Pra Rancangan Pabrik Glukosa Dari Molase

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

Kapasitas produksi : 1% × 85000 ton/tahun

= 850 ton/tahun

Basis perhitungan : 1 jam operasi

Satuan berat : kilogram (kg)

Kapasitas produksi : 850 tahunton ×

tonkg

11000 ×

haritahun

300×

jamhari

241

= 118 kg

Komposisi bahan baku :

Glukosa : 21,7 %

Sukrosa : 34,19 %

Air : 26,49 %

Abu : 17,62 %

(Martoyo, T, 2002)

LA.1 FILTER PRESS I (FP-101)

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

10 %.

Asumsi bahan baku = 445 kg

Glukosa : FG1 = FG

3 = 21,7 % × 445 kg = 96,565 kg

Sukrosa : FS1 = FS

3 = 34,19 % × 445kg = 152,145 kg

Air : FAir1 = 26,49 % × 445kg = 117,880 kg

FAir2 = 10 % FAir

1 = 0,1 × 117,880 kg = 11,788 kg

F1 F3

F2

Glukosa Sukrosa

Air Abu

Air Abu

Glukosa Sukrosa

Air

FAir1 = FAir

2 + FAir3

FAir3 = FAir

1 - FAir2 = (117,880 – 11,788) kg

= 106,092 kg

Abu : FAbu1 = FAbu

2 = 17,62 % × 445 kg = 78,409 kg

LA.2 REAKTOR (R-101)

Pada tangki mixer, sukrosa akan terhidrolisa sempurna membentuk glukosa.

Reaksi hidrolisa :

C12H22O11 + H2O 2C6H12O6

Sukrosa : FS3 = 152,145 kg

NS3 =

kmolkg

kg

342

145,152 = 0,445 kmol

Berdasarkan stoikiometri 0,445 kmol sukrosa ekivalen dengan 0,445 kmol H2O dan

ekivalen dengan 0,890 kmol glukosa.

Air yang dibutuhkan untuk hidrolisa = 0,445 kmol × 18 kg

= 8,010 kg

Glukosa hasil hidrolisa = 0,890 kmol × 180 kg

= 160,20 kg

Glukosa pada alur 3, FG3 = 96,565 kg

Total glukosa FG5 = FG

3 + glukosa hasil hidrolisa

= (96,565 + 160,20) kg

= 256,765 kg

Glukosa Sukrosa

Air F3

F4 Air proses

F5 Glukosa Air

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

aktivitas bakteri untuk berkembangbiak dan gula dapat terkonversi sempurna

(E.Gumbira Sa’id, 1984)

14 % = %100×+ airmassaglukosamassa

glukosamassa

0,14 = 1765,256

765,256×

+ x

35,947 + 0,14 x = 256,765

0,14 x = 256,765 – 35,947

x = 14,0818,220 = 1577,271 kg

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

(1577,271 – 106,092) kg = 1471,179 kg

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

3

= (8,010 + 1471,179 – 106,20) kg

= 1373,097 kg

Air pada alur 5, FAir5 = FAir

3 + FAir4 – air untuk hidrolisa

= (106,092 + 1373,097 – 8,010) kg

= 1471,179 kg

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

= (256,765 + 152,145 + 1373,097) kg

= 1782,007 kg

LA.3 FERMENTOR (R-101)

Glukosa Air

F5

F6Saccharomyces

F7 (NH4)2SO4

F8 H3PO4

Glukosa Etanol

Air Saccharomyces

F10

F9

CO2

Pada fermentor, glukosa terkonversi 90 % membentuk etanol dan CO2

Reaksi pembentukan etanol :

C6H12O6 90 % 2C2H6O + 2CO2

Glukosa masuk pada alur 5 sebanyak 256,765 karena yang terkonversi 90 %, maka

yang bereaksi hanya sebanyak : 765,25610090

× kg = 231,088 kg

Glukosa pada alur 10, FG10 = 0,1 FG

5

= 0,1 × 256,765 kg = 25,676 kg

Glukosa yang bereaksi, NG5 =

kmolkg

kg

180

088,231 = 1,283 kmol

Berdasarkan stoikiometri 1,283 kmol glukosa ekivalen dengan 2,566 kmol etanol dan

ekivalen dengan 2,566 kmol CO2

Etanol : FE10 = 2,566 kmol × 46 kg/kmol

= 118,036 kg

CO2 : FCO29 = 2,566 kmol × 44 kg/kmol

= 112,904 kg

Air pada alur 10, FAir10 = air pada alur 5 = 1471,944 kg

Total substrat = glukosa + air

= FG5 + FAir

5

= (256,765 + 1471,179) kg

= 1727,944 kg

Fermentasi menggunakan Saccharomyces Cerevisiae sebagai bakteri pengurai dan

(NH4)2SO4 sebagai nutrisi untuk bakteri dan H3PO4 digunakan untuk menurunkan

pH (Wanto, 1980)

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

(NH4)2SO4 = 0,4 % total substrat (E.Gumbira Sa’id, 1984)

H3PO4 = 0,4 % total substrat

Saccharomyces : FSc6 = 5 % × total substrat

= 5 % × 1727,944 kg

= 86,397 kg

(NH4)2SO4 : F(NH4)2SO47 = 0,4 % × total substrat

= 0,4 % × 1727,944 kg

= 6,911 kg

H3PO4 : FH3PO48 = 0,4 % × total substrat

= 0,4 % × 1727,944 kg

= 6,911 kg

Saccharomyces Cerevisiae keluar : FSc10 = FSc

6 + F(NH4)2SO47 + FH3PO4

8

= (86,397 + 6,911 + 6,911) kg

= 100,219 kg

LA.4 TANGKI PENAMPUNG II (T-102)

FG

10 = FG11 = 25,676 kg

FE10 = FE

11 = 118,036 kg

FAir10 = FAir

11 = 1471,179 kg

FSc10 = FSc

11 = 100,219 kg

Total substrat = (25,676 + 118,.36 + 1471,179 + 100,219) kg

= 1715,110 kg

= 4110,1715 kg = 428,777 kg

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

T-102 adalah 1715,110 kg. Sistem yang digunakan adalah secara kontinu maka

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

428,777 kg. Hal ini dilakukan agar T-102 tidak akan mengalami kekosongan pada

saat menunggu keluaran substrat berikutnya.

F10 F11 Glukosa Etanol

Air Saccharomyces

Glukosa Etanol

Air Saccharomyces

LA.5 FILTER PRESS II (FP-102)

Diharapkan keseluruhan Saccharomyces tersaring dan cake nya mengandung air

10%.

Neraca massa glukosa :

Glukosa masuk alur 11 = glukosa keluar alur 13

FG11 = FG

13 = 25,676 kg

Neraca massa etanol :

Etanol masuk alur 11 = Etanol keluar alur 13

FE11 = FE

13 = 118,036 kg

Neraca massa Saccharomyces :

Saccharomyces masuk alur 11= Saccharomyces masuk alur 12

FSc11 = FSc

12 = 100,219 kg

Neraca massa air :

FAir11 = 1471,179 kg

FAir12 = 0,1 × FAir

11 = 0,1 × 1471,179 kg

= 147,117 kg

FAir13 = FAir

11 - FAir12 = (1471,179 – 147,117) kg

= 1324,062 kg

Total keluaran dari alur 13 adalah :

Etanol : FE13 = 118,036 kg

Glukosa : FG13 = 25,676 kg

Air : FAir13 = 1324,062 kg

Maka:

F13 = (118,036 + 25,676 + 1324,062) kg = 1467,774 kg

F11 F13

F12

Air Saccharomyces

Glukosa Etanol

Air

Glukosa Etanol

Air Saccharomyces

Dari total keluaran dari alur 13 diatas maka diperoleh :

XE13 = %100

774,1467036,118

×kg

kg = 8,04 %

XG13 = %100

774,1467676,25

×kg

kg = 1,75%

XAir13 = %100

774,1467062,1324

×kgkg = 90,21%

LA.6 KOLOM DESTILASI (KD-101)

V-1

FC PC

K-101

R-101

KD

Neraca total :

F13 = F15 + F17

F13 = 1467,774 kg

F15 = 118,036 kg

F17 = F13 - F15

= (1467,774 - 118,036) kg = 1349,738 kg

Neraca alur F15 :

F15 = 118,036 kg

FE15 = 0,96 × 118,036 kg = 113,315 kg

FAir15 = (118,036 – 113,315) kg = 4,721 kg

F13

F16

Glukosa Etanol

Air

Glukosa Etanol

Air

Etanol Air

F15

Vd

Ld

Vb

Lb

D

B

Neraca alur F17 :

F17 = 1349,738 kg

FE17 = FE

13 - FE15

= (118,036 – 113,315) kg = 4,721 kg

FG17 = FG

13

= 25,676 kg

FAir17 = F17 – ( FE

17 + FG17 )

= 1349,738 – (4,721 + 25,676) kg

= 1319,341 kg

Perhitungan ratio refluks dengan metode Underwood :

Data tekanan uap (Pa)

glukosa

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

(Reklaitis, 1983)

Persamaan tekanan uap :

Untuk etanol dan H2O : ln Pa = A – B/(C+T) (Reklaitis, 1983)

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

Neraca massa molar pada menara destilasi

Neraca massa molar pada menara destilasi dapat dilihat pada table berikut :

Umpan (alur 13) Destilat (alur 15) Bottom (alur 17) Laju

Komp

F (kg) N (kmol)

Xi

F (kg) N (kmol)

yi

F (kg) N (kmol)

Xi

Etanol 118,036 2,562 0,0336 113,315 2,459 0,9037 4,721 0,102 0,0014

H2O 1324,062 73,477 0,9645 4,721 0,262 0,0963 1319,341 73,215 0,9967

Glukosa 25,676 0,142 0,0019 0 0 0 25,676 0,142 0,0019

Σ 1467,774 76,181 1 118,036 2,721 1 1349,738 73,459 1

Etanol

(KPa)

H2O

(KPa)

A 16,1952 16,5362

B 3423,53 3985,44

C -55,7152 -38,9974

Titik didih umpan masuk :

Titik didih umpan masuk : dew point

Dew point destilat :

T = 354,14oK

P = 100 KPa Komponen yi Pa (KPa) ki yi/ki αi

Etanol 0,9037 112,527504 1,12527504 0,8031021 2,3012745

H2O 0,0963 48,897905 0,48897905 0,1969191 1

Σ 1 1,0000212

Syarat Σxi = Σ kiyi = 1

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

Bubble point bottom :

T = 370,23oK

P = 100 KPa Komponen Xi Pa (KPa) ki ki.xi αi

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

H2O 0,9967 90,382529 0,90382529 0,9008427 1

Glukosa 0,0019 138,529732 1,38529732 0,0026321 0,6524414

Σ 1 0,9063081

Syarat Σyi = Σ ki.xi = 1

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

• Refluks minimum destilat (RDM)

RDM + 1 = ΣΦ−i

xdiiαα . ; 1 – q = Σ

Φ−ixfii

αα . (Geankoplis, 1997)

Umpan masuk adalah cairan pada titik didihnya maka q = 1

Sehingga : ΣΦ−i

xfiiαα . = 0

Suhu yang digunakan pada perhitungan adalah suhu relatif,

T = 2

bubbledew TT − =

223,37014,354 + = 362,185oK

Trial nilai Φ :

Φ = 2,17705 Komponen xfi αi

Φ−ixfii

αα .

Etanol 0,0336 2,2700458 0,8201822

H2O 0,9645 1 -0,8194218

Glukosa 0,0019 0,490278 -0,0005523

Σ 1 0,0002081

Oleh karena ΣΦ−i

xfiiαα . = 0, maka Φ = 2,17705

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

KPa

ki αi

Φ−ixdii

αα .

Etanol 0,9037 152,078981 1,52078981 2,2700458 22,0594952

H2O 0,0963 66,9937948 0,66993748 1 -0,0818147

Σ 1 21,9776805

RDM + 1 = ΣΦ−i

xdiiαα .

RDM + 1 = 21,9776805

RDM = 21,9776805 – 1 = 20,9776805

RD = 1,5 . RDM

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

Neraca disekitar kondensor pada menara destilasi:

Data :

RD = 31,4665

Ket: Vd = uap destilat

Ld = liquid destilat

F = Feed (umpan)

D = Destilat B = Bottom

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

Rd = Ld / D (Geankoplis, 1997)

D = N15

Ld = 31,4665 · 2,721

= 85,619 kmol

Vd = F14 = D

= Ld + D

= 85,619 + 118,036

= 88,340 kmol

Neraca Komponen Alur Ld :

Neraca komponen alur Ld dapat dilihat pada tabel berikut:

Komponen xi N (kmol)

F (kg)

EtOH 0,9037 77,374 3564,62 H2O 0,0963 8,245 148,57 Σ 1 85,619 3713,19

Neraca Komponen Alur Vd (F14):

FE14 = LdetOH + FE

15

= 3564,62 + 113,315

= 3677,94 kg

FAir14

= LdH2O + FAir15

= 148,57+ 4,721

= 153,29 kg

Vd = FE14 + FAir

14

= (3677,94 + 153,29) kg

= 3831,23 kg

Neraca disekitar reboiler pada menara destilasi:

Keterangan : Lb : Liquid bottom

Vb : Vapour bottom

B : bottom

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

Lb = Ld + qF (Geankoplis, 1997)

Lb = Ld + F13

Lb = (3713,19 + 1467,774) kg

= 5180,964 kg

Lb = F16 = 5180,964 kg

Vb = Lb – B = Vd

= 3831,23 kg

Neraca komponen F16 (Lb) :

F16 = 5180,964 kg

FE16 = 0,003498 × 5180,964 = 18,123 kg

FAir16 = 0,977479 × 5180,964 = 5064,283 kg

FG16 = 0,019023 × 5180,964 = 98,557 kg

Neraca komponen Vb :

Vb = 3831,23 kg

VbE = 0,003498 × 3831,23 = 13,401 kg

FAir = 0,977479 × 3831,23 = 3744,946 kg

FG = 0,019023 × 3831,23 = 72,881 kg

LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Basis perhitungan : 1 jam operasi

Satuan operasi : kkal/jam

Temperatur referensi : 25 0C

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

sebagai berikut:

Perhitungan Panas Bahan Masuk (Qin) dan Keluar (Qout)

dTCpmQ ii ⋅∫= .... (1)

⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡+Δ+= ∫ ∫

BP T

BPiVLii dTCpgHdTCplNQ

298

…. (2) (Reklaitis, 1983)

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

perubahan fasa (phase transition)

Perhitungan Panas Reaksi 00

2980

PR HHHHQ Δ+Δ+Δ=Δ= .... (3) (Smith, 2001)

dimana:

tan

000298

reakifii

produkifii HvHvH ⎟

⎠

⎞⎜⎝

⎛Δ−⎟

⎠

⎞⎜⎝

⎛Δ=Δ ∑∑

( ) ( )TCpnHi

HiiR −⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛=Δ ∑ 2980

( ) ( )2980 −⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛=Δ ∑ TCpnH

iHiiP

Data kapasitas Panas, Panas laten, dan Panas Pembentukan

Tabel LB.1 Kapasitas Panas Gas, Cpg T°K = a + bT + cT2 + dT3 + eT4 [ J/mol°K ]

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

Tabel LB.2 Kapasitas Panas Gas, 22

coshsinh ⎥⎥

⎦

⎤

⎢⎢

⎣

⎡+

⎥⎥

⎦

⎤

⎢⎢

⎣

⎡+=

TE

TE

DT

CT

CBACp

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

Tabel LB.3 Kapasitas Panas Liquid, Cpl T°K = a + bT + cT2 + dT3 [ J/mol°K ] Komponen a b c d Air 1.82964E+01 4.72118E-01 -1.33878E-03 1.31424E-06 Ethanol -3.25137E+02 4.13787 -1.40E-02 1.70E-05

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

Tabel LB.5 Panas Laten ( )32

1 rrrrVLETDTCTBTAH +++−=Δ (J/kmol)

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

Tabel LB.6 Panas Reaksi Pembentukan ( ΔHfo )

Komponen ΔHf0 Satuan

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

Perhitungan neraca panas pada masing-masing unit:

LB.1 TANGKI PENCAMPURAN (M-101)

Neraca panas masuk ke tangki mixer :

Qin = m Cp ΔT

= m Cp (Tmasuk – Treferensi)

= m Cp (298 – 298) K

Neraca panas masuk ke tangki mixer : Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp

(kkal/kg.K)

Q = m Cp ΔT

(kkal)

Glukosa 96,565 0,536 0 547,740 0

Sukrosa 152,145 0,445 0 540,747 0

Air 106,092 5,887 0 1,0002 0

Σ 0

Jadi panas yang masuk pada tangki mixer = 0 kkal/jam.

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

atas :

Qin = m Cp ΔT

= 96,565 kg × 547,740 Kkgkkal

. × (298 – 298) K

= 0 kkal

Neraca panas keluar tangki mixer :

Qout = m Cp ΔT

= m Cp (Tkeluar - T referensi)

= m Cp (313 – 298) K

Glukosa Sukrosa

Air F3

F4 Air proses

F5 Glukosa Air

T = 25oC P = 1 atm

T = 40oC

T = 40oC

Neraca panas keluar tangki mixer : Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp

(kkal/kg.K)

Q = m Cp ΔT

(kkal)

Glukosa 256,765 1,425 15 547,740 2109606,917

Air 1471,179 81,641 15 1,0002 22072,098

Σ 2131679,015

Jadi panas keluar tangki mixer : 2131679,015 kkal.

Reaksi :

C12H22O11 + H2O 2C6H12O6

n = 0,445 kmol (Lampiran A-2)

ΔHr(298K) = ΔHf produk – ΔHf reaktan

= ΔHf C6H12O6 - { ΔHf C12H22O11 + ΔHf H2O}

= 2(-673000) - { (-1349000) + (-57800) }

= 60800 kkal/kmol

n ΔHr(298K) = 0,445 kmol × 60800 kmolkkal

= 27056 kkal

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

= (27056 + 2131679,015 + 0) kkal

= 2158735,015 kkal

Sumber panas yang digunakan berasal dari listrik.

dtdQ = 2158735,015 kkal

Waktu yang diperlukan untuk melakukan proses mixing hanya 1 jam, sehingga

dianggap bahwa :

dtdQ = 2158735,015 kkal = 35978916,92 kal

= 2508990,022 W

= 2508,99 kW = 3363,610 hp

Ket : 1 W = 14,340 kal/menit

1 hp = 0,74570 Kw

1 kal/g = 4,185 kJ/kg.K (Geankoplis, 1987)

LB.2 REAKTOR FERMENTOR (R-101)

R-101

Neraca panas masuk reaktor fermentor :

Qout = m Cp ΔT

= m Cp (Tmasuk - T referensi)

= m Cp (313 – 298) K

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

(kkal/kg.K)

Q = m Cp ΔT

(kkal)

Glukosa 256,765 1,425 15 547,740 2109606,917

Air 1471,179 81,641 15 1,0002 22072,098

Σ 2131679,015

Jadi panas keluar tangki mixer = panas masuk reaktor fermentor

= 2131679,015 kkal.

