

inch

2.900 0,30

30.959.969

61.919.938


In 2 1,43

inch

2.900 0,30

30.959.969

61.919.938


In 2 1,43

inch

2.900 0,30

30.959.969

61.919.938


In 2 1,43

inch

2.900 0,30

30.959.969

61.919.938


In 2 1,43

inch

2.900 0,30

30.959.969

61.919.938


In 2 1,43

inch

2.900 0,30

30.959.969

61.919.938


In 2 1,43

inch

2.900 0,30

30.959.969

61.919.938


In 2 1,43

inch

2.900 0,30

30.959.969

61.919.938


In 2 1,43

inch

2.900 0,30

30.959.969

61.919.938


In 2 1,43

inch

2.900 0,30

30.959.969

61.919.938


In 2 1,43

inch

160.900 0,30

30.959.969

61.919.938

T-17 Tangki Biodisel 31286,0018

Gal 1 40000

gal

85.131 0,57

1.493.254.752

1.493.254.752

G Generator 857

kW 1

857 kW

98.800 -

808.744.500

808.744.500

CT Cooling Tower 11,3654

Mbtu/hr 1 11,3654

Mbtu/hr

61.100 -

938.600.000

938.600.000

Fan Cooling Tower 12,8571

Hp 1

13 hp

2.900

-

580.450.000

580.450.000

Mobil Manager -

- 3 -

- - -

250.000.000

750.000.000

Kendaraaan Operasional -

- 2 -

- - -

150.000.000

300.000.000

Forklift -

- 2 -

- 12.000 -

114.000.000

228.000.000

Truk operasional/mobil tangki -

- 3 -

- - -

350.000.000

1.050.000.000

TOTAL Rp11.175.031.705

Biaya Peralatan Penunjang : Rp 11.175.031.705

Biaya Pengangkutan + Asuransi (10%) : Rp 1.117.503.171

Biaya Administrasi pelabuhan (5%) : Rp 558.751.585

SUBTOTAL : Rp 12.851.286.461

Bea masuk (10%) : Rp 1.285.128.646

TOTAL ALAT PENUNJANG : Rp 14.136.415.107

TOTAL ALAT UTAMA + ALAT PENUNJANG = Rp 75.794.008.569

V.3 DAFTAR GAJI KARYAWAN PER BULAN

JABATAN JML

GAJI POKOK

/BULAN

TOTAL GAJI

PERBULAN

Komisaris utama 1 Rp45.000.000 Rp45.000.000

Anggota Komisaris 3 Rp40.500.000 Rp81.000.000

Direktur Utama 1 Rp50.000.000 Rp50.000.000

Staff Ahli 1 Rp15.000.000 Rp15.000.000

A. Direktur Teknik dan Produksi 1 Rp45.000.000 Rp45.000.000

Sekretaris Direktur Teknik dan produksi 1 Rp11.250.000 Rp11.250.000

1. Kepala Bagian Pengolahan dan Produksi 1 Rp22.500.000 Rp22.500.000

a. Kepala Seksi Proses 1 Rp15.000.000 Rp15.000.000

Supervisor 1 Rp10.000.000 Rp10.000.000

Foreman 1 Rp5.000.000 Rp5.000.000

Operator Kontrol 2 Rp3.700.000 Rp7.400.000

Operator Lapangan 6 Rp3.500.000 Rp21.000.000

b. Kepala Seksi Utilitas 1 Rp15.000.000 Rp15.000.000

Operator Kontrol 2 Rp3.700.000 Rp7.400.000

Operator Lapangan 6 Rp3.500.000 Rp21.000.000

2. Kepala Bagian Teknik dan Pemeliharaan 1 Rp22.500.000 Rp22.500.000

a. Kepala Seksi Pemeliharaan dan Perbengkelan 1 Rp15.000.000 Rp15.000.000

Staff 2 Rp3.000.000 Rp6.000.000

Pekerja Bengkel 4 Rp2.700.000 Rp10.800.000

b. Kepala Seksi Instrumen 1 Rp15.000.000 Rp15.000.000

Staff 2 Rp3.000.000 Rp6.000.000

Operator 6 Rp2.700.000 Rp16.200.000

3. Kepala Bagian Litbang 1 Rp22.500.000 Rp22.500.000

a. Kepala Seksi Perencanaan 1 Rp15.000.000 Rp15.000.000

Staff 2 Rp3.000.000 Rp6.000.000

b. Kepala Riset dan Pengembangan 1 Rp15.000.000 Rp15.000.000

Staff 2 Rp3.000.000 Rp6.000.000

c. Kepala Seksi Laboratorium 1 Rp15.000.000 Rp15.000.000

Staff 2 Rp3.000.000 Rp6.000.000

Analis 4 Rp3.250.000 Rp13.000.000

B. Direktur Keuangan 1 Rp45.000.000 Rp45.000.000

1. Kepala Bagian Keuangan Produksi 1 Rp22.500.000 Rp22.500.000

a. Kepala Seksi Administrasi 1 Rp15.000.000 Rp15.000.000

Staff 2 Rp3.000.000 Rp6.000.000

b. Kepala Seksi Keuangan 1 Rp15.000.000 Rp15.000.000

Staff 2 Rp3.000.000 Rp6.000.000

2. Kepala Bagian Keuangan Umum 1 Rp22.500.000 Rp22.500.000

a. Kepala Seksi Administrasi 1 Rp15.000.000 Rp15.000.000

Staff 2 Rp3.000.000 Rp6.000.000

b. Kepala Seksi Keuangan 1 Rp15.000.000 Rp15.000.000

Staff 2 Rp3.000.000 Rp6.000.000

C. Direktur Pemasaran dan Pembelanjaan 1 Rp45.000.000 Rp45.000.000

1. Kepala Bagian Pemasaran 1 Rp22.500.000 Rp22.500.000

a. Kepala Seksi Pemasaran Dalam Negeri 1 Rp15.000.000 Rp15.000.000

Staff 2 Rp3.000.000 Rp6.000.000

b. Kepala Seksi Pemasaran Luar Negeri 1 Rp15.000.000 Rp15.000.000

Staff 2 Rp3.000.000 Rp6.000.000

c. Kepala Bagian Promosi 1 Rp15.000.000 Rp15.000.000

Staff 2 Rp3.000.000 Rp6.000.000

d. Kepala Seksi Pergudangan 1 Rp15.000.000 Rp15.000.000

Pekerja Gudang 4 Rp2.500.000 Rp10.000.000

2. Kepala Bagian Pembelanjaan 1 Rp22.500.000 Rp22.500.000

a. Kepala Seksi Pembelanjaan Produksi 1 Rp15.000.000 Rp15.000.000

Staff 2 Rp3.000.000 Rp6.000.000

b. Kepala Seksi Pembelanjaan Umum 1 Rp15.000.000 Rp15.000.000

Staff 2 Rp3.000.000 Rp6.000.000

c. Kepala Seksi Pergudangan 1 Rp15.000.000 Rp15.000.000

Pekerja Gudang 2 Rp2.500.000 Rp5.000.000

D. Direktur Umum dan Kepegawaian 1 Rp45.000.000 Rp45.000.000

1. Kepala Bagian Personalia 1 Rp22.500.000 Rp22.500.000

a. Kepala Seksi Humas 1 Rp15.000.000 Rp15.000.000

Staff 2 Rp3.000.000 Rp6.000.000

b. Kepala Seksi Kepegawaian 1 Rp15.000.000 Rp15.000.000

Staff 2 Rp3.000.000 Rp6.000.000

c. Kepala Seksi Diklat 1 Rp15.000.000 Rp15.000.000

Staff 2 Rp3.000.000 Rp6.000.000

2. Kepala Bagian Pelayanan Umum 1 Rp22.500.000 Rp22.500.000

a. Kepala Seksi Kesehatan 1 Rp15.000.000 Rp15.000.000

Dokter 2 Rp5.000.000 Rp10.000.000

Perawat 4 Rp3.000.000 Rp12.000.000

Staff 2 Rp3.000.000 Rp6.000.000

b. Kepala Seksi Administrasi Umum 1 Rp15.000.000 Rp15.000.000

Staff 2 Rp3.000.000 Rp6.000.000

c. Kepala Seksi Transportasi 1 Rp15.000.000 Rp15.000.000

Pengemudi 6 Rp18.000.000 Rp108.000.000

Staff 2 Rp3.000.000 Rp6.000.000

d. Kepala Seksi K3 1 Rp15.000.000 Rp15.000.000

Pemadam Kebakaran 8 Rp3.000.000 Rp24.000.000

Security 12 Rp3.000.000 Rp36.000.000

TOTAL 155 Rp1.396.550.000

Jumlah Gaji Karyawan per Bulan = Rp1.396.550.000

Jumlah Gaji Karyawan per tahun + tunjangan hari raya (13 bulan )

Jumlah Gaji Karyawan per tahun = Rp18.155.150.000

V.4 Perhitungan Total Modal Investasi (TCI)

V.4.1 Modal Tetap (Fixed Capital Investment / FCI)

A. Modal Investasi Tetap Langsung / Direct Fixed Capital Investment

(DFCI)

a. Peralatan utama dan penunjang (A) : Rp 75.794.008.569

b. Pemasangan mesin dan peralatan

termasuk isolasi dan pengecatan (39%A) : Rp 29.559.663.342

c. Instrumentasi dan kontrol terpasang (13%A) : Rp 9.853.221.114

d. Sistem perpipaaan (31%A) : Rp 23.496.142.656

e. Instalasi listrik terpasang (10%A) : Rp 7.579.400.857

f. Bangunan : Rp 26.250.000.000

g. Tanah : Rp 25.500.000.000

h. Fasilitas pelayanan (50%A) : Rp 37.897.004.285

Sub Total (A') : Rp

235.929.440.823

DFCI tak terduga (20%A') : Rp

47.185.888.165

Total Modal Investasi Tetap Langsung (DFCI) : Rp

283.115.328.988

Keterangan :