Reaksi :

C12H22O11 + H2O 2C6H12O6

Neraca panas keluaran reaktor fermentor :

Qout = m Cp ΔT

= m Cp (Tkeluar – T referensi)

= m Cp (303 – 298) K

Glukosa Air

F5

F6

Saccharomyces F7

(NH4)2SO4

F8 H3PO4

F9

CO2

Glukosa Etanol

Air Saccharomyces

F10

T =40oC

Air pendingin

Air pendingin bekas

T =25oC

T =40oC

T =30oC

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

(kkal/kg.K)

Q = m Cp ΔT

(kkal)

Glukosa 25,676 0,142 5 547,740 70318,861

etanol 118,036 2,562 5 0,535 315,746

Air 1471,944 81,684 5 1,0002 7361,192

CO2 112,904 2,565 5 21,061 11889,355

Σ 89885,154

Jadi panas keluaran fermentor : 89885,154 kkal.

Reaksi fermentasi :

C6H12O6 2C2H6O + 2CO2

n = 1,283 kmol/jam (Lampiran A-4)

ΔHr(298K) = ΔHf produk – ΔHf reaktan

= { 2ΔHf C2H6O + 2ΔHf CO2} - ΔHf C6H12O6

= { 2(-56120) + 2(-94052) } - (-673000) }

= 372656 kkal/kmol

n ΔHr(298K) = 1,283 kmol × 372656 kmolkkal

= 478117,648 kkal

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

= (478117,648 + 89885,154 + 2131679,015) kkal

= 2699681,817 kkal

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

Tin = 25oC = 298oK

Tout = 40oC = 313oK

Maka : m =

∫313

2982 dTOHCp

dtdQ

= )298313(0002,1

817,2699681−

= 179942,799 kg

LB.3 KONDENSOR (K-101)

Perhitungan panas bahan masuk dan keluar :

Panas bahan masuk kondensor Komponen F14 = Vd (kg) ∫ Cpl dT + ΔHvl + ∫ Cpv dT

(kJ/kg)

Q (kkal)

Air 153,29 2719,043 99618,093

Etanol 3677,94 1088,658 956983,462

Σ 1056601,555

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

(kJ/kg)

Q (kkal)

Air 148,57 235,102 8348,256

Etanol 3564,62 1069,914 919439,933

Σ 927788,189

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

(kJ/kg)

Q (kkal)

Air 4,721 235,102 265,276

Etanol 113,315 1069,914 28976,411

Σ 29241,687

ΔQout = QLd + QD

= 957029,876 kkal

Menghitung kebutuhan air pendingin :

QC = Qin - Qout

= 99571,679 kkal

mC = 6636,784 kg

LB.4 REBOILER (R-101)

Perhitungan panas bahan masuk dan keluar :

Panas bahan masuk reboiler Komponen F16 = Lb (kg) ∫ Cpl dT + ΔHvl + ∫ Cpv dT

(kJ/kg)

Q (kkal)

Air 5064,283 283,532 343185,059

Etanol 18,123 142,519 617,322

Glukosa 98,557 125,529 2956,922

Σ 346759,303

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

(kJ/kg)

Q (kkal)

Air 3744,946 303,080 271275,868

Etanol 13,041 1096,331 3417,125

Glukosa 72,881 132,523 2308,415

Σ 277001,408

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

(kJ/kg)

Q (kkal)

Air 1319,341 283,532 89406,164

Etanol 4,721 1088,658 1228,383

Glukosa 25,676 125,529 770,335

Σ 91404,882

ΔQout = QVb + QB

= 368406,29 kkal

Menghitung kebutuhan steam :

Qh = Qout - Qin

= 21646,987 kkal

mh = 216,426 kg

LAMPIRAN C

PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT

LC.1 Tangki Penyimpanan Molase (T-101)

Jenis sambungan : Single-welded butt joint

Kondisi penyimpanan : T = 25oC, P = 1 atm

Laju alir bahan :445 kg/jam

Densitas bahan :

Komponen xi ρ (kg/m3)

Glukosa 0,2170 1180

Sukrosa 0,3419 1514

Air 0,2649 998

Abu 0,1762 1395,5

Σ 1,0000

Untuk menentukan densitas campuran digunakan persamaan berikut :

ρcamp =

ixiρ

Σ

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

ρcamp =

5,13951762,0

9982649,0

15143419,0

11802170,0

1

+++= 1248,439 kg/m3 = 77,94 lbm/ft3

1. Menentukan ukuran tangki

a. Volume Tangki, VT

Volume bahan, V = camp

Fρ

= 3/439,1248445

mkgkg = 0,3564 m3

Faktor keamanan, fk = 20 %

Volume tangki, VT = ( 1 + fk ) × 0,3564 = 0,4277 m3

b. Diameter Tangki, DT dan Tinggi Tangki, HT

Direncanakan : - . tinggi silinder : diameter ( Hs : D) = 1 : 2

- . tinggi head : diameter ( Hh : D) = 1 : 4

• Volume silinder : VS = 4π D2 Hs (Brownell, 1959)

= 4π D2 (

21 D) = 0,3925 D3

• Volume tutup : Vh = 3π R2 Hh (Brownell, 1959)

= 6π D2 (

41 D) = 0,1308 D3

Volume tangki, VT = VS + Vh

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

DT = 31

5233,0⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ TV = 31

5233,04277,0

⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ = 0,9350 m

Untuk desain digunakan :

• Diameter tangki = 0,9350 m

• Tinggi silinder, HS = 0,5 × D = 0,4675 m

• Tinggi head, Hh = 41 × D = 0,2337 m

Jadi total tinggi tangki, HT = HS + Hh = 0,7012 m

2. Tebal Sheel dan Tutup Tangki

a. Tebal Shell

t =PES

RP6,0.

.−

+ n.c ( Brownell, 1959)

dimana :

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

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

P = tekanan design (psi)

S = allowable stress = 17500 psi

E = joint efficiency = 0,9

Tekanan hidrostatis, Phs = 14,7 + 144

)1( −SHρ (Brownell, 1959)

= 14,7 + 144

)15337,1(94,77 − = 15 psi

Faktor keamanan = 10 %

Tekanan desain, Pd = 1,1 × Phs = 16,5 psi

Tebal shell, t = )5,16(6,0)9,0(17500

20675,35,16

−

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

+ 15 × 0,0125

= 0,189 in

Digunakan tebal shell standart 3/16 in.

b. Tebal tutup

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

sama = 3/16 in.

LC.2 Reaktor (R-101)



Laju alir bahan :1782,007 kg/jam

Densitas bahan :

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

Glukosa 96,565 0,0818 0,054 1180

Sukrosa 152,145 0,1005 0,085 1514

Air 1533,297 1,5364 0,860 998

Σ 1782,007 1,7187 0,999

Densitas campuran, ρcamp

Laju volumetrik, Vo = 1,7187 m3 = 61,3821 ft3

ρcamp =

ixiρ

Σ

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

ρcamp =

998860,0

1514085,0

1180054,0

1

++= 1036,8342 kg/m3 = 64,7273 lbm/ft3




Volume tangki, VT = ( 1 + fk ) × V

VT = ( 1 + fk ) × 1,7187 = 2,0624 m3





= 4π D2 (

21 D) = 0,3925 D3


= 6π D2 (

41 D) = 0,1308 D3


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

DT = 31

5233,0⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ TV = 31

5233,00624,2

⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ = 1,5788 m




• Tinggi head, Hh = 41 × D = 0,3947 m



a. Tebal Shell

t =PES

RP6,0.

.−


dimana :








= 14,7 + 144

)15899,2(7273,64 − = 15,41 psi



Tebal shell, t = )492,18(6,0)9,0(18750

21797,5492,18

−

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

+ 15 × 0,0125

= 0,18 in


b. Tebal tutup


sama = 3/16 in.

3. Tenaga pengaduk

Jenis pengaduk yang digunakan adalah propeller

t

a

DD

= 0,3 aD

W = 51

aDL =

41

EDt = 4 (Geankoplis, 1997)

Dt = diameter tangki = 1,5788 m

Da = diameter pengaduk = 0,3 × Dt = 0,4736 m

W = lebar pengaduk = 51 Da = 0,0947 m

L = panjang daun pengaduk = 41 Da = 0,1184 m

E = jarak pengaduk dari dasar tangki = 41 Dt = 0,3947 m

P =550

53

××××

gcDnK maT ρ

Dimana :

KT = konstanta pengaduk = 6,3

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

Da = diameter pengaduk = 1,5540 ft

ρm = densitas bahan = 64,7273 lbm/ft3

gc = konstanta gravitasi = 32,2 lbm ft / lbf det2

P =5502,32

7273,645540,14166,03,6 53

×××× = 0,015 hp

Effisiensi motor = 75 %

Daya aktual, Pa = 75,0015,0 = 0,02 hp

4. Menentukan ukuran dan putaran koil

Koefisien perpindahan panas pada tangki pengaduk dengan menggunakan koil :

hi = jjD

k 31

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

kc μ

14,0

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛wb

μμ

(Prabhudesai, 1984)

dimana :

hi = koefisien perpindahan panas, Btu/jam ft2 F

j = konstanta yang berhubungan dengan bilangan Reynold

c = panas spesifik

μ = viskositas, lb/ft jam

k = konstanta panas, Btu/jam ft F

ρ = densitas, lb/ft3

Data :

Densitas campuran, ρcamp = 64,7273 lbm/ft3

Viskositas campuran, μcamp = 2,7416 lb/ft

Konduktivitas panas campuran, kcamp = 0,3047 Btu/ft jam F

Panas spesifik campuran, Cpcamp = 0,9209 Btu/lb F

L = 0,3885 ft

Dj = 5,1791 ft

N = 25 rpm = 1500 rph

NRe = μ

ρNL3

= 7416,2

7273,6415003885,0 3 ×× = 2076,5755

Dari gambar 20.2 Kern 1960 diperoleh j = 100

3

1

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

kc μ =

31

3047,07416,29209,0

⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ × = 2,0221

14,0

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛wb

μμ

= 1

hi = 100 × 1797,53047,0 × 1 × 2,0221 = 11,8951 Btu/jam ft2 F

Bahan untuk koil adalah IPS 1 in, sch 40

OD = 1,32 in = 0,109 ft

ID = 1,049 in = 0,087 ft

• Koefisien perpindahan panas untuk steam, ho

ho = IDOD × hi

= 087,0109,0 × 11,8951 = 14,9030 Btu/jam ft2 F

• Koefisien menyeluruh bersih, Uc

Uc = oi

oi

hhhh

+×

= 9030,148951,119030,148951,11

+× = 6,6151 Btu/jam ft2 F

Asumsi Rd = 0,005 ; hd = dR

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

• Koefisien menyeluruh desain, UD

UD = dC

dic

hUhU

+×

= 2006151,62006151,6

+× = 6,4033 Btu/jam ft2 F

Panas yang dibutuhkan ; Q = 863,271 kkal

= 3423,505 Btu

T1 = 40oC = 104oF

T2 = 25oC = 77oF

Luas permukaan perpindahan panas pada koil, A

A = TU

Q

D Δ× =

274033,6647,2625819

× = 151,878 ft2

external surface IPS 1 in sch 40 = 0,344 ft2/ft

jika diameter helix ( D satu putaran ), DH = 4 ft

Luas permukaan tiap 1 putaran, Ap = π × 4 × 0,344 = 4,321 ft2

Maka jumlah putaran yang dibutuhkan : pA

A = 321,4878,151 = 35,148=35 putaran

Panjang koil = surfaceexternal

A = 441,506 = 442 ft

LC.3 Fermentor (R-102)




Densitas campuran :

ρcamp =

998860,0

1180054,0

1

+= 1025,635 kg/m3 = 64,0281 lb/ft3

Laju volumetrik, Vo = ρm =

635,1025944,1727 = 1,6847 m3





VT = ( 1 + fk ) × 1,6847 = 2,0216 m3





= 4π D2 (

21 D) = 0,3925 D3


= 6π D2 (

41 D) = 0,1308 D3


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

DT = 31

5233,0⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ TV = 31

5233,00216,2

⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ = 1,5684 m




• Tinggi head, Hh = 41 × D = 0,3921 m



a. Tebal Shell

t =PES

RP6,0.

.−


dimana :








= 14,7 + 144

)15728,2(0281,64 − = 15,39 psi



Tebal shell, t = )468,18(6,0)9,0(18750

27479,61468,18

−

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

+ 15 × 0,0125

= 0,22 in

Digunakan tebal shell standard 1/4 in.

b. Tebal tutup


sama = 1/4 in.

3. Tenaga pengaduk

Jenis pengaduk yang digunakan adalah propeller

t

a

DD

= 0,3 aD

W = 51

aDL =

41

EDt = 4 (Geankoplis, 1997)

Dt = diameter tangki = 1,5684 m

Da = diameter pengaduk = 0,3 × Dt = 0,4705 m

W = lebar pengaduk = 51 Da = 0,0941 m

L = panjang daun pengaduk = 41 Da = 0,1176 m

E = jarak pengaduk dari dasar tangki = 41 Dt = 0,3921 m

P =550

53

××××

gcDnK maT ρ

Dimana :

KT = konstanta pengaduk = 6,3

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

Da = diameter pengaduk = 1,5437 ft

ρm = densitas bahan = 64,0281 lbm/ft3

gc = konstanta gravitasi = 32,2 lbm ft / lbf det2

P =5502,32

0281,645437,15833,03,6 53

×××× = 0,0396 hp

Effisiensi motor = 75 %

Daya aktual, Pa = 75,0

0396,0 = 0,053 hp

Perancangan jaket sebagai penahan reaksi eksoterm, desain jaket yang dinginkan

sesuai dengan bentuk tangki yang diletakkan di sekeliling tangki.

R2

R1

Massa air pendingin yang dibutuhkan, m = 179942,799 kg

ρair = 998 kg/m3

waktu tinggal air pendingin ; 10 menit

• Penentuan volume jaket, Vj

Vj = menitpendinginair6010

×ρ

= 29,93 m3

• Penentuan R1

Vj = ( ) ( ){ } sp HtRR ×+−× 22

21 ππ

29,93 = ( ) ( ){ } 7842,00053,07842,0 221 ×+−× ππ R

R1 = 3,5747 m

• Penentuan tebal jaket :

R1 = R2 + tp + tj

tj = R1 – (R2 + tp)

= 2,7852 m

LC.4 Tangki Penampung Fermentasi (T-102)




Densitas bahan :

Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m3)

Glukosa 25,676 0,0150 1180

Etanol 118,036 0,0688 789

Air 1471,179 0,8578 998

Saccharomyces 100,219 0,0584 1670,1

Σ 1715,110 1

ρcamp =

ixiρ

Σ

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

ρcamp =

1,16700584,0

9988578,0

7890688,0

11800150,0

1

+++= 1010,1010 kg/m3 = 63,0584 lbm/ft3



volume bahan, V = camp

Fρ

= 1,6979 m3



VT = ( 1 + fk ) × 1,6979 = 2,0375 m3





= 4π D2 (

21 D) = 0,3925 D3


= 6π D2 (

41 D) = 0,1308 D3


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

DT = 31

5233,0⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ TV = 31

5233,00375,2

⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛ = 1,5725 m




• Tinggi head, Hh = 41 × D = 0,3931 m



a. Tebal Shell

t =PES

RP6,0.

.−


dimana :








= 14,7 + 144

)15793,2(0584,63 − = 15,39 psi



Tebal shell, t = )929,16(6,0)9,0(17500

21590,5929,16

−

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

+ 15 × 0,0125

= 0,19 in


b. Tebal tutup


sama = 3/16 in.

LC.5 Tangki Penyimpanan Etanol (T-104)

Jenis Sambungan : double welded butt joints

Jumlah : 2 unit

Kondisi Operasi : Tekanan : 1 atm

Suhu : 25 0C

Laju alir massa : 118,036 kg/jam

ρ bahan : 318 kg/m3 (Perry, 1999)

19,852 lbm/ft³

Kebutuhan rancangan : 15 hari

Faktor Kelonggaran : 20 %

Perhitungan:

a. Volume Tangki

Volume larutan, Vl = 3/3182415/036,118

mkgjamharijamkg ×× = 133,6257 m3

Volume larutan untuk 1 tangki = 133,6257 / 2 = 66,8129 m3

Volume tangki, Vt = (1 + 0,2) × 66,8129 m3 = 80,1755 m3

b. Spesifikasi Tangki

Silinder (Shell)

Vs = H4D2π , diambil D = H (Brownell, 1959)

maka, Vs = 4D3π

Tutup Elipsoidal (elipsoidal head)

minor ratio axis = 2: 1

Vh = 24D3π (Brownell, 1959)

Hh = 16D (Brownell, 1959)

Tangki

Vt = Vs + Vh

Vt =4D3π +

24D3π

Vt = 0,9812 D3

80,1755 = 0,861 D3 – 0,0048

D = 4,5326 m = 178,4485 in

H = 4,5326 m

Hh = 0,2833 m

Tebal Silinder dan Tutup Tangki

Tinggi cairan dalam tangki,

Hs = 25326,4 66,81294

××π

= 4,1428 m = 13,5917 ft

Tebal shell, Cc1,2P2SE

PDt +−

= (Peters, 2003)

P = Poperasi + Ph

psi,144

)1H(Ph s ρ−=

Ph = 852,19144

1-13,5917× = 1,7359 psi

P = (14,696 + 1,7359) × 1,2 = 19,7183 psi

(faktor kelonggaran 20%)

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

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

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

= 0,2 in (untuk 10 tahun)

Maka, tebal shell:

in

t

0,310

2.0psi) 31,2(19,718psi)(0,85) 2(18.750

in) (178,4485 psi) (19,7183

=

+−

=

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

Tebal elips head, Cc0.2P2SE

PDt +−

= (Walas, 1988)

in

t

0,310

2.0psi) 31,2(19,718psi)(0,85) 2(18.750

in) (178,4485 psi) (19,7183

=

+−

=

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

LC.6 Filter Press I (FP-101)

Jenis : plate and frame filter


Laju umpan : 445 kg/jam

1. Filtrat

• laju filtrat, Ff = 354,802 kg

• densitas filtrat, ρf Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m3)

Glukosa 96,565 0,2722 1180

Sukrosa 152,145 0,4288 1514

Air 106,092 0,2990 998

Σ 354,802 1

ρcamp =

9982990,0

15144288,0

11802722,0

1

++= 1250 kg/m3

volume filtrat, Vf = 32838,01250

802,354 mF

f

f ==ρ

2. Cake

• laju alir cake, Fc = 90,197 kg

• densitas cake, ρc

Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m3)

Abu 78,409 0,8693 1395,5

Air 11,788 0,1307 998

Σ 90,197 1

ρcamp =

9981307,0

5,13958963,0

1

+= 1428,5714 kg/m3 = 89,1826 lbm/ft3

volume cake, Vc = 30631,05714,1428197,90 m

F

c

c ==ρ

Perhitungan :

Luas penyaringan efektif, A dihitung menggunakan persamaan :

L×A(1-ε) ρc = (Vf + ε × L × A) ρf ⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−WW

1 (Prabhudesai, 1984)

Dimana:

L : tebal cake pada frame A : luas efektif penyaringan

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

W : fraksi massa cake dalam umpan ε : porositas cake

Waktu proses, tp direncanakan selama 1 jam

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

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

• luas permukaan plate direncanakan = 0,2 m3

• W = 2027,0445

197,90==

umpanalirlajucakemassaalirlaju

• Porositas cake, ε = 1725,01826,89

8,7318,731 =−=−cakeρ

Luas efektif penyaringan, A

0,05 A (1 – 0,1725) 1428,5714 = ( ){ } ⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛−

×+2027,01

2027,0125005,01725,02838,0 A

59,1071 A = ( ) 7913,31710.625,82838,0 3 A−+

59,1071 A = 90,1892 + 2,7409 A

A = 1,6000 m2


Maka luas plate = ( 1 + fk ) A = 1,7600 m2

Jumlah plate yang dibutuhkan = =2,0

7600,1 8,8 buah

Digunakan jumlah plate sebanyak 9 buah

LC.7 Filter Press II (FP-102)

Jenis : plate and frame filter


Laju umpan : 1715,1100 kg/jam

1. Filtrat

• laju filtrat, Ff = 1467,774 kg

• densitas filtrat, ρf Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m3)

Glukosa 25,676 0,0175 1180

Etanol 118,036 0,0804 789

Air 1324,062 0,9021 998

Σ 1467,774 1

ρcamp =

9989021,0

7890804,0

11800175,0

1

++= 990,0990 kg/m3

volume filtrat, Vf = 34824,10990,990774,1467 m

F

f

f ==ρ

2. Cake

• laju alir cake, Fc = 247,336 kg

• densitas cake, ρc Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m3)

Saccharomyces 100,219 0,4052 1670,1

Air 147,117 0,5948 998

Σ 247,336 1

ρcamp =

9985948,0

1,16704052,0

1

+= 1250 kg/m3 = 78,0348 lbm/ft3

volume cake, Vc = 31979,01250

336,247 mF

c

c ==ρ

Perhitungan :

Luas penyaringan efektif, A dihitung menggunakan persamaan :

L×A(1-ε) ρc = (Vf + ε × L × A) ρf ⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−WW

1 (Prabhudesai, 1984)

Dimana:

L : tebal cake pada frame A : luas efektif penyaringan

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

W : fraksi massa cake dalam umpan ε : porositas cake

Waktu proses, tp direncanakan selama 1 jam

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

diasumsikan tebal cake, L = 1 cm = 0,01 m

• luas permukaan plate direncanakan = 0,2 m3

• W = 1442,01100,1715336,247

==umpanalirlaju

cakemassaalirlaju

• Porositas cake, ε = 0543,00348,78

8,7318,731 =−=−cakeρ

Luas efektif penyaringan, A

0,05 A (1 – 0,0543) 1250 = ( ){ } ⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛−

×+1442,01

1442,00990,99001,00543,04824,1 A

11,8212 A = ( ) 8317,16610.43,54824,1 4 A−+

11,8212 A = 247,3113 + 0,0906 A

A = 21,0825 m2


Maka luas plate = ( 1 + fk ) A = 23,1907 m2

Jumlah plate yang dibutuhkan = =2,0

1907,23 115,95 buah

Digunakan jumlah plate sebanyak 116 buah

LC.8 Pompa I (P-101)

Jenis : centrifugal pump

Laju alir masuk : 445 kg/jam : 0,2472 lbm/s

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

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

Laju alir volumetrik,Q:

Q = sftm 3

00317,094,77

2472,0==

ρ

1. Perncanaan Pompa

Diameter pipa ekonomis, De

De = 3,9Q0,45ρ0,13

= 3,9 (0,00317)0,45(77,94)0,13 = 0,516 in = 0,0430 ft

Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih :

• Jenis pipa carbon stell, sch 40

• Diameter nominal = 0,5 in = 0,0416 ft

• Diameter dalam = 0,622 in = 0,0518 ft

• Diameter luar = 0,840 in = 0,0699 ft

Luas penampang pipa dalam (Ai) = 0,00211 ft2

2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe

Kecepatan rata-rata fluida, V

V = sft

AQ 5023,1

00211,000317,0

==

NRe = 738,60700998,0

5023,10518,094,77=

××=

μρ VID (laminar)

Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft

Kekasaran relatif = 0029,00518,0

00015,0==

IDε

Untuk aliran laminar, f = 026,0738,607

16Re

16==

N

3. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL

kelengkapan pipa

• Panjang pipa lurus, L1 = 10 ft

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

L2 = 2×13×0,0518 = 1,3468 ft

• 3 buah elbow standart 90o (L/D = 30)

L3 = 3×30×0,0518 = 4,662 ft

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

L4 = 1×28×0,0518 = 1,4504 ft

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

L5 = 1×58×0,0518 = 3,0044 ft

ΣL = L1 + L2 + L3 + L4 + L5 = 20,4636 ft

4. Menentukan Friksi, ΣF

ΣF = lbmlbfft

IDgcLVf 4398,1

0518,02,3224636,205023,1026,04

24 22

=××

×××=

∑

5. Kerja yang dibutuhkan, -Wf

-Wf = ΔZ gcg +

ρP

gcV Δ

+Δ2

2

+ ΣF

ΔZ diperkirakan 2 ft

-Wf = 3,4398 lbmlbf

6. Daya pompa, Ws

Ws = 0015,0550

94,7700317,04398,3550

=××

=− ρQWf hp

Jika effisiensi pompa 75 %

Maka daya aktual motor = 002,075,0

0015,0= hp

LC.9 Pompa II (P-102)


Laju alir masuk : 1727,944 kg/jam : 0,9599 lbm/s




Q = sftm 3

015,09913,639599,0

==ρ

1. Perncanaan Pompa


De = 3,9Q0,45ρ0,13

= 3,9 (0,015)0,45(63,9913)0,13 = 1,0118 in = 0,0843 ft



• Diameter nominal = 1 in = 0,0833 ft






V = sft

AQ 5,2

00600,0015,0

==

NRe = 4984,233030006,0

5,20874,09913,63=

××=

μρ VID (turbulen)


Kekasaran relatif = 0017,00874,000015,0

==IDε

Untuk aliran turbulen, f = 00639,04984,23303

079,0Re079,0

25,0 ==N


kelengkapan pipa



L2 = 2×13×0,0874 = 2,2724 ft


L3 = 3×30×0,0874 = 7,866 ft


L4 = 1×39×0,0874 = 3,4086 ft


L5 = 1×78×0,0874 = 6,8172 ft

ΣL = L1 + L2 + L3 + L4 + L5 = 30,3642 ft


ΣF = lbmlbfft

IDgcLVf 8616,0

0874,02,3223642,305,200639,04

24 22

=××

×××=

∑


-Wf = ΔZ gcg +

ρP

gcV Δ

+Δ2

2

+ ΣF

ΔZ diperkirakan 3,5 ft

-Wf = 4,3614 lbmlbf

6. Daya pompa, Ws

Ws = 0076,0550

9913,63015,03614,4550

=××

=− ρQWf hp



0076,0= hp

LC.10 Pompa III (P-103)






Q = sftm 3

0147,09782,608971,0

==ρ

1. Perncanaan Pompa


De = 3,9Q0,45ρ0,13

= 3,9 (0,0147)0,45(60,9782)0,13 = 0,9964 in = 0,0830 ft









V = sft

AQ 45,2

00600,00147,0

==

NRe = 2314,186530007,0

45,20874,09782,60=

××=

μρ VID (turbulen)



==IDε


079,0Re079,0

25,0 ==N


kelengkapan pipa



L2 = 2×13×0,0874 = 2,2724 ft


L3 = 3×30×0,0874 = 7,866 ft


L4 = 1×28×0,0874 = 2,4472 ft


L5 = 1×58×0,0874 = 5,0692 ft

ΣL = L1 + L2 + L3 + L4 + L5 = 27,6548 ft


ΣF = lbmlbfft

IDgcLVf 7975,0

0874,02,3226548,2745,200676,04

24 22

=××

×××=

∑


-Wf = ΔZ gcg +

ρP

gcV Δ

+Δ2

2

+ ΣF


-Wf = 4,2975 lbmlbf

6. Daya pompa, Ws

Ws = 007,0550

9782,600147,02975,4550

=××

=− ρQWf hp



007,0= hp

LC.11 Pompa IV (P-104)






Q = sftm 3

0132,04528,618154,0

==ρ

1. Perncanaan Pompa


De = 3,9Q0,45ρ0,13

= 3,9 (0,0132)0,45(61,4528)0,13 = 0,9502 in = 0,0792 ft









V = sft

AQ 2,2

00600,00132,0

==

NRe = 4991,1618600073,0

2,20874,04528,61=

××=

μρ VID (turbulen)



==IDε


079,0Re079,0

25,0 ==N


kelengkapan pipa



L2 = 2×13×0,0874 = 2,2724 ft


L3 = 3×30×0,0874 = 7,866 ft


L4 = 1×28×0,0874 = 2,4472 ft


L5 = 1×58×0,0874 = 5,0692 ft

ΣL = L1 + L2 + L3 + L4 + L5 = 27,6548 ft


ΣF = lbmlbfft

IDgcLVf 6658,0

0874,02,3226548,272,2007,04

24 22

=××

×××=

∑


-Wf = ΔZ gcg +

ρP

gcV Δ

+Δ2

2

+ ΣF


-Wf = 4,1658 lbmlbf

6. Daya pompa, Ws

Ws = 0061,0550

4528,610132,01658,4550

=××

=− ρQWf hp



0061,0= hp

LC.12 Menara Destilasi (KD-101)

Jenis : sieve-tray

Kondisi Operasi :

Temperatur : 92.61 0C

Tekanan : 1 atm

Data :

Dari perhitungan neraca massa, didapat:

light key (LK) = etanol

heavy key (HK) = air

RDM = 20,977 XHF = 0,965

RD = 31,466 XLF = 0,034

XLW = 0,002 D = 118,036 kg/jam

XHW = 0,997 W = 1349,738 kg/jam

XHD = 0,096 αLD = 2.301

XLD = 0,904 αLW = 2.239

Mencari tahap minimum dengan menggunakan persamaan:

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

Nav,L

LWHWHDLDm α= (Geankoplis, 1997)

dimana LWLDav,L .αα=α

2.272.239301.2av,L =⋅=α

3134,1027.2

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

⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ −⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

++

−=+

−= 5.0

m

X1X

X2.11711X4.541exp1

1NNN

Y (Walas, 1988)

dimana, 1R

RRX

d

dmd

+−

=

0.3231131,466977,2031,466

=+

−=X

0.42060.3231

10.32310.32312.11711

0.32314.541exp1 5.0 =⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ −⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

⋅+⋅+

−=Y

tahap20 711.190.420610.420611

1

1

==−+

=

−+

=

+−

=

N

YYN

N

NNN

Y

m

m

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

Efisiensi tray 85%, maka jumlah tray = 353.2285.0

19= ≈ 23 trays = 24 tahap

Penentuan Umpan Masuk dengan persamaan:

⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛=

2

HD

LW

LF

HF

XX

DW

XX

log206.0NsNelog (Geankoplis, 1997)

⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

2

0.0960.002

036,118738,1349

0.0340.965log206.0log

NsNe

-0.1762log =NsNe

0.931=NsNe

Ne = 0.728 Ns

N = Ne + Ns

24 = 0.728 Ns + Ns

Ns = 13

Ne = 24 – 13 = 11

Jadi, umpan masuk pada piring ke – 11 dari atas.

Disain kolom Destilasi

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

Hole diameter (do) = 6 mm (Treybal, 1984)

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

Weir height (hw) = 5 cm (Treybal, 1984)

Pitch = triangular ¾ in (Treybal, 1984)

Data :

Suhu dan tekanan pada destilasi adalah 365.610 K dan 1 atm

Tabel Komposisi bahan pada alur Vd

Komponen alur Vd(kmol/jam) %mol Mr %mol x Mr EtOH 79,859 0.904 46.070 41.647 H2O 8,481 0.096 18.016 1.729

Avg.mol wieght 88,34 43.376 Laju alir gas (G`) = 88,34 kmol/jam = 0.0245 kmol/s

ρv= 610.365

2734.22

376.43× = 1.446 kg/m3

Laju alir volumetrik gas (Q) =273

610.3654.220245.0 ×× = 0.7349 m3/s

Tabel Komposisi bahan pada alur Lb

bahan F (kg/jam) N (kmol/jam) Ρ (kg/m3) V (m3) %vol ρ (kg/m3) EtOH 18,123 0,3934 511.79 0,0354 0.0102 5,2215 H2O 5064,283 281,0992 1614.23 3,1373 0.9039 1459,111 Glukosa 98,557 0.5475 330.63 0,2981 0.0859 28,3960 Total 5180,964 282,0401 3,4708 1 1492,7286

Laju alir massa cairan (L`) = 5180,964 kg/jam = 1.4391 kg/s

Laju alir volumetrik cairan (q) = 7286,1492

1.4391 = 0.00096 m3/s

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

o

a

o

p'd

907.0AA

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛=

2

a

o

0.01200.006907.0

AA

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛= = 0.2268

2/12/1

V

L

1.4461492.7286

0.73490.00096

ρρ

Q'q

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛= 0.04 ≈ 0.1

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

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

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

CF = 2,0

VL 0.02σβ

)ρ/(q/Q)(ρ1logα ⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡+⋅

= 2,0

0.020.040.02716

1.3421log 0.04149 ⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛⎥⎦⎤

⎢⎣⎡ +

= 0.02511

VF =

5,0

V

VLF ρ

ρρC ⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛ −

= 5,0

1.4461.4461492.72860.02511 ⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ −

= 0,8064 m/s

Asumsi 80 % kecepatan luapan (Treybal, 1984)

V = 0.8 × 0,8064 = 0,6451 m/s

An = 0,64510.7349

= 1,1392 m2

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

8,8%.

At = 1,2491088,01

1,1392=

− m2

Column Diameter (T) = [4(1,2491)/π]0.5 = 1,2614 m = 49,6613 in

Weir length (W) = 0.7(1,2614) = 0.883 m

Downsput area (Ad) = 0.088(1,2491) = 0.1099 m2

Active area (Aa) = At – 2Ad = 1,2491 – 2(0.1099) = 1,0293 m2

Tinggi puncak (h1)

Misalkan h1 = 0.025 m

h1/T = 0.025/1,2614 = 0.0198 2

1

5,0222eff

WT

Th21

WT

WT

WW

⎪⎭

⎪⎬⎫

⎪⎩

⎪⎨⎧

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛⎟⎠⎞

⎜⎝⎛+

⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡−⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛−⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛

(Treybal,1984)

25,0222eff

0.8831,2614

1,26140.02521

0.8830.2614

0.8831,2614

WW

⎪⎭

⎪⎬⎫

⎪⎩

⎪⎨⎧

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛+

⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡−⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛−⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛

( ) ( )( ){ }22

eff 1.42850.019820201,12,0407W

W+−=⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛

0.8815W

Weff =⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

3/2eff

3/2

1 WW

Wq666.0h ⎟

⎠

⎞⎜⎝

⎛⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

( ) 3/23/2

1 0.93880.883

0.00096666.0h ⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

m 0.0067h1 =

perhitungan diulangi dengan memakai nilai h1 = 0.0067 m hingga nilai h1 konstan pada nilai

0.0069 m.

Perhitungan Pressure Drop

Dry pressure drop

Ao = 0.2268 × 1,0293 = 0.2334 m2

uo = 1487,30.23340.7349

AQ

o

==

Co = 25.0

o

ld

09.1 ⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛

untuk ho = 6 mm, l/do = 0.32 (Tabel 6.2, Treybal, 1984)

Co = 1.449232.0109.1

25.0

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛=

L

v2

o

2o

d ρρ

Cu

0.51h

⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛=

1492,72861.446

1.44923,14870.51h 2

2

d

m 00023.0mm2332,0h d ==

Hydraulic head

1,02930.7349

AQV

aa == = 0,7140 m/s

2

0.8831,26142 W Tz +

=+

= = 1,0722 m

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛+−+=

zq225.1ρVh 238.0h 725.00061.0h 5,0

VawwL

⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛+−+=

1,07220.00096225.1)140)(1.446(0.05)(0,7 238,0(0.05) 725.00061.0h 5,0

L

m 0.0332h L = Residual pressure drop

gdρ

g σ 6h

oL

cR =

8)(0.006)(9. 1492,7286

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

Total gas pressure drop

hG = hd + hL + hR

hG = 00023.0 + 0.0332 + 0.0027

hG = 0.03613 m

Pressure loss at liquid entrance

Ada = 0.025 W = 0.022 m2 2

da2 A

qg23h ⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛=

2

2 0.0220.00096

g23h ⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛= = 0.00029 m

Backup daerah semburan bawah

h3 = hG + h2

h3 = 0.03613 + 0.00029

h3 = 0.03642 m

Pengecekan luapan

hw + h1 + h3 = 0.05 + 0.0069 + 0.03642

hw + h1 + h3 = 0.09332 m

t/2 = 0.4/2 = 0.2 m

karena nilai hw + h1 + h3 lebih kecil dari t/2, maka spesifikasi ini dapat diterima, artinya dengan

rancangan plate seperti ini diharapkan tidak terjadi luapan.