1. Luas tanah : 15.000 m2

Harga tanah = Rp 1.700.000/m2

Harga tanah keseluruhan = Rp 25.500.000.000

2. Luas bangunan : 7.500 m2

Harga bangunan = Rp 3.500.000 /m2

Harga bangunan keseluruhan = Rp 26.250.000.000

B. Modal Investasi Tetap Tidak Langsung / Indirect Fixed Capital

Investment (IFCI)

a. Prainvestasi (1% DFCI) : Rp 1.415.576.645

b. Keteknikan dan pengawasan (10% DFCI) : Rp 28.311.532.899

c. Biaya kontraktor dan konstruksi (10% DFCI) : Rp 28.311.532.899

d. Bunga pinjaman selama masa konstruksi : Rp 13.000.000.000

e. Trial Run : Rp 7.078.548.331

Sub Total (B) : Rp

78.117.190.774

IFCI tak terduga (20%B) : Rp

15.623.438.155

Total Modal Investasi Tetap Tidak Langsung (IFCI) C : Rp

93.740.628.928

Total Modal Investasi Tetap (FCI) = DFCI + IFCI : Rp

376.855.957.916

C. Perhitungan Biaya Trial Run

Keterangan :

Trial run dilakukan selama 2 minggu

Perhitungan biaya trial run untuk masa 2 minggu dengan jumlah hari kerja 14

hari.

Perhitungan : (7 hari x 24 jam/hari x harga x kebutuhan/jam)

a. Persediaan bahan baku

Komponen Kebutuhan Harga/satuan Biaya

1. Molasse (kg/batch) 50.825,2496 Rp 1.500 Rp 1.067.330.242

2. Air (m3/batch) 72,3097 Rp 15.000 Rp 15.185.040

3. Bakteri (kg/batch) 1.908,0646 Rp 200.000 Rp 5.342.580.818

4. Malt Sprouts (kg/batch) 3.367,1728 Rp 2.000 Rp 94.280.838

5. CaCO3 (kg/batch) 6.734,3456 Rp. 1500 Rp 141.421.258

6. Asam Sulfat (kg/jam) 280,5977 Rp.1.750 Rp 164.991.453

Total persediaan bahan baku (a) Rp 6.825.789.649

b. Persediaan sarana penunjang


1. Biodiesel (liter/jam) 587,5245 Rp 15.000 Rp 2.961.123.480

2. Listrik (kWh) 691,4548 Rp 1.250 Rp 290.411.016

3.Air dari PAM (m3/jam) 8,0566 Rp 13.000 Rp 35.191.229

Total persediaan bahan penunjang (b) Rp 3.286.725.725

Total biaya trial run (a + b) = Rp 10.112.515.373

V.4.2. Modal Kerja (Working Capital Investment / WCI)

Modal kerja dihitung untuk masa 3 bulan dengan jumlah hari kerja 90 hari.

Perhitungan : (90 hari x 24 jam/hari x harga x kebutuhan/jam)

a. Persediaan bahan baku



2. Air (m3/batch) 72,3097 Rp 15.000 Rp 97.618.114

3. Bakteri (kg/batch 1.908,0646 Rp 200.000 Rp 34.345.162.402


5. CaCO3 (kg/batch) 6.734,3456 Rp. 1.500 Rp 909.136.656

6. Asam Sulfat (kg/jam) 280,5977 Rp.1.750 Rp 1.060.659.344

Total persediaan bahan baku (a) Rp 43.880.076.313




2. Listrik (kWh) 268,6976 Rp 1.250 Rp 725.483.388

3.Air dari PAM (m3/jam) 8,0566 Rp 13.000 Rp 226.229.328

Abonemen/bulan Rp 9.750.000 Rp 29.250.000

Total persediaan bahan penunjang (b) Rp 19.987.506.516

c. Biaya pengemasan & distribusi produk (2%bahan baku) Rp 877.601.526

d. Biaya pengawasan mutu (0,5%bahan baku) Rp 219.400.382

e. Biaya pemeliharaan dan perbaikan (2%DFCI) Rp 5.662.306.580

f. Gaji karyawan 3 x gaji/bulan Rp 1.458.000.000

Sub Total WCI (a s/d f) Rp 72.084.891.316

WCI tak terduga (20%sub total WCI) Rp 14.416.978.263

Total Modal Kerja (WCI) Rp 86.501.869.580

Total Modal Investasi (TCI) = FCI + WCI = Rp 466.998.587.947

V.5 Struktur Permodalan

Yang dapat dijaminkan = DFCI = Rp 283.115.328.988

Jika bank memberikan pinjaman sebesar = 75 %DFCI = Rp 212.336.496.741

Besar pinjaman dari bank yang diambil sebesar = Rp 65.000.000.000

Modal sendiri (TCI - Pinjaman Bank) = Rp 401.998.587.947

Sehingga komposisi permodalan adalah :

Modal sendiri = (TCI - pinjaman bank)/TCI x 100% = 86,1%

Pinjaman Bank = pinjaman bank/TCI x 100 % = 13,9%

V.6 Angsuran Pokok dan Bunga Bank

Jangka waktu pinjaman: 5 tahun

Grace Period: 1 tahun

Bunga Bank 12% per tahun (diasumsikan tetap selama 5 tahun)