Spesifikasi kolom destilasi

Tinggi kolom = 24 × 0.4 m = 9.6 m

Tinggi tutup = ( )2614,141

= 0.3153 m

Tinggi total = 9.6 + 2(0.3153) = 10,2306 m

Tebal tray = oo

ddl×

= 6167.0 × = 1,002 mm

Tekanan operasi = 1 atm = 14.694 psi

Faktor kelonggaran = 20 %

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

Joint efficiency = 0.85 (Brownell,1959)

Allowable stress = 12650 psia (Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

1,2P-2SEPDt =

2)1.2(17,635-.85)2(12650)(049,6613)(17,6352)(t = = 0.0407 in

Faktor korosi = 0.125 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0.0407 in + 0.125 in = 0.1657 in


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

Deskripsi :

Tabel Deskripsi Kondensor

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

Temperature (T) °C 92.61 81.14 25 50 2 °F 199 178 77 122 3 Total Flow (W) kg/h 3831.230 9528,40 lb/h 8428.706 20962,48

kJ/h 99571,679 4

Total Heat Transfer (Q) Btu/h 94375,371

5 Pass 1 4 Length (L) Ft - 12 6

In - 144 7 OD Tubes In - 0.75 8 BWG - 16

9 Pitch (Square) In - 1

Mencari Δt

( )12

12

t/tlnttLMTDΔΔΔ−Δ

= (Kern, 1965)

untuk aliran counter: 122

211

tTt

tTt

−=Δ

−=Δ

Keterangan :

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

t1 & t2 = Suhu masuk dan keluar fluida dingin, 0F

F88.32

)77178()122199(ln

)77178()122(199LMTD o=

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−−

−−−=

Koreksi LMTD (CMTD)

CMTD (Δt) = LMTD × Ft

12

21

ttTT

R−−

= = 0.4677122

178199=

−−

11

12

tTtt

S−−

= = 0.3717819977122

=−−

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

CMTD (Δt) = 88.32 × 0.97 = 85.67 0F

Caloric Temperature (Tc dan tc)

188.52

1781992

TTT 21c =

+=

+= 0F

5.99212277

2tt

t 21c =

+=

+= 0F

Menghitung jumlah tubes yang digunakan

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

dingin air, diperoleh UD =75 – 150, faktor pengotor (Rd) = 0,003

Diambil UD =90 Btu/jam⋅ft2⋅°F

a. Luas permukaan untuk perpindahan panas,

2

D

ft2402,1285.6790

94375,371ΔtU

QA =×

=×

=

Luas permukaan luar (a″) = 0.1963 ft2/ft (Tabel 10. Kern, 1965)

Jumlah tube, 20,5/ftft 0.1963ft 12

ft12,2402aL

AN 2

2

"t =×

=×

= buah

Nilai terdekat adalah 20 buah dengan ID shell = 8 in (Tabel 9. Kern, 1965)

b. Koreksi UD (Koefisien menyeluruh kotor)

tA

QU D Δ⋅=

A = 0.1963 × 12 × 20 = 47,112 ft2

383,2385,67 47,112

94375,371=

⋅=DU Btu/ h ft2 0F

Penentuan RD design:

1. Flow Area (a)

a. shell side

Pt144B'CIDa s ×

××= (Kern, 1965)

Keterangan:

C’ = 1 – 0.75 = 0.25 in

B = 2.67 in

0.0371144

67.225.08a s =×××

= ft2

b. tube side

n144'aNt

a tt ×

×=

a ’t = 0.302 (Tabel 10, Kern, 1965)

0.01044144

0.30220=

××

=ta ft2

2. Mass Velocity (G)

a. shell side

saWGs = (Kern, 1965)

227802,8650.037

8428,706==Gs lb/h ft2

G” = 32tNL

W⋅

(Kern, 1965)

G” = h232 lb/ft786,70

20168428,706

=⋅

b. tube side

taWGt = (Kern, 1965)

077,20156230.0104

20962,48==Gt lb/h ft2

V = ρ3600

Gt

V = fps690.864,4283600

077,2015623=

⋅

3. Koefisien Perpindahan Panas

a. shell side

asumsi awal ho = 200 Btu/hr ft2 F

b. tube side

untuk V = 8,690 fps (99.5 0F), hi = 1700 Btu/hr ft2 F (Fig 25, Kern, 1965)

ODIDhh iio ×=

9,140575.0

0.621700 =×=ioh Btu/hr ft2 F

Temperatur dinding (Tw)

Tw = ( )ccc tThohio

hot −+

+

Tw = ( ) 110,5365.99188.52009,4051

2005.99 =−+

+ oF

Temperatur film (tf)

154,7682

110,5361992

1 =+

=+

= wf

TTt 0F

untuk tf didapat data sebagai berikut:

μf = 1.2 lb/ft h

kf = 0.1 Btu/ ft h ºF

sf = 0.5 kg/L

dari nilai G” = 70,786 lb/h ft2 dan data-data pada tf didapat,

ho sebenarnya = 180 Btu/ft2 h (fig 12.9, Kern, 1965)

4. Koefisien perpindahan panas menyeluruh bersih (Uc)

oio

oio

hhhh

Uc+×

=

159,5691809,4051180 1405,9

=+×

=Uc Btu/ h ft2 0F

5. Faktor Pengotor (RD)

DC

DCD UU

UUR

⋅−

=

0.036383,23159,569383,23159,569

=⋅−

=DR

RD hitung ≥RD ketentuan, maka spesifikasi dapat diterima.

6. Bilangan Reynold (NRe)

a. shell side

fs

GsDeReμ×

=

( ) in0.0875.012

4/75.014De22

=⋅π⋅⋅π×

=

15168,85761.2

227802,86508.0Re =×

=s

b. tube side

μ×

=GtDRe t

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

744,637151,645

077,201562312/62,0Re =×

=t

Perhitungan Pressure Drop :

a. Shell side

se10

2s

s sD1022.5)1N(DGf

21P

φ⋅⋅⋅⋅+⋅⋅⋅

⋅=Δ (Kern, 1965)

untuk Re = 15168,8576 , f = 0.002 ft2/in2 (Fig.29, Kern, 1965)

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

= 144 /2.67 = 53,93

ΔPs yang diperbolehkan adalah ≤ 10 psi, maka ΔPs dapat diterima.

b. Tube side

t10

2t

t sID1022.5NLGf

Pφ⋅⋅⋅⋅

⋅⋅⋅=Δ (Kern, 1965)


231,7110,62/121022,5

412077,20156230.000110

2

=⋅⋅⋅⋅⋅⋅⋅

=Δ tP psi

'

2

r g2V

sn4P ⋅=Δ

untuk Gt = 077,2015623 , '

2

g2V = 0,3 (Fig.27, Kern, 1965)

4,20,31

44=⋅

⋅=Δ rP psi

rtT PPP Δ+Δ=Δ

psiPT 631,9=Δ

ΔPT yang diperbolehkan adalah ≤ 10 psi, maka ΔPT dapat diterima.

LC.14 Tangki Penampung Distilat (T-103) Jenis sambungan : Double welded butt joints

Tabel Komposisi Distilat

Komp. F ρ V %V ρ campEtOH 3677.94 0.789 4661.5209 0.9681 0.7638 H2O 153.29 0.998 153.5972 0.0319 0.0318 Total 3831.23 4815.1181 1 0.7956

psi4467,011.208.01022.5

93,538227802,865002.05.0 10

2

=⋅⋅⋅⋅⋅⋅⋅

×=Δ sP

Kondisi operasi :

Temperatur = 81.14 °C

Tekanan = 1 atm

Laju alir massa = 3831,23 kg/jam

Kebutuhan perancangan= 5 menit

Faktor kelonggaran = 15 %

Densitas campuran = 0.795 kg/L = 49,6301 lb/ft3

Perhitungan:

a. Volume tangki

Volume larutan, Vl = 3kg/m 795

mnt 60jam 1mnt x 5 x kg/jam 3831,23

= 0.401m3

Volume tangki, Vt = (1 + 0.15) × 0.401 m3 = 0.461 m3

Fraksi volum = 0.401 / 0.461 = 0.8698

Untuk Fraksi volum 0.8698 maka H/D = 0.815 (Tabel 10.64, Perry, 1999)

Volume tangki, Vt = ⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ αα−

α cossin30.57

LR 2 (Perry, 1999)

Dimana cos α = 1-2H/D

cos α = 1-2(0.815)

cos α = -0.63

α = 129,05 derajat

Asumsi panjang tangki (Lt) = 2 m

Maka, volume tangki, Vt = ⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ αα−

α cossin30.57

LR 2

0.461 = ⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ − 05.129cos05,129sin

30.5705,1292 2R

R (radius) = 0.588 m

D (diameter) = 1.176 m = 46,2991 in

Hs (tinggi cairan) = 0,956 m = 3,1364 ft

b. Spesifikasi Tangki

Tebal shell, Cc1,2P2SE

PDt +−

= (Peters, 2003)

P = Poperasi + Ph

Ph = 6301,49144

1-3,1364× = 0.7363 psi

P = (14.694 + 0.7363) × 1.15 = 17.747 psi

(faktor kelonggaran 15%)

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

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

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

Maka, tebal shell:

in

t

0.151

125.0psi) 1,2(17.747psi)(0,85) 2(18750

in) (49,2991 psi) (17.747

=

+−

=


Tebal head,

Diameter tutup = diameter tangki = 1.176 m

Ratio axis = L:D = 1: 4

Lh = 176.141Hh

×⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=×⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ D

D= 0.294 m

Lt (panjang tangki) = Ls + Lh Ls (panjang shell) = 2 m – 2(0.294 m) = 1.412 m

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

tutup 1/4 in.

LC.15 Pompa Refluks Destilasi (P-105)


Kondisi operasi

Temperatur = 81,14 0C

Densitas larutan (ρ) = 0,7956 kg/L = 49,6301 lbm/ft3

Viskositas larutan (μ) = 0,420 cp = 0,00028 lbm/ft⋅s

Laju alir massa (F) = 3713,19 kg/jam = 2,0629 lbm/s

psi,144

)1H(Ph s ρ−

=

Laju alir volumetrik, Q = ρF = 3lbm/ft 49,6301

lbm/s 2,0629 = 0,0415 ft3/s

0,130,45fopti, ρ3,9QD =

0,1330,453 )lbm/ft (49,6301/s)ft 3,9(0,0415= = 1,5475 in = 0,1289 ft

Ukuran spesifikasi pipa :(Appendix A-5 Geankoplis)

Ukuran pipa nominal = 1,5 in

Schedule pipa = 40

Diameter dalam (ID) = 1,61 in = 0,13417 ft

Diameter luar (OD) = 1,9 in = 0,15833 ft

Luas penampang dalam (At) = 0,01414ft2

Kecepatan linier, ==tA

Q v 2

3

ft 0,0141/sft 0,0415 = 2,9349 ft/s

Bilangan Reynold,

( )( )( ) 69812,4602lbm/ft 0,00028

ft 0,1342ft/s 2,9349/ft49,6301lbmμ

DvρN3

Re =⋅

==

Karena NRe > 2100, maka aliran turbulen.

Untuk pipa sainless steel diperoleh 0,25Nre

0,079 f = = 0,00486 (esposito, 1994)

Instalasi pipa:

Pipa lurus 16 ft ; ft) )(0,1342.slbm.ft/lbf (32,174ft) (162ft/s) )(2,9349 2(0,00486 F 2= = 0,3100 ft.lbf/lbm

1 gate valve, )2.slbm.ft/lbf (32,174 2

ft/s) (2,9349(1)(0,19) F2

= = 0,0087 ft.lbf/lbm

1 Tee, )2.slbm.ft/lbf (32,174 2

ft/s) (2,9349(1,8) F 2

= = 0,0821 ft.lbf/lbm

1 kontraksi, )2.slbm.ft/lbf (32,174 2(1)

ft/s) (2,9349(0,55) F2

= = 0,0251 ft.lbf/lbm

1 ekspansi, )2.slbm.ft/lbf (32,174 2(1)

ft/s) (2,9349(1)(1) F2

= = 0,0456 ft.lbf/lbm

Total Friksi : Σ F = 0,4715 ft.lbf/lbm

Kerja pompa : ( ) F ΣPv Δcg α 2

2v Δ cg

g ΔZ W ++⎟⎟

⎠

⎞

⎜⎜

⎝

⎛+= (peters, 2004)

Tinggi pemompaan, Δz = 13,5 ft

Static head, mfc

/lblbft13,5ggΔz ⋅=

Velocity head, 0g2

Δv

c

2

= ; Pressure head, ρPΔ = 0

Maka : W = 13,9715 ft.lbf/lbm

Daya pompa :

( )( )( ) 28,7764/ft49,6301lbm/sft 0,0415ft.lbf/lbm 13,9715ρ QWP 33 ===

efisiensi pompa 80 % : Hp 0,06548,0550 28,7764 P ==

x

Digunakan pompa dengan daya standar 0,1 Hp.

Daya motor : 0,11765Hp 85,0

0,1Hp == : digunakan motor 0,12 Hp

LC.16 Pompa I Destilasi (P-106)


Kondisi operasi






lbm/s 0,0656 = 0,0013 ft3/s

0,130,45fopti, ρ3,9QD =

0,1330,453 )lbm/ft (49,6301/s)ft 3,9(0,0013= = 0,3257 in = 0,0271 ft

Ukuran spesifikasi pipa : (Appendix A-5 Geankoplis)


Schedule pipa = 40



Luas penampang dalam (At) = 0,01040 ft2


Q v 2

3

ft 0,01040/sft 0,0013 = 0,125 ft/s

Bilangan Reynold,

( )( )( ) 7143,2545lbm/ft 0,00028

ft 0,1149ft/s 0,125/ft49,6301lbmμ

DvρN3

Re =⋅

==


Untuk pipa sainlessl steel diperoleh 0,25Nre

0,079 f = = 0,0111 (esposito, 1994)

Instalasi pipa:

Pipa lurus 20 ft ; ft) )(0,1149.slbm.ft/lbf (32,174

ft) (202ft/s) )(0,125 2(0,0111 F 2= = 0,0018 ft.lbf/lbm

3 elbow 900, )2.slbm.ft/lbf (32,174 2

ft/s) (0,125(3)(0,75) F2

= = 0,0044 ft.lbf/lbm


ft/s) (0,125(1)(0,19) F2

= = 0,00037 ft.lbf/lbm


ft/s) (0,125(0,55) F2

= = 0,0011 ft.lbf/lbm


ft/s) (0,125(1)(1) F2

= = 0,002 ft.lbf/lbm



2v Δ cg

g ΔZ W ++⎟⎟

⎠

⎞

⎜⎜

⎝

⎛+= (peters, 2004)

Tinggi pemompaan, Δz = 13 ft

Static head, mfc

/lblbft13ggΔz ⋅=

Velocity head, 0g2

Δv

c

2



Daya pompa :


efisiensi pompa 80 % : 0,002Hp8,0550 0,8394 P ==

x




LC.17 Pompa II Destilasi (P-107)


Kondisi operasi






lbm/s 0,7498 = 0,0109 ft3/s

0,130,45fopti, ρ3,9QD =

0,1330,453 )lbm/ft (68,7954/s)ft 3,9(0,0109= = 0,8847 in = 0,0737 ft

Ukuran spesifikasi pipa : (Appendix A-5 Geankoplis)


Schedule pipa = 40



Luas penampang dalam (At) = 0,304 in = 0,00211 ft2


Q v 2

3

ft 0,00211/sft 0,0109 = 5,1659 ft/s

Bilangan Reynold,

( )( )( ) 3636,167356lbm/ft 0,00012

ft 0,0518ft/s 5,1659lbm/ft 68,7954μ

DvρN3

Re =⋅

==



0,079 f = = 0,0039 (esposito, 1994)

Instalasi pipa:

Pipa lurus 15 ft ; ft) )(0,0518.slbm.ft/lbf (32,174

ft) (152ft/s) 5,16592(0,0039)( F 2= = 1,8719 ft.lbf/lbm

1 elbow 900, )2.slbm.ft/lbf (32,174 2

ft/s) (5,1659(1)(0,75) F2

= = 0,0602 ft.lbf/lbm


ft/s) (5,1659(1)(0,19) F2

= = 0,0152 ft.lbf/lbm


ft/s) (5,1659(0,55) F2

= = 0,0441 ft.lbf/lbm


ft/s) (5,1659(1)(1) F2

= = 0,0802 ft.lbf/lbm



2v Δ cg

g ΔZ W ++⎟⎟

⎠

⎞

⎜⎜

⎝

⎛+= (peters, 2004)


Static head, mfc

/lblbft5ggΔz ⋅=

Velocity head, 0g2

Δv

c

2



Daya pompa :


efisiensi pompa 80 % : 0,0120Hp8,0550 5,3027 P ==

x




LC.18 Reboiler (RB-101)

Jenis : shell and tube exchanger

Deskripsi :

Tabel LC.. Deskripsi Reboiler

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

Temperature (T) °C 92.61 97.23 200 200 2 °F 198.698 207 392 392 3 Total Flow (W) kg/h 5180.964 8813,20 lb/h 11398.121 19389,04

kJ/h 21646,987 4

Total Heat Transfer (Q) Btu/h 20517,304

5 Pass 1 2 Length (L) ft - 12 6

in - 144

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

Mencari Δt

( )12

12


= (Kern, 1965)

FLMTD o190

)198.698392()207392(ln

)198.698392()207(392=

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−−

−−−=

Koreksi LMTD (CMTD)


12

21

ttTT

R−−

= = 0198.698207

392392=

−−

11

12

tTtt

S−−

= = 0.04198.698392198.698207

=−−

R = 0, maka Ft = 1

CMTD (Δt) = 190 × 1 = 190 0F


3922

3923922

TTT 21

c =+

=+

= 0F

202.852198.698207

2ttt 21

c =+

=+

= 0F


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

panas steam, diperoleh UD =100 – 200, faktor pengotor (Rd) = 0,003

Diambil UD = 100 Btu/jam⋅ft2⋅°F


2

D

ft0798,1190100

20517,304ΔtU

QA =×

=×

=



ft 1,0798aL

AN 2

2

"t =×

=×

= buah


b. Koreksi UD (Koefisien menyeluruh kotor)

tA

QU D Δ⋅=

dimana, NtL''aA ××=

A = 0.2618 × 12 × 2 = 6,2832 ft2

186,171906,2832

20517,304=



1. Flow Area (a)

a. shell side

Pt144B'CIDa s ×

××= (Kern, 1965)

Keterangan:

C’ = 1.25 – 1 = 0.25 in

B = 4 in

0.05551144

425.08=

×××

=sa ft2

b. tube side

n144'aNt

a tt ×

×=

a’t = 0.421 (Tabel 10, Kern, 1965)

0.02342144

0.42116=

××

=ta ft2

2. Mass Velocity (G)

a. shell side


205371,5490.0555

11398,121==Gs lb/h ft2

b. tube side


45,8285910.0234

19389,04==Gt lb/h ft2

3. Koefisien Perpindahan Panas

a. shell side

asumsi awal ho = 300 Btu/hr ft2 F

b. tube side

untuk steam, hio = 1500 Btu/ ft2 F

Temperatur dinding (Tw)

Tw = ( )ccc tThohio

hot −+

+

Tw = ( ) 234.38202.853923001500

300202.85 =−+

+ oF

(Δt)w = Tw – tc

= 234.38 – 202.85 = 31,53 oF

dari fig. 15.11, Kern, 1965, nilai ho > 300, maka

ho = 300 Btu/hr ft2 F

4. Koefisien perpindahan panas menyeluruh bersih (Uc)

oio

oio

hhhh

Uc+×

=

25030015003001500

Uc =+×

= Btu/ h ft2 0F

5. Faktor Pengotor (RD)

DC

DCD UU

UUR

⋅−

=

0.0542186,17250186,17250

=⋅−

=DR


6. Pengecekan nilai flux

20000AQ<

19001,0221,0798

20517,304=

nilai flux < 20000, maka perhitungan memenuhi.


a. Shell side

ΔPs diabaikan

b. Tube side

μ×

=GtDRe t


3,12327820.041

45,828591(0.732/12)Re =×

=t


t10

2t

t sID1022.5NLGf

Pφ⋅⋅⋅⋅

⋅⋅⋅=Δ (Kern, 1965)

483,010.8570.732/121022.5

21245,8285910.0000810

2

=⋅⋅⋅⋅

⋅⋅⋅=Δ tP psi

'

2

r g2V

sn4P ⋅=Δ

untuk Gt = 45,828591 , '

2

g2V = 0.001 (Fig.27, Kern, 1965)

0.0090.001857.0

24=⋅

⋅=Δ rP psi

rtT PPP Δ+Δ=Δ

psiPT 492,00,009483,0 =+=Δ

ΔPT yang diperbolehkan adalah ≤ 10 psi, maka ΔPs dapat diterima.