Bunga Pinjaman dan Sisa Pinjaman

Tahun Pokok Pinjaman

(Rp)

Angsuran Pokok

(Rp)

Bunga (Rp) Jumlah (Rp) Sisa (Rp)

0

65.000.000.000

- 7.800.000.000

7.800.000.000

65.000.000.000

1 65.000.000.000

16.250.000.000

7.800.000.000 24.050.000.000

48.750.000.000

2

48.750.000.000

16.250.000.000

5.850.000.000

22.100.000.000

32.500.000.000

3

32.500.000.000

16.250.000.000

3.900.000.000

20.150.000.000

16.250.000.000

4

16.250.000.000

16.250.000.000

1.950.000.000

18.200.000.000

-

V.7 Biaya Bahan Baku

a. Persediaan bahan baku :

Tahun pertama 2 hari :


1. Molasse (kg/batch) 50.825,2496 Rp 1.500 Rp 152.475.749

2. Air (m3/batch) 72,3097 Rp 15.000 Rp 2.169.291

3. Bakteri (kg/batch) 1.908,0646 Rp 200.000 Rp 763.225.831


5. CaCO3 (kg/batch) 6.734,3456 Rp. 1.500 Rp 20.203.037

6. Asam Sulfat (kg/jam) 280,5977 Rp.1.750 Rp 23.570.208

Total persediaan bahan baku Rp 975.112.807

Tahun pertama 328 hari :



2. Air (m3/batch) 72,3097 Rp 15.000 Rp 355.763.793

3. Bakteri (kg/batch) 1.908,0646 Rp 200.000 Rp 125.169.036.309

4. Malt Sprouts (kg/batch) 3.367,1728 Rp 2.000 Rp 2.208.865.347

5. CaCO3 (kg/batch) 6.734,3456 Rp. 1.500 Rp 3.313.298.035

6. Asam Sulfat (kg/jam) 280,5977 Rp.1.750 Rp 3.865.514.053

Total persediaan bahan baku Rp 159.918.500.340

Total pembelian bahan baku tahun pertama = Rp

160.893.613.147

Total biaya bahan baku hingga tahun kesepuluh

Tahun Kapasitas Produksi Biaya bahan baku

1 80% Rp 360.000.000.000

2 90% Rp 445.500.000.000

3 100% Rp 544.500.000.000

4 100% Rp 598.950.000.000

5 100% Rp 658.845.000.000

6 100% Rp 724.729.500.000

7 100% Rp 797.202.450.000

8 100% Rp 876.922.695.000

9 100% Rp 964.614.964.500

10 100% Rp 1.061.076.460.950

Keterangan : Kenaikan biaya bahan baku 10% per tahun




2. Listrik (kWh) 268,6976 Rp 1.250 Rp 290.411.016

Abonemen/bulan Rp 9.750.000 Rp 35.191.229

3. Air dari PAM (m3/jam) 8,0566 Rp 13.000 Rp 3.286.725.725

Total persediaan bahan penunjang Rp 10.112.515.373

Total biaya penunjang hingga tahun kesepuluh Tahun Kapasitas

Produksi Biodiesel Listrik fixed cost Listrik variabel cost Air PAM

1 80% Rp 55.838.328.480 Rp 117.000.000 Rp 5.476.322.016 Rp 663.606.029

2 90% Rp 69.099.931.494 Rp 128.700.000 Rp 6.776.948.495 Rp 821.212.461

3 100% Rp 84.455.471.826 Rp 141.570.000 Rp 8.282.937.049 Rp 1.003.704.119

4 100% Rp 92.901.019.009 Rp 155.727.000 Rp 9.111.230.754 Rp 1.104.074.530

5 100% Rp102.191.120.909 Rp 171.299.700 Rp 10.022.353.830 Rp 1.214.481.983

6 100% Rp 112.410.233.000 Rp 188.429.670 Rp 11.024.589.212 Rp 1.335.930.182

7 100% Rp 123.651.256.300 Rp 207.272.637 Rp 12.127.048.134 Rp 1.469.523.200

8 100% Rp 136.016.381.930 Rp 227.999.901 Rp 13.339.752.947 Rp 1.616.475.520

9 100% Rp 149.618.020.124 Rp 250.799.891 Rp 14.673.728.242 Rp 1.778.123.072

10 100% Rp 164.579.822.136 Rp 275.879.880 Rp16.141.101.066 Rp 1.955.935.379

Keterangan : Kenaikan biaya penunjang 10% per tahun

V.8 Hasil Penjualan Produk

V.8.1 Produk Utama

Hasil produksi Asam Laktat 80% = 5.000.000 kg/tahun

Harga produk Asam Laktat 80% = Rp 90.000/kg

Hasil penjualan produk per tahun = Rp 450.000.000.000

Total penjualan produk hingga tahun kesepuluh

Tahun Kapasitas Hasil penjualan produksi

Produksi (Total Sales)