LC.19 Pompa Reboiler (P-108)


Kondisi operasi






lbm/s 2,8783 = 0,0418 ft3/s

0,130,45fopti, ρ3,9QD =

0,1330,453 )lbm/ft (68,7954/s)ft 3,9(0,0418= = 1,6198 in = 0,1349 ft

Ukuran spesifikasi pipa : (Brownell, 1959)


Schedule pipa = 40



Luas penampang dalam (At) = 0,304 in = 0,00211 ft2


Q v 2

3

ft 0,00211/sft 0,0418 = 19,8104 ft/s

Bilangan Reynold,

( )( )( ) 232,641785lbm/ft 0,00011

ft 0,0518ft/s 19,8104lbm/ft 68,7954μ

DvρN3

Re =⋅

==



0,079 f = = 0,0028 (esposito, 1994)

Instalasi pipa:

Pipa lurus 15 ft ; ft) )(0,0518.slbm.ft/lbf (32,174ft) (152ft/s) 19,81042(0,0028)( F 2= = 365,6377 ft.lbf/lbm

1 elbow 900, )2.slbm.ft/lbf (32,174 2

ft/s) (19,8104(1)(0,75) F2

= = 0,2307 ft.lbf/lbm


ft/s) (19,8104(1)(0,19) F2

= = 0,0584 ft.lbf/lbm


ft/s) (19,8104(0,55) F2

= = 0,1692 ft.lbf/lbm


ft/s) (19,8104(1)(1) F2

= = 0,3076 ft.lbf/lbm



2v Δ cg

g ΔZ W ++⎟⎟

⎠

⎞

⎜⎜

⎝

⎛+= (peters, 2004)


Static head, mfc

/lblbft5ggΔz ⋅=

Velocity head, 0g2

Δv

c

2



Daya pompa :


efisiensi pompa 80 % : Hp2743,28,0550

1068,026 P ==x



2,5Hp == : digunakan motor 3 Hp

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

Bentuk : persegi panjang

Kondisi Operasi :

Tekanan : 1 atm

Suhu : 25 0C


ρ bahan : 1333.33 kg/L


Perhitungan :

a. Volume Bak

Volume fltrat, Vl = 3/33,13331/90,197

mkgjamjamkg × = 0,0676 m3

Volume cake 1 hari proses = 24 × 0,0676 = 1,6224 m3

Volume bak, Vb = (1 + 0,2) × 1,6224 m3 = 1,9469 m3

b. Ukuran Bak Penampung

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

Vb = p × l × t

= 2/3 × x3

x = 9469,123

3 ×

x = 1,4039 m

maka,

panjang = 1,4039 m

lebar = 1,4039 m

tinggi = 0,9359 m

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

Bentuk : persegi panjang

Kondisi Operasi :

Tekanan : 1 atm

Suhu : 25 0C


ρ bahan : 1204,819 kg/L


Perhitungan :

a. Volume Bak

Volume fltrat, Vl = 3/819,12041/247,336


Volume cake 1 hari proses = 24 × 0,2053 = 4,9272 m3

Volume bak, Vb = (1 + 0,2) × 4,9272 m3 = 5,9126 m3

c. Ukuran Bak Penampung

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

Vb = p × l × t

= 2/3 × x3

x = 9126,523

3 ×

x = 4,2637 m

maka,

panjang = 4,2637 m

lebar = 4,2637 m

tinggi = 2,8424 m

LC.22 Heater (H-101)

Jenis : shell and tube exchanger

Deskripsi HE :

Tabel Deskripsi Heater

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

Temperature (T) °C 30.00 80.00 120.00 100.00 2 oF 86.00 176.00 248.00 212.00 3 Total Flow (W) kg/h 1467,774 14007,100 lb/h 3229,103 30815,620 4 Total Heat kJ/h 344046,819

Transfer (Q) Btu/h 326092,183 5 Pass 1 2

Length (L) ft - 16 6 in - 192

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

Mencari Δt

( )12

12


= (Kern, 1988)

FLMTD o84

)86248()176212(ln

)86248()176212(=

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−−

−−−=

Koreksi LMTD (CMTD)


12

21

ttTT

R−−

= = 0,486176248212

=−−

11

12

tTtt

S−−

= = 0,558624886176

=−−

Dikarenakan R = 0, maka Ft = 1

CMTD (Δt) = 84 × 1 = 84 0F


3542

2122482

TTT 21c =

+=

+= 0F

2192

861762

ttt 21c =

+=

+= 0F


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

panas steam, diperoleh UD = 50 – 100, faktor pengotor (Rd) = 0.003.

Diambil UD = 77 Btu/jam⋅ft2⋅°F


2

D

ft 19,33821977

326092,183ΔtU

QA =×

=×

=



ft 19,338aL

AN 2

2

"t =×

=×

= buah


b. Koreksi UD (Dirt Overall Heat Transfer Coefficient)

tA

QU D Δ⋅=

A = 0.1963 × 16 × 52 = 163,32 ft2

769,2384 163,32

326092,183=



1 Flow Area (a)

a. shell side

Pt144B'CIDa s ×

××= (Kern, 1965)

C’ = 1 – 0.75 = 0.25 in

B = 2,5 in

0.0431144

5.225.010a s =×××

= ft2

b. tube side

n144'aNt

a tt ×

×=

a’t = 0.182 (Tabel 10, Kern, 1965)

0.0332144

182.052a t =×

×= ft2

2 Mass Velocity (G)

a. shell side


419,750950.043

3229,103==Gs lb/h ft2

b. tube side


667,9338060.033

30815,620==Gt lb/h ft2

3 Bilangan Reynold (NRe)

a. shell side

μ×

=GsDeRes

( ) in0.0875.012

4/75.014De22

=⋅π⋅⋅π×

=

489,46821,283

419,7509508,0Re =×

=s

b. tube side

μ×

=GtDRe t


428,9577500.039

667,933806)12/482.0(Re =×

=t

4 Koefisien Perpindahan Panas

a. shell side 14.0

w

31

eo PrjH

kDh ⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛μμ

= (Kern, 1965)

Dari fig.28, Kern, 1965 didapat jH = 35

k

CpPr μ⋅= = 21,34

0,1061,2831,763

=⋅

14.0

31

21,3435106.008.0

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛⋅=

woh

μμ

ho = 127,298 14.0

w⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛μμ

b. tube side

hio = 1500 Btu/ h ft2 0F (Kern, 1965)

dikarenakan viskositas etanol rendah, maka 14.0

w⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛μμ ≈ 1

127,298=oh Btu/ h ft2 0F

5 Clean Overall Heat Transfer Coefficient (Uc)

oio

oio

hhhh

Uc+×

=

117,339 127,2981500 127,2981500=

+×

=Uc Btu/ h ft2 0F

6 Dirt Factor (RD)

DC

DCD UU

UUR

⋅−

=

0.034769,23117,339769,23117,339

=⋅−

=DR



a. Shell side

se10

2s

s sD1022.5)1N(DGf

Pφ⋅⋅⋅⋅

+⋅⋅⋅=Δ (Kern, 1965)

untuk Re = 4682,489, f = 0.0025 ft2/in2 (Fig.29, Kern, 1965)

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

= (192 /2,5) = 76.8

ΔPs yang diperbolehkan adalah ≤ 10 psi, maka ΔPs dapat diterima.

b. Tube side

t10

2t

t sID1022.5NLGf

Pφ⋅⋅⋅⋅

⋅⋅⋅=Δ (Kern, 1965)


152,3110.482/121022.5

216667,9338060.0001510

2

=⋅⋅⋅⋅⋅⋅⋅

=Δ tP psi

'

2

r g2V

sn4P ⋅=Δ

untuk Gt = 667,933806 , '

2

g2V = 0.0011 (Fig.27, Kern, 1965)

009,00.00111

24=⋅

⋅=Δ rP psi

rtT PPP Δ+Δ=Δ

psiPT 561,3009,0152,3 =+=Δ

ΔPT yang diperbolehkan adalah ≤ 10 psi, maka ΔPs dapat diterima

psi15,810.31808.01022.5

8.7610419,750950025.010

2

=⋅⋅⋅⋅⋅⋅⋅

=Δ sP

LAMPIRAN D

PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

UTILITAS

LD.1 Bak Pengendapan (BP)

Fungsi : untuk menampung dan mengendapkan kotoran terbawa dari

sumur bor

Bentuk : bak dengan permukaan persegi

Konstruksi : beton kedap air

Densitas air pada suhu 30oC : 996 kg/m3

Direncanakan lama penampungan 1 jam, maka :

Jumlah air masuk = 1 jam × 20022,664 kg/jam


Volume bak = 996

664,200222,1 × = 24,124 m3

Panjang (p) = 3 × tinggi bak (t)

Lebar (l) = 2 × tinggi bak (t)

Maka,

V = p × l × t

24,124 = 6t3

t = 36124,24 = 1,590 m = 5,216 ft

diperoleh :

t = 1,590 m = 5,216 ft

p = 4,770 m = 15,649 ft

l = 3,180 m = 10,433 ft

LD.2 Tangki Pelarutan Aluminium Sulfat Al2(SO4)3 (TP-101)

Fungsi : membuat larutan Aluminium Sulfat Al2(SO4)3

Bentuk : silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi : plate steel SA-167, Tipe 304

Kondisi pelarutan : Temperatur = 30oC

Tekanan = 1 atm

Jumlah air yang diolah = 20022,664 kg/jam

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

×61050 20022,664 = 1,001 kg/jam

Tangki pelarutan aluminium sulfat dirancang untuk 1 hari

Banyak alum yang dilarutkan = 24 × 1,001 = 24,024 kg

Densitas Al2(SO4)3 = 1363,1 kg/m3


Ukuran tangki

Volume larutan, V1 = 1,13633,0

024,24×

= 0,059 m3

Volume tangki, Vt = 1,2 × 0,059 m3 = 0,071 m3

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

V = 41 π D2 H (Brownell, 1959)

0,071 m3 = 41 π D2 ⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ D

13

0,071 m3 = 43 π D3

Maka,

D = 0,311 m = 1,020 ft

H = 0,933 m = 3,061 ft

Tinggi Al2(SO4)3 dalam tangki = 2

3

)311,0(41

059,0

m

m

π = 0,787 m

Tebal dinding tangki

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

Dari tabel 13.1 Brownell & Young (1979), diperoleh data :

− Allowable stress (s) = 12750

− Efisiensi sambungan (E) = 0,8

− Faktor korosi,( CA ) = 1/8 in

− Tekanan operasi, Po = 1 atm = 14,7 psi

− Faktor keamanan tekanan = 20 %

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

Tebal dinding silinder tangki

t = CAPSE

PD+

− 2,12 ( Brownell, 1959)

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

12)020,1)(64,17(+

−× = 0,136 in

Dari tabel 5.4 Brownell & Young (1979) dipilih tebal tangki standar 3/16 in.

Daya pengaduk

Tipe pengaduk : marine propeller dengan jarak pitch = 2Di

Dt/Di = 3 , Baffle = 4 (Brown, G.G 1960)

Dt = 1,020 ft

Di = 0,340 ft

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

Viskositas Al2(SO4)3 = 6,72 × 10-4 lbm/ft.det (Kirk Othmer, 1967)

Dari persamaan 3.4-1, Geankoplis untuk bilangan Reynold adalah

NRe = μ

ρ 2)(DiN

= 4

2

1072,6)340,0)(667,6)(095,85(

−× = 9,759 × 105

Untuk NRe 9,759 × 105 diperoleh NPo = 2

Sehingga dari persamaan 3.4-2 Geankoplis :

P = c

Po

gDiNN ρ53

= 550174,32

)095,85()340,0()667,6)(2( 53

× = 0,013

Efisiensi motor penggerak = 80 %

Daya motor penggerak = 8,0

013,0 = 0,016

Maka daya motor yang dipilih = 0,05 hp

LD.3 Tangki Pelarutan Natrium Karbonat (Na2CO3) (TP-102)

Fungsi : membuat larutan Natrium Karbonat (Na2CO3)




Tekanan = 1 atm

Jumlah air yang diolah = 20022,664 kg/jam

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

×61027 20022,664 = 0,541 kg/jam

Tangki pelarutan aluminium sulfat dirancang untuk 1 hari

Banyak alum yang dilarutkan = 24 × 0,541 = 12,984 kg

Densitas Na2CO3 = 1327 kg/m3


Ukuran tangki

Volume larutan, V1 = 13273,0984,12×

= 0,033 m3




0,040 m3 = 41 π D2 ⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ D

13

0,040 m3 = 43 π D3

Maka,

D = 0,257 m = 0,843 ft

H = 0,771 m = 2,529 ft

Tinggi Na2CO3 dalam tangki = 2

3

)257,0(41

033,0

m

m

π = 0,635 m











t = CAPSE

PD+

− 2,12 (Brownell, 1959)

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

12)843,0)(64,17(+

−× = 0,134 in


Daya pengaduk



Dt = 0,843 ft

Di = 0,281 ft


Viskositas Na2CO3 = 3,69 × 10-4 lbm/ft.det (Kirk Othmer, 1967)


NRe = μ

ρ 2)(DiN

= 4

2

1069,3)281,0)(667,6)(842,82(

−× = 1,182 × 105



P = c

Po

gDiNN ρ53

= 550174,32

)842,82()281,0()667,6)(1( 53

× = 0,002



002,0 = 0,003


LD.4 Tangki Pelarutan Asam Sulfat (H2SO4) (TP-103)

Fungsi : membuat larutan Asam Sulfat (H2SO4)




Tekanan = 1 atm

H2SO4 yang digunakan mempunyai konsentrasi 50 % (% berat)

Laju massa H2SO4 = 43,630 kg/hari

1 × regenerasi = 7 hari

Densitas H2SO4 50 % = 1387 kg/m3 = 86,587 lbm/ft3

Kebutuhan perancangan = 7 hari


Ukuran tangki

Volume larutan, V1 = 13875,0630,43×

= 0,063 m3




0,076 m3 = 41 π D2 ⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ D

13

0,076 m3 = 43 π D3

Maka,

D = 0,317 m = 1,040 ft

H = 0,951 m = 3,120 ft

Tinggi H2SO4 dalam tangki = 2

3

)317,0(41

063,0

m

m

π = 0,797 m











t = CAPSE

PD+

− 2,12 (Brownell, 1959)

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

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

−× = 0,136 in


Daya pengaduk



Dt = 1,040 ft

Di = 0,347 ft


Viskositas H2SO4 = 3,69 × 10-3 lbm/ft.det (Kirk Othmer, 1967)


NRe = μ

ρ 2)(DiN

= 3

2

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

−× = 1,884 × 105



P = c

Po

gDiNN ρ53

= 550174,32

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

× = 0,007



007,0 = 0,009


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

Fungsi : membuat larutan Natrium Hidroksida (NaOH)




Tekanan = 1 atm

H2SO4 yang digunakan mempunyai konsentrasi 50 % (% berat)

Laju massa NaOH = 22,7 kg/hari

1 × regenerasi = 7 hari

Densitas NaOH 50 % = 1518 kg/m3 = 94,765 lbm/ft3

Kebutuhan perancangan = 7 hari


Ukuran tangki

Volume larutan, V1 = 15185,07,22

× = 0,030 m3




0,036 m3 = 41 π D2 ⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ D

13

0,036 m3 = 43 π D3

Maka,

D = 0,247 m = 0,810 ft

H = 0,741 m = 2,431 ft

Tinggi NaOH dalam tangki = 2

3

)247,0(41

030,0

m

m

π = 0,625 m











t = CAPSE

PD+

− 2,12 (Brownell, 1959)

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

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

−× = 0,133 in


Daya pengaduk



Dt = 0,810 ft

Di = 0,270 ft


Viskositas NaOH = 4,302 × 10-4 lbm/ft.det (Kirk Othmer, 1967)