1 80% Rp 360.000.000.000

2 90% Rp 445.500.000.000

3 100% Rp 544.500.000.000

4 100% Rp 598.950.000.000

5 100% Rp 658.845.000.000

6 100% Rp 724.729.500.000

7 100% Rp 797.202.450.000

8 100% Rp 876.922.695.000

9 100% Rp 964.614.964.500

10 100% Rp 1.061.076.460.950

Keterangan : Terjadi kenaikan harga produk sebesar 10% /tahun

V.8.2 Produk Samping

Hasil produksi CaSO4 = 3.022.374 kg/tahun

Harga produk CaSO4 = Rp 2.000/kg

Hasil penjualan produk per tahun = Rp 6.044.748.000

Total penjualan produk hingga tahun kesepuluh

Tahun Kapasitas Hasil penjualan produksi

Produksi (Total Sales)

1 80% Rp 4.835.798.400

2 90% Rp 5.984.300.520

3 100% Rp 7.314.145.080

4 100% Rp 8.045.559.588

5 100% Rp 8.850.115.547

6 100% Rp 9.735.127.101

7 100% Rp 10.708.639.812

8 100% Rp 11.779.503.793

9 100% Rp 12.957.454.172

10 100% Rp 14.253.199.589

Keterangan : Terjadi kenaikan harga produk sebesar 10%/tahun

V.9 Salvage Value

Salvage value untuk masing-masing barang modal adalah sebagai berikut :

a. Kendaraan (mobil, bus, truk dan forklift)

= 10 % x Rp 2.304.000.000

= Rp 232.800.000

b. DFCI selain kendaraan, bangunan, dan tanah.

= 10 % x Rp 229.037.328.988

= 22.903.732.899

c. Bangunan

= 10 % x Rp 26.250.000.000

= Rp 2.625.000.000

Catatan: Tanah tidak didepresiasi. Pada akhir tahun ke-10 harga tanah

diperhitungkan tetap, yaitu sebesar: Rp 25.500.000.000

Sehingga total nilai salvage value yang akan diperhitungkan pada akhir tahun ke-

10 adalah sebesar: Rp 51.261.532.899

V.10 Depresiasi

Depresiasi digolongkan pada masing-masing alat sesuai periode

depresiasinya

Metode yang dipakai adalah Metode Garis Lurus

Periode depresiasi menurut SK Menteri Keuangan No. 961/KMK-04/1983

adalah :

- 5 tahun atau 20% / tahun untuk kendaraan

- 10 Tahun atau 10% /tahun untuk mesin-mesin industri kimia

- 20 tahun atau 5% / tahun untuk bangunan

- 5 tahun atau 20% / tahun untuk IFCI tanpa salvage value

(amortisasi)

Jumlah Depresiasi (Dpr) per tahun Tahun Kendaraan DFCI tanpa tanah,

bangunan

&kendaraan

Bangunan Nilai depresiasi

IFCI

Jumlah Nilai

Depresiasi

1 Rp419.040.000 Rp20.613.359.609 Rp1.181.250.000 Rp18.228.277.876 Rp40.441.927.485

2 Rp419.040.000 Rp20.613.359.609 Rp1.181.250.000 Rp18.228.277.876 Rp40.441.927.485

3 Rp419.040.000 Rp20.613.359.609 Rp1.181.250.000 Rp18.228.277.876 Rp40.441.927.485

4 Rp419.040.000 Rp20.613.359.609 Rp1.181.250.000 Rp18.228.277.876 Rp40.441.927.485

5 Rp419.040.000 Rp20.613.359.609 Rp1.181.250.000 Rp18.228.277.876 Rp40.441.927.485

6 - Rp20.613.359.609 Rp1.181.250.000 - Rp21.794.609.609

7 - Rp20.613.359.609 Rp1.181.250.000 - Rp21.794.609.609

8 - Rp20.613.359.609 Rp1.181.250.000 - Rp21.794.609.609

9 - Rp20.613.359.609 Rp1.181.250.000 - Rp21.794.609.609

10 - Rp20.613.359.609 Rp1.181.250.000 - Rp21.794.609.609

Total Rp311.182.685.468

V.11 Perhitungan Biaya Produksi Total (Tpc)

Keterangan : biaya produksi dihitung per tahun operasi pabrik (330 hari)

TAHUN I II

KAPASITAS PRODUKSI 80% 90%

BIAYA PRODUKSI (PRODUCT COST) Fixed Cost Variable Cost Fixed Cost Variable Cost

A. Biaya Manufacturing (Manufacturing Cost)

1. Biaya Manufacturing Langsung (DMC)

a. Biaya Bahan Baku

- Rp128.714.890.518 - Rp159.284.677.016

b. Gaji Karyawan

Rp6.318.000.000 Rp6.949.800.000 -

c. Biaya Pemeliharaan dan Perbaikan (kenaikan 5% per tahun) 2% DFCI Rp5.662.306.580 - Rp5.945.421.909 -

d. Biaya Royalti dan Paten 0,5% TS - Rp1.800.000.000 - Rp2.227.500.000

e. Biaya Laboratorium 0,5% BB - Rp643.574.453 - Rp796.423.385

f. Biaya pengemasan produk 2,0% BB - Rp2.574.297.810 - Rp3.185.693.540

g. Biaya sarana penunjang

Rp117.000.000 Rp61.978.256.525 Rp128.700.000 Rp76.698.092.449

Total Biaya Manufacturing Langsung (DMC) Rp12.097.306.580 Rp195.711.019.305 Rp13.023.921.909 Rp242.192.386.390

Biaya Plant Overhead 20% (b+c) Rp2.396.061.316 - Rp2.579.044.382 -

Biaya Manufacturing Tetap (FMC)

2. Depresiasi

Rp40.441.927.485 - Rp40.441.927.485 -

3. Pajak Bumi dan Bangunan diperkirakan 0.1 % x (tanah +

bangunan),kenaikan 10 % /th 0,1% Rp25.500.000 - Rp28.050.000 -

a. Biaya asuransi (kenaikan 10 %) pertahun 0,5% DFCI Rp1.415.576.645 - Rp1.557.134.309 -

b. Total Biaya Manufacturing Tetap (FMC) Rp41.883.004.130 - Rp42.027.111.794 -

B. Pengeluaran Umum (General Expenses)

a. Biaya administrasi 5% b Rp315.900.000 - Rp347.490.000 -

b. Biaya distribusi dan penjualan 10% f - Rp257.429.781 - Rp318.569.354

c. Bunga Bank

Rp7.800.000.000 - Rp5.850.000.000 -

Total Pengeluaran Umum Rp8.115.900.000 Rp257.429.781 Rp6.197.490.000 Rp318.569.354

Total Biaya Rp64.492.272.025 Rp195.968.449.086 Rp63.827.568.085 Rp242.510.955.744

Total Biaya Produksi (TPC) Rp260.460.721.112 Rp306.338.523.829

TAHUN III IV





a. Biaya Bahan Baku

- Rp194.681.271.908 - Rp214.149.399.099

b. Gaji Karyawan

Rp7.644.780.000 - Rp8.409.258.000 -

c.

Biaya Pemeliharaan dan Perbaikan (kenaikan 5%

per tahun) 2% DFCI Rp6.242.693.004 - Rp6.554.827.654 -


e. Biaya Laboratorium 0,5% BB - Rp973.406.360 - Rp1.070.746.995



Rp141.570.000 Rp93.742.112.994 Rp155.727.000 Rp103.116.324.293




2. Depresiasi

Rp40.441.927.485 - Rp40.441.927.485 -


bangunan),kenaikan 10 % /th

Rp2.992.817.131 - Rp3.292.098.844 -






c. Bunga Bank

Rp3.900.000.000 - Rp1.950.000.000 -

Total Pengeluaran Umum Rp4.282.239.000 Rp389.362.544 Rp2.370.462.900 Rp428.298.798



TAHUN V VI





a. Biaya Bahan Baku

- Rp235.564.339.009 - Rp259.120.772.909

b. Gaji Karyawan

Rp9.250.183.800 - Rp10.175.202.180 -

c.

Biaya Pemeliharaan dan Perbaikan (kenaikan 5%

per tahun) 2% DFCI Rp6.882.569.037 - Rp7.226.697.489 -


e. Biaya Laboratorium 0,5% BB - Rp1.177.821.695 - Rp1.295.603.865



Rp171.299.700 Rp113.427.956.722 Rp188.429.670 Rp124.770.752.395




2. Depresiasi

Rp40.441.927.485 - Rp21.794.609.609 -



Rp3.621.308.728 - Rp3.983.439.601 -






c. Bunga Bank

- - - -

Total Pengeluaran Umum Rp462.509.190 Rp471.128.678 Rp508.760.109 Rp518.241.546



TAHUN VII VIII



Biaya Manufacturing (Manufacturing Cost)

Biaya Manufacturing Langsung (DMC)

Biaya Bahan Baku

- Rp285.032.850.200 - Rp313.536.135.220

Gaji Karyawan

Rp11.192.722.398 - Rp12.311.994.638 -

Biaya Pemeliharaan dan Perbaikan (kenaikan 5% per

tahun) 2% DFCI Rp7.588.032.363 - Rp7.967.433.982 -

Biaya Royalti dan Paten 0,5% TS - Rp3.764.567.125 - Rp4.141.023.838

Biaya Laboratorium 0,5% BB - Rp1.425.164.251 - Rp1.567.680.676

Biaya pengemasan produk 2,0% BB - Rp5.700.657.004 - Rp6.270.722.704


Rp207.272.637 Rp137.247.827.634 Rp227.999.901 Rp150.972.610.398




Depresiasi

Rp21.794.609.609 - Rp21.794.609.609 - Pajak Bumi dan Bangunan diperkirakan 0.1 % x (tanah +


Rp4.381.783.561 - Rp4.819.961.917 -

Biaya asuransi (kenaikan 10 %) pertahun 0,5% DFCI Rp2.393.790.360 - Rp2.633.169.396 -

Total Biaya Manufacturing Tetap (FMC) Rp28.570.183.530 - Rp29.247.740.922 -

Pengeluaran Umum (General Expenses)