NRe = μ

ρ 2)(DiN

= 4

2

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

−× = 1,071 × 105



P = c

Po

gDiNN ρ53

= 550174,32

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

× = 0,002



002,0 = 0,003


LD.6 Clarifier (CL)

Fungsi : memisahkan endapan (flok) yang terbentuk karena

penambahan alum dan soda abu

Bahan : Carbon steel SA-53 Grade B

Laju massa air = 20022,664 kg/jam = 5561,851 gr/det

Laju massa Al2(SO4)3 = 1,001 kg/jam = 0,278 gr/det

Laju massa Na2CO3 = 0,541 kg/jam = 0,150 gr/det

Massa total = 5562,279 gr/det

ρ air = 0,996 gr/ml

ρ Al2(SO4)3 = 1,363 gr/ml

ρ Na2CO3 = 1,327 gr/ml

V = ρm

Vair = 188,5584996,0

851,5561= ml

VAl2(SO4)3 =363,1278,0 = 0,204 ml

VNa2CO3 = 113,0327,1150,0

= ml

Vtotal = 5584,505 ml

ρ campuran = campuran

campuran

vm

= 505,5584279,5562 = 0,966 gr/cm3

ρ partikel =

327,1150,0

363,1278,0

)150,0278,0(

+

+ = 317,0428,0 = 1,350 gr/cm3

kecepatan terminal dihitung dengan menggunakan :

μρρ

υ18

)( 2gDpss

−=

Dimana :

υs : kecepatan terminal pengendapan, cm/det

ρs : densitas partikel campuran pada 30oC

ρ : densitas larutan pada 30oC

Dp : diameter partikel = 0,002 cm

g : percepatan gravitasi = 980 cm/det

μ : viskositas larutan pada 30oC = 0,0345 gr/cm.det (Perry, 1997)

maka,

0345,018

002,0980)996,0350,1( 2

×××−

=sυ = 0,02 cm/det

Ukuran clarifier

Laju volumetrik, Q = 996,0

279,5562 = 5584,617 cm3/det

Q = 4 × 10-4 × D2 (Ulrich, 1984)

Dimana :

Q : laju alir volumetrik umpan, cm3/det

D : diameter clarifier, m

Sehingga :

D = 515,373610.4

617,558410.4

21

4

21

4 =⎥⎦⎤

⎢⎣⎡=⎥⎦

⎤⎢⎣⎡

−−

Q = 3,737 m = 12,260 ft

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

Waktu pengendapan :

t = s

tHυ

= det/02,0

11005,4cm

mcmm ×× = 22500 det

= 6,25 jam

Tebal dinding clarifier

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

Dari tabel 13.1 Brownell&Young (1979), diperoleh data :



− Faktor korosi = 1/8 in



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


t = CAPSE

PD+

− 2,12 (Brownell, 1959)

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

12)260,12)(64,17(+

−× = 0,252 in

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

Daya clarifier

P = 0,006 D2 (Ulrich, 1984)

Dimana :

P : daya yang dibutuhkan clarifier, kW

P = 0,006 × (3,737)2 = 0,084 hp = 0,062 kW

LD.7 Sand Filter (SF)

Fungsi : menyaring air yang berasal dari clarifier

Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan : Carbon Steel SA-53 Grade B


Densitas air pada 30oC: 996 kg/m3

Tangki direncanakan menampung air setiap ¼ jam

Faktor keamanan : 20 %

Maka,

Volume air = 3/99625,0/206,20024


Volume tangki = 1,2 × 5,026 = 6,031 m3

Direncanakan perbandingan tinggi penyaring dengan diameter (Hs : D) = 2:1

tinggi head dengan diameter (Hh : D) = 1:6

Vs = 4π D2Hs =

4π D2(2D) =

2π D3 = 1,57 D3 (Brownell, 1959)

Vh = 24π D3 = 0,131 D3

Vt = Vs + Vh

6,031 = 1,57 D3 + 0,131 D3

D = 3701,1031,6 = 1,525 m = 5,003 ft

Hs = 2 D = 2 (1,525) = 3,050 m = 10,006 ft

Hh = 1/6 D = 1/6 (1,525) = 0,255 m = 0,837 ft

Sehingga, tinggi tangki = 3,050 + 2(0, 255) = 3,560 m = 11,679 ft

Volume air = 5,026 m3

V shell = 3

3Dπ = 3,712 m3

Tinggi air (Ha)= 050,3026,5712,3

× = 2,251 m = 7,385 ft


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









t = CAPSE

PD+

− 2,12 (Brownell, 1959)

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

12)003,5)(64,17(+

−× = 0,177 in

Dari tabel 5.4 Brownell&Young dipilih tebal tangki 3/16 in.

LD.8 Menara Air (MA)

Fungsi : mendistribusikan air untuk berbagai keperluan

Jenis : silinder tegak dengan tutup dan alas datar

Bahan : Plate stell SA-167, Tipe 304


Densitas air pada 30oC: 996 kg/m3

Faktor keamanan : 20 %

Maka,

Volume air = 3/996/206,20024

mkgjamkg = 20,105 m3

Volume tangki = 1,2 × 20,105 = 24,126 m3

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder H = 3D

V = 41 πD2H (Brownell, 1959)

V = 43 πD3

24,126 = 43 πD3

D = 2,172 m = 7,126 ft

H = 6,516 m = 21,378 ft


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









t = CAPSE

PD+

− 2,12 (Brownell, 1959)

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

12)126,7)(64,17(+

−× = 0,199 in

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

LD.9 Menara Pendingin Air (WCT)

Fungsi : mendinginkan air pendingin bekas dari temperatur

40oC menjadi 25oC

Jenis : Mechanical Draft Cooling Tower

Bahan konstruksi : Carbon Stell SA-53 Grade B

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

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

Suhu air keluar menara (TL1) = 25oC = 77oF

Suhu udara (TG1) = 25oC = 77oF

Dari gambar 12-14, Perry, 1999, diperoleh suhu bola basah, Tw = 70oC

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

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

Densitas air (40oC) = 988 kg/m3

Laju massa air pendingin = 12716,289 kg/jam

Laju volumetrik air pendingin= 12716,289 / 988 = 12,742 m3/jam

Kapasitas air, Q = 12,742 m3/jam × 264,17 gal/m3 / 60 menit/jam

= 56,101 gal/menit

Faktor keamanan = 20%

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

= 1,2 × (56,101 gal/menit)/(1,25 gal/ft2.menit)

= 53,857 ft2

Laju alir air tiap satuan luas (L)= )1)(3600)(857,53(

)2808,3)(1)(/289,12716(22

2

msftftjamjamkg

= 0,215 kg/s.m2

Perbandingan L : G direncanakan = 5 : 6

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

Perhitungan tinggi menara :

Dari pers. 9.3-8, Geankoplis 1997 :

Hy1 = (1,005 + 1,88 H)(T1-T0) + (2501,4 H)

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

= 76,093 kJ/kg = 76,093.103 J/kg

Dari pers. 10.5-2, Geankoplis 1997 :

G (Hy2 – Hy1) = LcL (TL2 – TL1)

0,180 (Hy2 – 76,093.103) = 0,215 (4,187.103)(40-25)

Hy2 = 151,111.103 J/kg

050

100150200250300350400450500

0 20 40 60 80

Suhu (C)

Enta

lpi 1

0^3(

J/kg

)

kesetimbangan

garis operasi

Gambar LD.1 Grafik Entalpi dan Temperatur Cairan

pada Cooling Tower (CT)

Ketinggian menara, z = ∫ −

2

1*..

y

y

H

HG HyHydHy

akMG (Geankoplis, 1997)

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

76,093 80 0,256

101,1 105 0,256

126,106 130 0,257

151,111 175 0,042

0

0.05

0.1

0.15

0.2

0.25

0.3

0 50 100 150 200

Hy

1/(H

y*-H

y)

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

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

2

1*

y

y

H

H HyHydHy = 1,986

Estimasi kG.a = 1,207.10-7 kg.mol/s.m3 (Geankoplis, 1997)

Maka ketinggian menara, z = 986,1)10.013,1)(10.207,1(29

180,057 ×

× − = 1,006 m

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

diperoleh tenaga kipas 0,03 hp/ft2.

Daya yang diperlukan = 0,03 hp/ft2 × 10,828 ft2 = 0,33 hp

Digunakan daya standart 0,5 hp

LD.10 Penukar Kation/Cation Exchanger (CE)

Fungsi : mengurangi kesadahan air


Bahan konstruksi : Carbon Stell SA-283 Grade C

Kondisi penyimpanan : Temperatur : 30oC

Tekanan : 1 atm

Laju massa air = 5933,278 + 1,818 = 5935,096 kg/jam

Densitas air = 996 kg/m3


Ukuran Cation Exchanger

Va = 996

096,5935 = 5,959 m3

Maka volume Cation Exchanger = 1,2 × 5,959 = 7,151 m3

Direncanakan perbandingan tinggi silinder dengan diameter (Hs : D) = 3:1

tinggi head dengan diameter (Hh:D) = 1:6

Vs = 4π D2 Hs =

4π D2 (3D) =

43 π D3 = 2,355 D3

Vh = 24π D3 = 0,131 D3

Vt = Vs + Vh

7,151 = 2,355 D3 + 0,131 D3

D = 3486,2151,7 = 1,422 m = 4,665 ft

Hs = 3D = 4,266 m = 13,996 ft

Hh = 1/6 D = 0,237 m = 0,777 ft

Sehingga tinggi tangki = 4,266 + 2(0,237) = 4,740 m = 15,551 ft

V air = 5,959 m3

V sheel = 3

3Dπ = 3,009 m3

Tinggi air (Ha)= 959,5009,3 × 4,266 = 2,514 m = 8,248 ft


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









t = CAPSE

PD+

− 2,12 (Brownell, 1959)

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

12)665,4)(64,17(+

−× = 0,174 in


LD.11 Penukar Anion/Anion Exchanger (AE)

Fungsi : mengurangi kesadahan air


Bahan konstruksi : Carbon Stell SA-283 Grade C


Tekanan : 1 atm

Laju massa air = 5935,096 + 0,946 = 5936,042 kg/jam



Ukuran Anion Exchanger

Va = 996

042,5936 = 5,959 m3

Maka volume Anion Exchanger = 1,2 × 5,959 = 7,151 m3



Vs = 4π D2 Hs =

4π D2 (3D) =

43 π D3 = 2,355 D3

Vh = 24π D3 = 0,131 D3

Vt = Vs + Vh

7,151 = 2,355 D3 + 0,131 D3

D = 3486,2151,7 = 1,422 m = 4,665 ft

Hs = 3D = 4,266 m = 13,996 ft

Hh = 1/6 D = 0,237 m = 0,777 ft


V air = 5,959 m3

V sheel = 3

3Dπ = 3,009 m3

Tinggi air (Ha)= 959,5009,3 × 4,266 = 2,514 m = 8,248 ft


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









t = CAPSE

PD+

− 2,12 (Brownell, 1959)

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

12)665,4)(64,17(+

−× = 0,174 in


LD.12 Deaerator (D)

Fungsi : menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air umpan

ketel

Bentuk : Silinder horizontal dengan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : Plate Stell SA-167 Tipe 304


Tekanan : 1 atm

Laju massa air = 5936,042 kg/jam



Ukuran Deaerator

Va = 996

042,5936 = 5,959 m3

Maka volume Deaerator = 1,2 × 5,959 = 7,151 m3



Vs = 4π D2 Hs =

4π D2 (3D) =

43 π D3 = 2,355 D3

Vh = 24π D3 = 0,131 D3

Vt = Vs + Vh

7,151 = 2,355 D3 + 0,131 D3

D = 3486,2151,7 = 1,422 m = 4,665 ft

Hs = 3D = 4,266 m = 13,996 ft

Hh = 1/6 D = 0,237 m = 0,777 ft


V air = 5,959 m3

V sheel = 3

3Dπ = 3,009 m3

Tinggi air (Ha)= 959,5009,3 × 4,266 = 2,514 m = 8,248 ft


Direncanakan digunakan bahan konstruksi Plate Stell SA-167 Tipe 304









t = CAPSE

PD+

− 2,12 (Brownell, 1959)

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

12)665,4)(64,17(+

−× = 0,174 in


LD.13 Ketel Uap (B)

Fungsi : menyediakan uap untuk keperluan proses

Jenis : pipa api

Bahan konstruksi : Carbon Steel

Kondisi operasi :

Uap jenuh yang digunakan bersuhu 200°C

Dari steam table, Smith, 1987, diperoleh kalor laten steam 1053,56 Btu/lbm

Kebutuhan uap = 29666,39 kg/jam = 65266,058 lbm/jam

Perhitungan:

Menghitung Daya Ketel Uap

H3,970P5,34W ××

=

dimana: P = daya boiler, hp

W = kebutuhan uap, lbm/jam

H = kalor laten steam, Btu/lbm

Maka,

3,9704,351053,5665266,058

××

=P = 2001,877 hp

Menghitung Jumlah Tube

Luas permukaan perpindahan panas, A = P × 10 ft2/hp

= 2001,877 hp × 10 ft2/hp

= 20018,77 ft2

Direncanakan menggunakan tube dengan spesifikasi:

Panjang tube, L = 30 ft

Diameter tube 3 in

Luas permukaan pipa, a′ = 0,917 ft2/ft (Kern, 1965)

Sehingga jumlah tube,

917,03020018,77

' ×=

×=

aLANt = 727,691 ≈ 730 buah

LD.14 Pompa Sumur Bor (P-101)

Fungsi : memompa air dari sumur bor ke bak pengendapan

Jenis : pompa sentrifugal

Jumlah : 1 unit

Bahan konstruksi : Cast Iron

Kondisi operasi :

Temperatur : 30oC

Densitas air : 996 kg/m3 = 62,178 lbm/ft3 (Perry, 1997)

Viskositas air : 0,85 cP = 5,71 × 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997)

Laju alir massa (F) : 20022,664 kg/jam = 12,236 lbm/det

Laju alir volume, Q : ρF = 3/178,62

det/236,12ftlbm

lbm = 0,197 ft3/s

Diameter optimum, De= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Timmerhouse, 1991)

= 3,9 × (0,197) 0,45 × (62,178) 0,13

= 3,212 in

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

− Ukuran pipa nominal : 3,5 in

− Schedule pipa : 40

− Diameter dalam (ID) : 3,548 in = 0,296 ft

− Diameter luar (OD) : 4,000 in = 0,333 ft

− Luas penampang dalam (Ai) : 0,06870 ft2

Kecepatan linier, v = iA

Q = 2

3

06870,0/197,0ft

sft = 2,868 ft/s

Bilangan Reynold, NRe = μ

ρ Dv = 410.71,5)296,0)(868,2)(178,62(

− = 92443,082

Untuk cast iron, ε = 0,005 ft


==IDε

Untuk aliran turbulen, f = 325,025,0 10.531,4

082,92443079,0

Re079,0 −==

N

Instalasi pipa :

− Panjang pipa vertikal, L1 = 4 m = 13,123 ft

− Panjang pipa horizontal, L2 = 5 m = 16,404 ft

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

L3 = 2 × 13 × 0,296 = 7,696 ft

− 1 buah elbow standard 90o (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust, 1980)

L4 = 1 × 30 × 0,296 = 8,880 ft

Panjang pipa total (ΣL) = 13,123 + 16,404 + 7,696 + 8,880 = 46,103 ft

Faktor gesekan, F = Dg

Lvf

c2

2 ∑ = )296,0)(174,32(2

)103,46()868,2)(10.531,4( 23−

= 0,090 ft.lbf/lbm

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

Static head, Δz cg

g = 8,202 ft.lbf/lbm

Velocity head, cg

v2

2Δ = 174,322

868,2 2

× = 0,128

Pressure head, ρPΔ = 0

Ws = Δz cg

g + cg

v2

2Δ + ρPΔ + F

= 8,202 + 0,128 + 0 + 0,090

= 8,420 ft.lbf/lbm

Tenaga pompa, P = 550

ρQWs = 550

)178,62)(197,0)(420,8( = 0,188 hp

Untuk efisiensi 80%, maka :

Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,0

188,0 = 0,235 hp

Digunakan daya pompa 0,5 hp

LD.15 Pompa Bak Pengendapan (P-102)

Fungsi : memompa air dari bak pengendapan ke clarifier


Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

Temperatur : 30oC





det/236,12ftlbm

lbm = 0,197 ft3/s

Diameter optimum, De= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Timmerhouse, 1991)

= 3,9 × (0,197) 0,45 × (62,178) 0,13

= 3,212 in








Q = 2

3

06870,0/197,0ft

sft = 2,868 ft/s


ρ Dv = 410.71,5)296,0)(868,2)(178,62(

− = 92443,082



==IDε


082,92443079,0

Re079,0 −==

N

Instalasi pipa :




L3 = 2 × 13 × 0,296 = 7,696 ft


L4 = 1 × 30 × 0,296 = 8,880 ft



Lvf

c2

2 ∑ = )296,0)(174,32(2

)946,55()868,2)(10.531,4( 23−

= 0,109 ft.lbf/lbm


Static head, Δz cg


Velocity head, cg

v2

2Δ = 174,322

868,2 2

× = 0,128


Ws = Δz cg

g + cg

v2

2Δ + ρPΔ + F

= 18,044 + 0,128 + 0 + 0,190

= 18,362 ft.lbf/lbm


ρQWs = 550

)178,62)(197,0)(362,18( = 0,41 hp


Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,041,0 = 0,51 hp


LD.16 Pompa Tangki Al2(SO4)3 (P-103)

Fungsi : memompa Al2(SO4)3 ke clarifier


Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

Temperatur : 30oC

Densitas Al2(SO4)3 : 87,93 lbm/ft3 (Perry, 1997)

Viskositas Al2(SO4)3 : 6,719 × 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997)



det/0006,0ftlbm

lbm = 6,824.10-6 ft3/s

Diameter optimum, De: 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Timmerhouse, 1991)

= 3,9 × (6,824.10-6) 0,45 × (87,93) 0,13

= 0,274 in


− Ukuran pipa nominal : 3/8 in






Q = 2

36

00133,0/10.824,6

ftsft−

= 5,131.10-3 ft/s


ρ Dv = 4

3

10.719,6)041,0)(10.131,5)(93,87(

−

−

= 26,789


Kekasaran relatif = 109,0041,0

0045,0==

IDε


16Re

16==

N

Instalasi pipa :




L3 = 2 × 13 × 0,041 = 1,066 ft


L4 = 1 × 30 × 0,041 = 1,230 ft



Lvf

c2

2 ∑ = )041,0)(174,32(2

)666,41()10.131,5)(597,0( 23−

= 4,836.10-8 ft.lbf/lbm


Static head, Δz cg

g = 18,7 ft.lbf/lbm

Velocity head, cg

v2

2Δ = 174,322

)10.131,5( 23

×

−

= 7,974.10-11


Ws = Δz cg

g + cg

v2

2Δ + ρPΔ + F

= 18,7 + 7,974.10-11 + 0 + 4,836.10-8

= 18,7 ft.lbf/lbm


ρQWs = 550

)93,87)(10.824,6)(7,18( 6−

= 2.10-5 hp



10.2 5−

= 2,5.10-5 hp


LD.17 Pompa Tangki Na2CO3 (P-104)

Fungsi : memompa Na2CO3 ke clarifier


Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

Temperatur : 30oC

Densitas Na2CO3 : 82,842 lbm/ft3 (Perry, 1997)

Viskositas Na2CO3 : 3,689 × 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997)



det/0003,0ftlbm

lbm = 3,621.10-6 ft3/s


= 3,9 × (3,621.10-6) 0,45 × (82,842) 0,13

= 0,144 in


− Ukuran pipa nominal : ¼ in






Q = 2

36

00072,0/10.621,3

ftsft−

= 5,029.10-3 ft/s


ρ Dv = 4

3

10.689,3)030,0)(10.029,5)(842,82(

−

−

= 32,529



==IDε


16Re

16==

N

Instalasi pipa :




L3 = 2 × 13 × 0,030 = 0,780 ft


L4 = 1 × 30 × 0,030 = 0,900 ft



Lvf

c2

2 ∑ = )030,0)(174,32(2

)050,41()10.029,5)(492,0( 23−

= 5,263.10-8 ft.lbf/lbm


Static head, Δz cg

g = 18,7 ft.lbf/lbm

Velocity head, cg

v2

2Δ = 174,322

)10.029,5( 23

×

−

= 7,815.10-11


Ws = Δz cg

g + cg

v2

2Δ + ρPΔ + F

= 18,7 + 7,815.10-11 + 0 + 5,263.10-8

= 18,7 ft.lbf/lbm


ρQWs = 550

)842,82)(10.621,3)(7,18( 6−

= 1,019.10-5 hp


Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,010.019,1 5−

= 1,274.10-5 hp


LD.18 Pompa Sand Filter (P-105)

Fungsi : memompa air dari sand filter ke menara air


Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

Temperatur : 30oC





det/237,12ftlbm

lbm = 0,197 ft3/s


= 3,9 × (0,197) 0,45 × (62,178) 0,13

= 3,212 in








Q = 2

3

06870,0/197,0ft

sft = 2,868 ft/s


ρ Dv = 410.71,5)296,0)(868,2)(178,62(

− = 92443,082



==IDε


082,92443079,0

Re079,0 −==

N

Instalasi pipa :

− Panjang pipa vertikal, L1 = 8,5 m = 27,887 ft

− Panjang pipa horizontal, L2 = 8,5 m = 27,88 ft


L3 = 2 × 13 × 0,296 = 7,696 ft


L4 = 1 × 30 × 0,296 = 8,880 ft



Lvf

c2

2 ∑ = )296,0)(174,32(2

)350,72()868,2)(10.531,4( 23−

= 0,141 ft.lbf/lbm

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

Static head, Δz cg


Velocity head, cg

v2

2Δ = 174,322

868,2 2

× = 0,128


Ws = Δz cg

g + cg

v2

2Δ + ρPΔ + F

= 16,404 + 0,128 + 0 + 0,141

= 16,673 ft.lbf/lbm


ρQWs = 550

)178,62)(197,0)(673,16( = 0,371 hp



371,0 = 0,464 hp


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

Fungsi : mendistribusikan air pendingin


Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

Temperatur : 30oC





det/771,7ftlbm

lbm = 0,125 ft3/s


= 3,9 × (0,125) 0,45 × (62,178) 0,13

= 2,617 in


− Ukuran pipa nominal : 3 in






Q = 2

3

05130,0/125,0ft

sft = 2,437 ft/s


ρ Dv = 410.005,6)256,0)(437,2)(178,62(

− = 64597,835



==IDε

Untuk aliran turbulen, f = 625,0 10.223,1

835,64597079,0

Re079,0 −==

N

Instalasi pipa :




L3 = 2 × 13 × 0,256 = 6,656 ft


L4 = 1 × 30 × 0,256 = 7,680 ft



Lvf

c2

2 ∑ = )256,0)(174,32(2

)828,66()437,2)(10.223,1( 26−

= 2,947.10-5 ft.lbf/lbm


Static head, Δz cg


Velocity head, cg

v2

2Δ = 174,322

437,2 2

× = 0,093


Ws = Δz cg

g + cg

v2

2Δ + ρPΔ + F

= 16,404 + 0,093 + 0 + 2,947.10-5

= 16,497 ft.lbf/lbm


ρQWs = 550

)178,62)(125,0)(497,16( = 0,23 hp


Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,023,0 = 0,28 hp


LD.20 Pompa Tangki H2SO4 (P-107)

Fungsi : memompa H2SO4 ke Cation Exchanger

Jenis : pompa sentrifual

Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

Temperatur : 30oC

Densitas H2SO4 : 1387 kg/m3 = 86,587 lbm/ft3 (Perry, 1997)

Viskositas H2SO4 : 3,7 × 10-3 lbm/ft.s (Perry, 1997)



det/001,0ftlbm

lbm = 1,155.10-5 ft3/s


= 3,9 × (1,155.10-5) 0,45 × (86,587) 0,13

= 0,070 in


− Ukuran pipa nominal : 1/8 in






Q = 2

35

00040,0/10.155,1

ftsft−

= 0,029 ft/s


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

− = 91,590



==IDε


16Re

16==

N

Instalasi pipa :




L3 = 2 × 13 × 0,022 = 0,572 ft


L4 = 1 × 30 × 0,022 = 0,660 ft



Lvf

c2

2 ∑ = )022,0)(174,32(2

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

= 2,174.10-3 ft.lbf/lbm


Static head, Δz cg


Velocity head, cg

v2

2Δ = 174,322

029,0 2

× = 1,307.10-5


Ws = Δz cg

g + cg

v2

2Δ + ρPΔ + F

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

= 3,283 ft.lbf/lbm


ρQWs = 550

)587,86)(10.155,1)(283,3( 5−

= 5,969.10-6 hp



= 7,461.10-6 hp


LD.21 Pompa Tangki NaOH (P-108)

Fungsi : memompa NaOH ke Anion Exchanger


Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

Temperatur : 30oC

Densitas NaOH : 1520,3 kg/m3 = 94,909 lbm/ft3 (Perry, 1997)

Viskositas NaOH : 4,302 × 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997)



det/0006,0ftlbm

lbm = 6,322.10-6 ft3/s


= 3,9 × (6,322.10-6) 0,45 × (94,909) 0,13

= 0,257 in


− Ukuran pipa nominal : ¼ in






Q = 2

36

00072,0/10.322,6

ftsft−

= 0,009 ft/s


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

− = 60,437



==IDε


16Re

16==

N

Instalasi pipa :




L3 = 2 × 13 × 0,030 = 0,780 ft


L4 = 1 × 30 × 0,030 = 0,900 ft



Lvf

c2

2 ∑ = )030,0)(174,32(2

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

= 2,376.10-4 ft.lbf/lbm


Static head, Δz cg


Velocity head, cg

v2

2Δ = 174,322

009,0 2

× = 1,259.10-6


Ws = Δz cg

g + cg

v2

2Δ + ρPΔ + F

= 3,281 + 1,259.10-6 + 0 + 2,376.10-4

= 3,281 ft.lbf/lbm


ρQWs = 550

)909,94)(10.322,6)(281,3( 6−

= 3,579.10-6 hp



= 4,474.10-6 hp


LD.22 Pompa Cation Exchanger (P-109)

Fungsi : memompa air dari Cation Exchanger ke Anion

Exchanger


Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

Temperatur : 30oC


Viskositas air : 0,85 Cp = 5,72 × 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997)



det/627,3ftlbm

lbm = 0,058 ft3/s


= 3,9 × (0,058) 0,45 × (62,178) 0,13

= 1,852 in








Q = 2

3

02330,0/058,0ft

sft = 2,489 ft/s


ρ Dv = 410.72,5)172,0)(489,2)(178,62(

− = 46536,713



==IDε


713,46536079,0

Re079,0 −==

N

Instalasi pipa :




L3 = 2 × 13 × 0,172 = 4,472 ft


L4 = 1 × 30 × 0,172 = 5,160 ft



Lvf

c2

2 ∑ = )172,0)(174,32(2

)080,44()489,2)(10.379,5( 23−

= 0,133 ft.lbf/lbm


Static head, Δz cg


Velocity head, cg

v2

2Δ = 174,322

489,2 2

× = 0,096


Ws = Δz cg

g + cg

v2

2Δ + ρPΔ + F

= 17,716 + 0,096 + 0 + 0,133

= 17,945 ft.lbf/lbm


ρQWs = 550

)178,62)(058,0)(945,17( = 0,118 hp



118,0 = 0,15 hp


LD.23 Pompa Anion Exchanger (P-110)

Fungsi : memompa air dari Anion Exchanger ke Deaerator


Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

Temperatur : 30oC





det/627,3ftlbm

lbm = 0,058 ft3/s


= 3,9 × (0,058) 0,45 × (62,178) 0,13

= 1,852 in








Q = 2

3

02330,0/058,0ft

sft = 2,489 ft/s


ρ Dv = 410.72,5)172,0)(489,2)(178,62(

− = 46536,713



==IDε


713,46536079,0

Re079,0 −==

N

Instalasi pipa :




L3 = 2 × 13 × 0,172 = 4,472 ft


L4 = 1 × 30 × 0,172 = 5,160 ft



Lvf

c2

2 ∑ = )172,0)(174,32(2

)080,44()489,2)(10.379,5( 23−

= 0,133 ft.lbf/lbm


Static head, Δz cg


Velocity head, cg

v2

2Δ = 174,322

489,2 2

× = 0,096


Ws = Δz cg

g + cg

v2

2Δ + ρPΔ + F

= 17,716 + 0,096 + 0 + 0,133

= 17,945 ft.lbf/lbm


ρQWs = 550

)178,62)(058,0)(945,17( = 0,118 hp



118,0 = 0,15 hp


LD.24 Pompa Deaerator (P-111)

Fungsi : memompa air dari Deaerator ke Boiler


Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

Temperatur : 30oC





det/627,3ftlbm

lbm = 0,058 ft3/s


= 3,9 × (0,058) 0,45 × (62,178) 0,13

= 1,852 in








Q = 2

3

02330,0/058,0ft

sft = 2,489 ft/s


ρ Dv = 410.72,5)172,0)(489,2)(178,62(

− = 46536,713



==IDε


713,46536079,0

Re079,0 −==

N

Instalasi pipa :




L3 = 2 × 13 × 0,172 = 4,472 ft


L4 = 1 × 30 × 0,172 = 5,160 ft



Lvf

c2

2 ∑ = )172,0)(174,32(2

)080,44()489,2)(10.379,5( 23−

= 0,133 ft.lbf/lbm


Static head, Δz cg


Velocity head, cg

v2

2Δ = 174,322

489,2 2

× = 0,096


Ws = Δz cg

g + cg

v2

2Δ + ρPΔ + F

= 17,716 + 0,096 + 0 + 0,133

= 17,945 ft.lbf/lbm


ρQWs = 550

)178,62)(058,0)(945,17( = 0,118 hp



118,0 = 0,15 hp


LAMPIRAN E

PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI

Dalam rencana pra rancangan Unit Fraksinasi pada pabrik minyak goreng

digunakan asumsi sebagai berikut:

1. Perusahaan beroperasi selama 320 hari dalam setahun.

2. Kapasitas produksi maksimum adalah 850 ton/tahun

3. Perhitungan didasarkan pada harga peralatan terpasang (HPT)

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

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

LE.1 Modal Investasi Tetap

LE.1.1 Modal Investasi Tetap Langsung (MITL)

A. Biaya Tanah Lokasi Unit Fraksinasi

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

Harga tanah seluruhnya = 2484 m2 x Rp 300.000,-/m2

= Rp745.200.000,-

Biaya perataan tanah diperkirakan 5 % dari harga tanah seluruhnya

(Timmerhaus, 1991)

Biaya perataan tanah = 0,05 x Rp 745.200.000,-

= Rp 37.260.000,-

Total biaya tanah = Rp 745.200.000,- + Rp 37.260.000,-

= Rp 782.460.000.-

B. Harga Bangunan

Perincian harga bangunan dapat dilihat pada tabel LE–1

Tabel LE – 1 Perincian harga bangunan Nama Bangunan Luas (m2) Harga (Rp/m2) Jumlah (Rp)

Daerah Proses 500 1.000.000 500.000.000

Gudang Bahan baku 80 500.000 40.000.000

Gudang Produk 100 500.000 50.000.000

Laboratorium 80 500.000 40.000.000

Kantor 100 500.000 50.000000

Parkir 150 200.000 30.000.000

Klinik 60 500.000 30.000.000

Tempat Ibadah 80 300.000 24.000.000

Kantin 80 300.000 24.000.000

Bengkel 80 300.000 24.000.000

Ruang Kontrol 80 500.000 40.000.000

Pengolahan Air 100 400.000 40.000.000

Pengolahan limbah 80 400.000 32.000.000

Daerah Perluasan 400 250.000 100.000.000

Taman 80 100.000 8.000.000

Pos Keamanan 20 250.000 5.000.000

Total 2.070 1.073.000.000

C. Perincian Harga Peralatan

Harga peralatan dapat dicari dengan menggunakan persamaan berikut :

Cx = Cy m

y

x

XX

II

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛

1

2.

Dimana : Cx = Harga alat pada tahun pembelian (2007)

Cy = Harga alat pada kapasitas yang tersedia

Ix = Indeks harga pada tahun 2007

Iy = Indeks harga pada tahun yang tersedia

X1 = Kapasitas alat yang tersedia

X2 = Kapasitas alat yang diinginkan

m = Faktor eksponensial untuk jenis alat yang tersedia

Untuk menghitung semua harga peralatan pada pabrik, digunakan metode

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

Engineering Plant Cost Indeks (Timmerhaus, 2004).

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

Tahun Indeks (Yi) Xi Xi

2 Yi2 Xi . Yi

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

(Timmerhaus, 2004)

Untuk mencari indeks harga pada tahun 2006 digunakan Metode Regresi Koefisien

Korelasi, yaitu :

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

).()..(2222

iiii

iiii

YYnxXXn

YXYXn

∑−∑∑−∑

∑∑−∑

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

)6,1049655()5,5890510(22 −××−×

×−× = 0,96 ≈ 1

Harga koefisien yang mendekati +1 menyatakan bahwa terdapat hubungan linear

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

Persamaan Regresi Linear.

Persamaan umum Regresi Linear adalah Y = a + b X

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

X = Variabel tahun ke n – 1

a, b = Tetapan persamaan regresi

dimana a dan b dapat dicari dengan menggunakan rumus :

a = 22

2

)().().()(

ii

iiiii

XXnYXxXYxX

∑−∑

∑∑−∑∑

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

−−

Xxx = 971,38

b = 22 )().(

)().(

ii

iiii

XXnYxXYXxn

∑−∑

∑∑−∑

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

−−

Xxx = 14,23

Y = 66,104910

6,10496==

∑nYi

X = 5,523,14

38,97166,1049)(=

−=

−b

aY

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

X = 14) adalah:

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

= 1170,6

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

2004).

Contoh perhitungan estimasi harga peralatan:

Nama alat : Reaktor Hidrolisa

Jumlah : 1 buah

Volume tangki (X2) : 2,0624 m3

Untuk reaktor hidrolisa, volume reaktor yang disediakan :

X1 = 10 m3

Cy = US$ 55.000

Ix = 1170,6

Iy = 1102,5

m = 0,6

Maka harga tangki pada tahun 2007 :

Cx = US$ 55.000 x ⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

5,11026,1170

100624,2 6,0

= US$ 22652,23 x Rp 8.895,-

= Rp 201.491.586,-

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

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

Tabel LE – 3 Perkiraan Harga Peralatan Proses

No

Nama Alat

Unit

Harga/Unit

(Rp)

Harga Total

(Rp)

1 Tangki Molase 1 27.697.010 27.697.010

2 Reaktor 1 201.491.586 201.491.586

3 Fermentor 1 199.090.381 199.090.381

4 Tangki Penampung Fermentasi 3 20.718.768 62.156.304

5 Tangki Penyimpan Etanol 2 119.873.303 239.746.606

6 Filter Ptess 2 21.350.402 42.700.804

7 Pompa - 101 1 2.500.000 2.500.000

8 Pompa – 102 1 2.500.000 2.500.000

9 Pompa - 103 1 2.500.000 2.500.000

10 Pompa - 104 1 2.500.000 2.500.000

11 Kolom Distilasi 1 158.153.100 158.153.100

12 Kondensor 1 59.240.700 59.240.700

13 Tangki Penampung Distilat Sementara 1 19.080.728 19.080.728

14 Reboiler 1 124.530.000 124.530.000

15 Pompa - 105 1 2.500.000 2.500.000

16 Pompa – 106 1 2.500.000 2.500.000

17 Pompa - 107 1 2.500.000 2.500.000

18 Pompa - 108 1 2.500.000 2.500.000

19 Bak Penampung Cake I 1 40.759.667 40.759.667

20 Bak Penampung Cake II 1 40.759.667 40.759.667

21 Heater 1 119.987.936 119.987.936

Total 1.355.394.489

(Timmerhaus, 2004)

Tabel LE – 4 Perkiraan Harga Peralatan Utilitas

No

Nama Alat

Unit

Harga/Unit

(Rp)

Harga Total

(Rp)