Biaya administrasi 5% b Rp559.636.120 - Rp615.599.732 -

Biaya distribusi dan penjualan 10% f - Rp570.065.700 - Rp627.072.270

Bunga Bank

- - - -


Rp51.873.998.000 Rp433.741.131.915 Rp54.426.654.898 Rp477.115.245.106

Rp485.615.129.915 Rp531.541.900.004

TAHUN IX X



Biaya Manufacturing (Manufacturing Cost)

Biaya Manufacturing Langsung (DMC)

Biaya Bahan Baku

- Rp344.889.748.742 - Rp379.378.723.617

Gaji Karyawan

Rp13.543.194.102 - Rp14.897.513.512 -

Biaya Pemeliharaan dan Perbaikan (kenaikan 5% per

tahun) 2% DFCI Rp8.365.805.681 - Rp8.784.095.965 -

Biaya Royalti dan Paten 0,5% TS - Rp4.555.126.221 - Rp1.896.893.618

Biaya Laboratorium 0,5% BB - Rp1.724.448.744 - Rp1.896.893.618

Biaya pengemasan produk 2,0% BB - Rp6.897.794.975 - Rp7.242.684.724


Rp250.799.891 Rp166.069.871.437 Rp275.879.880 Rp182.676.858.581




Depresiasi

Rp21.794.609.609 - Rp21.794.609.609 - Pajak Bumi dan Bangunan diperkirakan 0.1 % x (tanah +


Rp5.301.958.109 - Rp5.832.153.920 -

Biaya asuransi (kenaikan 10 %) pertahun 0,5% DFCI Rp2.896.486.335 - Rp3.186.134.969 -

Total Biaya Manufacturing Tetap (FMC) Rp29.993.054.053 - Rp30.812.898.498 -

Pengeluaran Umum (General Expenses)

Biaya administrasi 5% b Rp677.159.705 - Rp744.875.676 -

Biaya distribusi dan penjualan 10% f - Rp689.779.497 - Rp724.268.472

Bunga Bank

- - - -


Rp57.211.813.388 Rp524.826.769.617 Rp60.251.585.425 Rp573.816.322.630

Rp582.038.583.005 Rp634.067.908.055

V.12 Break Event Point (BEP)

Rumus Umum :

BEP =

%100VCTS

FC

Dimana :

FC : Total Fixed Cost

TS : Total Sales

VC : Total Variabel Cost

Total Variabel Cost dan Total Sales pada tingkat kapasitas 100% (kecuali

pada tahun 1 dan 2 ; 80% & 90%)

BEP dari tahun pertama hingga tahun kesepuluh

Tahun Total Total Total BEP

Fixed Cost (Rp) Variabel Cost (Rp) Penjualan (Rp) (%)

1

64.492.272.025

195.968.449.086

364.835.798.400

38,19

2

63.827.568.085

242.510.955.744

451.484.300.520

30,54

3

66.236.368.961

296.402.279.243

551.814.145.080

25,93

4

66.015.609.141

326.042.507.168

606.995.559.588

23,50

5

66.034.687.648

358.646.757.884

667.695.115.547

21,37

6

49.533.691.646

394.511.433.673

734.464.627.101

14,57

7

51.873.998.000

433.962.577.040

807.911.089.812

13,87

8

54.426.654.898

477.358.834.744

888.702.198.793

13,23

9

57.211.813.388

525.094.718.218

977.572.418.672

12,64

10

60.251.585.425

573.816.322.630

1.075.329.660.539

12,01

V.13 Laba Rugi dan Pajak

Berdasarkan UU No. 10 tahun 1994, sebagai berikut :

Penghasilan Kena Pajak Tarif Pajak (%)

1. s/d Rp 25 juta 10

2. Rp 25 juta s/d 50 juta 15

3. > Rp 50 juta 30

4. Besar pajak tiap tahun kena pajak 30 %

Laba Rugi dan Pajak Tahun Penjualan Pengeluaran Laba sebelum pajak PPH 30% Laba setelah

pajak

(Rp) (Rp) (Rp) (Rp) (Rp)

1

364.835.798.400

266.908.721.112

97.927.077.288

29.378.123.186

68.548.954.102

2

451.484.300.520

311.486.523.829

139.997.776.691

41.999.333.007

97.998.443.684

3

551.814.145.080

366.486.648.204

185.327.496.876

55.598.249.063

129.729.247.813

4

606.995.559.588

394.606.116.309

212.389.443.279

63.716.832.984

148.672.610.295

5

667.695.115.547

425.929.445.532

241.765.670.015

72.529.701.004

169.235.969.010

6

734.464.627.101

444.045.125.319

290.419.501.783

87.125.850.535

203.293.651.248

7

807.911.089.812

485.836.575.040

322.074.514.771

96.622.354.431

225.452.160.340

8

888.702.198.793

531.785.489.642

356.916.709.151

107.075.012.745

249.841.696.406

9 977.572.418.672

582.306.531.606

395.265.887.066

118.579.766.120

276.686.120.946

10

1.075.329.660.539

634.067.908.055

441.261.752.485

132.378.525.745

308.883.226.739

Jumlah nominal aliran masuk = Laba setelah pajak + depresiasi + salvage value

Tahun Laba setelah pajak Depresiasi Salvage value+ tanah Cash in Nominal

(Rp) (Rp) (Rp) (Rp)

1

68.548.954.102

41.689.927.485

-

110.238.881.586

2 97.998.443.684

41.689.927.485

- 139.688.371.168

3

129.729.247.813

41.689.927.485

-

171.419.175.298

4

148.672.610.295

41.689.927.485

-

190.362.537.780

5

169.235.969.010

41.689.927.485

232.800.000

211.158.696.495

6

203.293.651.248

21.794.609.609

-

225.088.260.857

7

225.452.160.340

21.794.609.609

-

247.246.769.949

8

249.841.696.406

21.794.609.609

-

271.636.306.015

9

276.686.120.946

21.794.609.609

-

298.480.730.555

10

308.883.226.739

21.794.609.609

51.261.532.899

381.939.369.247

V.14 Minimum Payback Period (MPP)

Jangka waktu minimum pengembalian investasi modal sebagai berikut :

(Keterangan :suku bunga tahunan 20 %

Net Cash Flow per tahun

Tahun NCF nominal

(Rp)

Faktor Diskon NCF PV (Rp)

Akumulasi

1/(1+0.20)^n (Rp)

0

(460.758.587.947) 1,000

(460.758.587.947)

(460.758.587.947)

1

113.504.481.586 0,833

94.587.067.989

(366.171.519.958)

2

142.043.971.168 0,694

98.641.646.645

(267.529.873.313)

3

172.864.775.298 0,579

100.037.485.705

(167.492.387.609)

4

190.898.137.780 0,482

92.061.216.136

(75.431.171.472)

5 0,402 9.278.309.822

210.784.296.495 84.709.481.295

6

225.088.260.857 0,335

75.381.603.135

84.659.912.958

7

247.246.769.949 0,279

69.002.035.831

153.661.948.788

8

271.636.306.015 0,233

63.173.923.109

216.835.871.897

9

298.480.730.555 0,194

57.847.565.244

274.683.437.141

10

381.939.369.247 0,162

61.685.340.459

336.368.777.600

Total

336.368.777.600

Layak

Jumlah tahun yang dibutuhkan : (dengan interpolasi)

MPP = ) .822(9.278.309 .95884.659.912 7

) .822(9.278.309-05

= 4 tahun 9 bulan

V.15 Internal Rate of Return (IRR)

Keterangan : Net Cash Flow (NCF) sesudah pajak = (Penjualan - Pengeluaran - Pajak) + Depresiasi

Tahun Net Cash Flow Faktor Diskon 30% Present Value Faktor Diskon 31% Present Value

(Rp) 1/(1+I)^n 1/(1+I)^n

0 -460.758.587.947 1,000 -460.758.587.947 1,000 -460.758.587.947

1

113.504.481.586

0,769

87.311.139.682

0,763

86.644.642.432 2

142.043.971.168

0,592

84.049.687.082

0,583

82.771.383.467 3

172.864.775.298

0,455

78.682.191.760

0,445

76.894.029.333 4

190.898.137.780

0,350

66.838.744.365

0,340

64.821.116.804 5

210.784.296.495

0,269

56.770.339.461

0,259

54.636.362.067 6

225.088.260.857

0,207

46.632.933.032

0,198

44.537.421.683 7

247.246.769.949

0,159

39.402.806.914

0,151

37.344.922.032 8

271.636.306.015

0,123

33.299.751.869

0,115

31.319.689.699 9

298.480.730.555

0,094

28.146.612.118

0,088

26.270.881.055 10

381.939.369.247

0,073

27.705.175.367

0,067

25.661.466.394

Total 88.080.793.703 70.143.327.020

IRR = 30 % + .020)70.143.327(.70388.080.793

)3.703(88.080.79x30)-(31

= 34,91%

IRR > bunga pinjaman, maka proyek investasi Pabrik Asam Laktat ini feasible.

V.16 Kelayakan Proyek

Tahun

Net Cash Flow Nominal

(Rp)

Faktor Diskon 20%

1/(1+i)^n

Net Cash Flow

Present Value

0 (460.758.587.947) 1 (460.758.587.947)

1 113.504.481.586 0,833 94.587.067.989

2 142.043.971.168 0,694 98.641.646.645

3 172.864.775.298 0,579 100.037.485.705

4 190.898.137.780 0,482 92.061.216.136

5 210.784.296.495 0,402 84.709.481.295

6 225.088.260.857 0,335 75.381.603.135

7 247.246.769.949 0,279 69.002.035.831

8 271.636.306.015 0,233 63.173.923.109

9 298.480.730.555 0,194 57.847.565.244

10 381.939.369.247 0,162 61.685.340.459

TOTAL 336.368.777.600

Nilai Net Cash Flow Present Value pada tingkat bunga berjalan (20%) sebesar

Rp 336.368.777.600 (positif).

Maka perancangan pabrik ini feasible (layak).

Documents

Fixed Pra Rancangan Pabrik (Frisda 1508021)