1 Bak Pengendapan 1 31.831.423 31.831.423

2 Tangki Pelarutan AL2SO4 1 10.612.655 10.612.655

3 Tangki Pelarutan Na2CO3 1 13.841.423 13.841.423

4 Tangki Pelarutan H2SO4 1 91.532.463 91.532.463

5 Tangki Pelarutan NaOH 1 1.539.768 1.539.768

6 Clarifier 1 400.391.197 400.391.197

7 Sand Filter 1 279.936.510 279.936.510

8 Menara Air 1 310.117.876 310.117.876

9 Menara Pendingin Air 1 463.963.458 463.963.458

10 Cation Exchanger 1 24.932.882 24.932.882

11 Anion Exchanger 1 24.932.882 24.932.882

12 Deaerator 1 116.043.000 116.043.000

13 Ketel Uap 1 103.336.971 103.336.971

14 Pompa Sumur Bor 1 2.500.000 2.500.000

15 Pompa Bak Pengendapan 1 2.500.000 2.500.000

16 Pompa Tangki Al2SO4 1 2.500.000 2.500.000

17 Pompa Tangki Na2CO3 1 2.500.000 2.500.000

18 Pompa Tangki Sand Filter 1 2.500.000 2.500.000

19 Pompa Tangki Water Cooling Tower 1 2.500.000 2.500.000

20 Pompa Tangki H2SO4 1 2.500.000 2.500.000

21 Pompa Tangki NaOH 1 2.500.000 2.500.000

22 Pompa Cation Exchanger 1 2.500.000 2.500.000

23 Pompa Anion Exchanger 1 2.500.000 2.500.000

24 Pompa Deaerator 1 2.500.000 2.500.000

Total 1.900.512.508

(Timmerhaus, 2004)

Total harga peralatan = Rp 1.355.394.489,- + Rp 1.900.512.508,-

= Rp 3.255.906.997,-

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

lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut (Timmerhaus, 2004):

- Biaya transportasi = 5 %

- Biaya asuransi = 1 %

- Bea masuk = 15 %

- PPn = 10 %

- PPh = 10 %

- Biaya gudang di pelabuhan= 0,5 %

- Biaya administrasi pelabuhan= 0,5 %

- Transportasi lokal = 0,5 %

- Biaya tak terduga = 0,5 %

Total = 43 %

Harga alat impor sampai ke lokasi pabrik = 1,43 x Rp 3.255.906.997,-

= Rp 4.655.947.006,-

Biaya pemasangan diperkirakan 10 % dari harga peralatan (Timmerhaus, 2004)

Biaya pemasangan = 0,1 x Rp 4.655.947.006,-

= Rp 465.594.701,-

C. Harga peralatan terpasang (HPT)

= Rp 4.655.947.006,- + Rp 465.594.701,-

= Rp 5.121.541.707,-

D. Instrumentasi dan Alat Kontrol

Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 13 % dari HPT

(Timmerhaus, 2004)

Biaya instrumentasi dan alat kontrol = 0,13 x Rp 5.121.541.707,-

= Rp 665.800.422,-

E. Biaya Perpipaan

Diperkirakan biaya perpipaan 80 % dari HPT. (Timmerhaus, 2004)

Biaya perpipaan = 0,8 x Rp 5.121.541.707,-

= Rp 4.097.233.366

F. Biaya Instalasi Listrik

Diperkirakan biaya instalasi listrik 10 % dari HPT. (Timmerhaus, 2004)

Biaya instalasi listrik = 0,1 x Rp 5.121.541.707,-

= Rp 512.154.171

G. Biaya Insulasi

Diperkirakan biaya insulasi 8 % dari HPT. (Timmerhaus, 2004)

Biaya insulasi = 0,08 x Rp 5.121.541.707,-

= Rp 409.723.337

H. Biaya Inventaris Kantor

Diperkirakan biaya inventaris kantor 1 % dari HPT. (Timmerhaus, 2004)

Biaya inventaris kantor = 0,01 x Rp 5.121.541.707,-

= Rp 51.215.417

I. Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan

Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 1 % dari HPT.

(Timmerhaus, 2004)

Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan = 0,01 x Rp 5.121.541.707,-

= Rp 51.215.417

J. Sarana Transportasi

Tabel LE – 5 Biaya Sarana Transportasi

Jenis kendaraan Unit Jenis Harga/unit

(Rp)

Harga Total

(Rp)

Mobil Direktur 1 Corolla Altis 280.000.000 280.000.000

Mobil Manajer 4 Kijang Innova E.155 150.000.000 600.000.000

Truk 2 Dyna 6 roda Chassis 140 PS 100.000.000 200.000.000

Total 1.080.000.000

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

= Rp 13.808.343.836,-

LE.1.2 Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL)

A. Pra Investasi

Diperkirakan 7 % dari MITL = 0,07 x Rp 13.808.343.836,-

= Rp 965.584.069,-

B. Engineering dan Supervisi


= Rp 1.104.667.507,-

C. Biaya Kontraktor


= Rp 776.166.877,-

D. Biaya Tak Terduga


= Rp 1.380.834.384,-

Total MITTL = A + B + C + D

= Rp 3.728.252.836,-

Total MIT = MITL + MITTL

= Rp 13.808.343.836,-+ Rp. 3.728.252.836,-

= Rp 17.536.596.672,-

LE.2 Modal Kerja

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

LE.2.1 Persediaan Bahan Baku

a. Persediaan Bahan Baku Proses

1. Molase

Kebutuhan = 445 kg/jam

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

Harga total = 90 hari x 24 jam/hari x 445 kg/jam x Rp 950/kg

= Rp 922.752.000,-

2. Saccharomicess Cereviciae

Kebutuhan = 86,397 kg/jam

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

Harga total = 90 hari x 86,397 kg/jam x 24 jam/hari x Rp 25.000,- /kg

= Rp 4.665.438.000,-

3. H3PO4


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

Total kebutuhan = jamltr

mLx

mkgjamkg 792,3

11000

/1898,1822/911,6

33 =

Harga total = 90 hari x 3,792 kg/jam x 24 jam/hari x Rp 115.000,- /liter

= Rp 941.932.800,-

4. (NH4)2SO4


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


= Rp 3.209.468.400,-

b. Persediaan Bahan Baku Utilitas

1. Alum, Al2(SO4)3




= Rp 19.459.440,-

2. Soda abu, Na2CO3




= Rp 9.465.336,-

3. NaOH




= Rp 40.867.200,-

4. Asam sulfat (H2SO4)


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

Total kebutuhan = jamltr

mLx

mkgjamkg 998,0

11000

/1898,1822/818,1

33 =

Harga total = 90 hari x 0,908 ltr/jam x 24 jam/hari x Rp 205.000,- /ltr

= Rp 441.914.400,-

5. Solar

Kebutuhan = 372,504 ltr/hari

Harga = Rp 4.500,-/liter (Pertamina, 2007)

Harga total = 90 hari x 372,504 ltr/hari x Rp 4.500,- /ltr

= Rp 150.864.120,-

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

Rp 10.402.161.696,-

Total biaya persediaan bahan baku 1 tahun adalah = Rp 41.608.646.784,-

LE.2.2 Kas

1. Gaji Pegawai

Tabel LE – 6 Perincian Gaji Pegawai

No Jabatan Jumlah

Gaji/Bulan

(Rp)

Gaji Total

(Rp)

1 Komisaris 3 9.000.000 27.000.000

2 General Manager 1 7.000.000 7.000.000

3 Sekretaris 1 3.000.000 3.000.000

4 Manajer Finansial dan Marketing 1 6.000.000 6.000.000

5 Manajer SDM dan Umum 1 6.000.000 6.000.000

6 Manajer Produksi 1 6.000.000 6.000.000

7 Manajer Teknik 1 6.000.000 6.000.000

8 Kepala Bagian Pembelian 1 4.000.000 4.000.000

9 Kepala Bagian Marketing 1 4.000.000 4.000.000

10 Kepala Bagian Personalia 1 4.000.000 4.000.000

11 Kepala Bagian SDM 1 4.000.000 4.000.000

12 Kepala Bagian Keamanan 1 4.000.000 4.000.000

13 Kepala Bagian Instrumentasi 1 4.000.000 4.000.000

14

Kepala Bagian Maintenance &

Listrik 1 4.000.000 4.000.000

15 Kepala Bagian Produksi 1 4.000.000 4.000.000

16 Kepala Bagian Utilitas 4.000.000 4.000.000

17 Kepala Bagian Laboratorium 1 4.000.000 4.000.000

18 Karyawan Produksi 35 1.300.000 45.500.000

19 Karyawan Teknik 12 1.300.000 15.600.000

20

Karyawan Keuangan &

Personalia 8 1.300.000 10.400.000

21

Karyawan Pemasaran &

Penjualan 8 1.300.000 10.400.000

22 Dokter 1 2.500.000 2.500.000

23 Perawat 2 1.000.000 2.000.000

24 Petugas Keamanan 8 1.000.000 8.000.000

25 Buruh Angkat 3 800.000 2.400.000

26 Petugas Kebersihan 6 800.000 4.800.000

27 Supir 3 1.000.000 3.000.000

Total 105 205.600.000,-

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

2. Biaya Administrasi Umum

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

= Rp 61.680.000,-

3. Biaya Pemasaran

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

= Rp 61.680.000,-

4. Pajak Bumi dan Bangunan

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

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

Bumi 2484 100.000 248.400.000 Bangunan 2070 300.000 621.000.000 Nilai Jual Objek Pajak (NJOP) sebagai dasar pengenaan PBB

= Rp 248.400.000,- + Rp 621.000.000,-

= Rp 869.400.000,-

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

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

= Rp 24.000.000,-

NJOP untuk penghitungan PBB = Rp 869.400.000,- – Rp 24.000.000,-

= Rp 845.400.000,-

Nilai Jual Kena Pajak = 20 % x Rp 845.400.000,-

= Rp 169.080.000,-

Pajak Bumi dan Bangunan yang terutang = 5 % x Rp 169.080.000,-

= Rp 8.454.000,-

Pajak Bumi dan Bangunan per 3 bulan = (3/12) x 8.454.000,-

= Rp 2.113.500,-

Tabel LE – 7 Perincian Biaya Kas

No. Jenis Biaya Jumlah (Rp) 1. Gaji Pegawai 616.800.000 2. Administrasi Umum 61.680.000 3. Pemasaran 61.680.000 4. Pajak Bumi dan Bangunan 2.113.500

Total 742.273.500

LE.2.3 Biaya Start – Up

Diperkirakan 12 % dari Modal Investasi Tetap (Timmerhaus, 2004)

= 0,12 x Rp 17.536.596.672,-

= Rp 2.104.391.601,-

LE.2.4 Piutang Dagang

HPTIPPD ×=12

dimana:

PD = piutang dagang

IP = jangka waktu kredit yang diberikan (3 bulan)

HPT = hasil penjualan tahunan

Produksi etanol = 118 kg/jam

Harga jual etanol = Rp 200.000/ltr (CV. Rudang, 2007)

Total produksi = jamltr

mLx

mkgjamkg 757,64

11000

/1898,1822/118

33 =

Produksi etanol per tahun adalah:

= harijamx

tahunharix

jamltr 24320757,64 = 497.334 ltr/tahun

Hasil penjualan etanol per tahun adalah

= 497.334 ltr x Rp 200.000/ltr

= Rp 99.466.800.000,-

Piutang Dagang = 123 x Rp 99.466.800.000,-

= Rp 24.866.700.000,-

Tabel LE – 8 Perincian Modal Kerja

No. Jenis Biaya Jumlah (Rp) 1. Bahan baku proses dan 41.608.646.784 2. Kas 742.273.500 3. Start up 2.104.391.601 4. Piutang Dagang 24.866.700.000

Total 69.322.011.885

Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja

= Rp 17.536.596.672,- + Rp 69.322.011.885,-

= Rp 86.858.608.557,-

Modal ini berasal dari:

1. Modal sendiri = 60 % dari total modal investasi

= 0,6 x Rp 86.858.608.557,-

= 52.115.165.134,-

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

= 0,4 x Rp 86.858.608.557,-

= Rp 34.743.443.423,-

LE.3. Biaya Produksi Total

LE.3.1 Biaya Tetap (Fixed Cost = FC)

A. Gaji Tetap Karyawan

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

diberikan sebagai tunjangan, sehingga

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

B. Bunga Pinjaman Bank

Diperkirakan 19 % dari modal pinjaman bank

= 0,19 x Rp 34.743.443.423,-

= Rp 6.601.254.250,-

C. Depresiasi dan Amortisasi

Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol.

n

LPD −=

dimana: D = depresiasi per tahun

P = harga awal peralatan

L = harga akhir peralatan

n = umur peralatan (tahun)

Semua modal investasi tetap langsung (MITL) kecuali tanah mengalami

penyusutan yang disebut depresiasi, sedangkan modal investasi tetap tidak

langsung (MITTL) juga mengalami penyusutan yang disebut amortisasi.

Biaya amortisasi diperkirakan 20 % dari MITTL, sehingga

Amortisasi = 0,2 x Rp 3.728.252.836,-

= Rp 745.650.567,-

Tabel LE – 9 Perkiraan Biaya Depresiasi

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

Bangunan 1.037.000.000 20 51.850.000Peralatan proses 1.355.394.489 15 90.359.633Peralatan utilitas 1.900.512.508 15 126.700.834Instrumentasi dan kontrol 665.800.422 10 66.580.042Perpipaan 4.097.233.366 10 409.723.337Instalasi listrik 512.154.171 15 34.143.611Insulasi 409.723.337 15 27.314.889Inventaris kantor 51.215.417 5 10.243.083Perlengkapan kebakaran 51.215.417 15 3.414.361Sarana Transportasi 1.080.000.000 10 108.000.000

Total 928.329.790

Total biaya depresiasi dan amortisasi

= Rp 928.329.790,- + Rp 745.650.567,- = Rp 1.673.980.357,-

D. Biaya Tetap Perawatan

- Perawatan mesin dan alat-alat proses

Diperkirakan 5 % dari HPT

= 0,05 x Rp 5.121.541.707,-

= Rp 256.077.085.350,-

- Perawatan bangunan

Diperkirakan 5 % dari harga bangunan

= 0,05 x Rp 1.037.000.000,-

= Rp 51.850.000,-

- Perawatan kendaraan

Diperkirakan 5 % dari harga kendaraan

= 0,05 x Rp.1.080.000.000,-

= Rp 54.000.000,-

- Perawatan instrumentasi dan alat kontrol

Diperkirakan 5 % dari harga instrumentasi dan alat kontrol

= 0,05 x Rp 665.800.422,-

= Rp 33.290.021,-

- Perawatan perpipaan

Diperkirakan 5 % dari harga perpipaan

= 0,05 x Rp 4.097.233.366,-

= Rp 204.861.668,-

- Perawatan instalasi listrik

Diperkirakan 5 % dari harga instalasi listrik

= 0,05 x Rp 512.154.171,-

= Rp 25.607.709,-

- Perawatan insulasi

Diperkirakan 5 % dari harga insulasi

= 0,05 x Rp 409.723.337,-

= Rp 20.486.167,-

- Perawatan inventaris kantor

Diperkirakan 5 % dari harga inventaris kantor

= 0,05 x Rp 51.215.417,-

= Rp 2.560.771,-

- Perawatan perlengkapan kebakaran

Diperkirakan 5 % dari harga perlengkapan kebakaran

= 0,05 x Rp 51.215.417,-

= Rp 2.560.721,-

Total biaya perawatan = Rp 651.294.192,-

E. Biaya Tambahan (Pant Overhead Cost)

Diperkirakan 20 % dari modal investasi tetap

= 0,2 x Rp 17.536.596.672,-

= Rp 3.507.319.334,-

F. Biaya Laboratorium, Penelitian dan Pengembangan

Diperkirakan 10 % dari biaya tambahan

= 0,1 x Rp 3.507.319.334,-

= Rp 350.731.933,-

G. Biaya Asuransi

- Asuransi pabrik diperkirakan 1 % dari modal investasi tetap

= 0,01 x Rp 17.536.596.672,-

= Rp 175.365.967,-

- Asuransi karyawan 1,54 % dari total gaji karyawan

(Biaya untuk asuransi tenaga kerja adalah 2,54 % dari gaji karyawan, dimana 1

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

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

= Rp 37.994.880,-

Total biaya asuransi = Rp 213.360.847,-

H. Pajak Bumi dan Bangunan

PBB = Rp 2.113.500,-

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

= Rp 21.056.449.293,-

LE.3.2 Biaya Variabel

A. Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas per tahun

= Rp 41.608.646.784,-

B. Biaya Variabel Pemasaran

Diperkirakan 10 % dari biaya tetap pemasaran.

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

C. Biaya Variabel Perawatan

Diperkirakan 10 % dari biaya tetap perawatan.

= 0,1 x Rp 651.294.192,-

= Rp 65.129.419,-

D. Biaya Variabel Lainnya

Diperkirakan 5 % dari biaya tambahan

= 0,05 x Rp 3.507.319.334,-

= Rp 175.365.967,-

Total biaya variabel = Rp 41.855.310.170,-

Total biaya produksi = Biaya Tetap + Biaya Variabel

= Rp 21.056.449.293,- + Rp 41.855.310.170,-

= Rp 62.911.759.463,-

LE.3.3 Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan

A. Laba Sebelum Pajak

Laba sebelum pajak = total penjualan – total biaya produksi

= Rp 99.466.800.000,- – Rp 62.911.759.463,-

= Rp 36.555.040.537,-

B. Pajak Penghasilan

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

Penghasilan adalah:

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

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

pajak sebesar 15 %.

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

Maka pajak penghasilan yang harus dibayar adalah:

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

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

- 30 % x Rp (36.555.040.537,- – 150.000.000,-) = Rp 10.921.512.161,-

Total PPh = Rp 10.934.012.161,-

C. Laba setelah pajak

Laba setelah pajak = laba sebelum pajak – PPh

= Rp 36.555.040.537,- – Rp 10.934.012.161,-

= Rp 25.621.028.376,-

LE.4 Analisa Aspek Ekonomi

A. Profit Margin (PM)

PM = penjualantotal

pajaksebelumLaba x 100 %

PM = 000.800.466.99

,-537.040.555.36Rp

Rp x 100 % = 36,751 %

Profit margin sebesar 36,751 % menunjukkan keuntungan perusahaan yang

diperoleh tiap tahunnya.

B. Break Even Point (BEP)

BEP = VariabelBiayaPenjualanTotal

TetapBiaya−

x 100 %

BEP = −−

−,170.310.855.41000.800.466.99

.,293.449.056.21RpRp

Rp x100%

= 36,549%

BEP merupakan titik keseimbangan penerimaan dan pengeluaran dari suatu

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

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

pengeluaran sebanding.

Kapasitas produksi olein pada titik BEP = 118 kg x 36,549 %

= 43,128 kg

Nilai penjualan pada titik BEP = 36,549 % x Rp 99.466.800.000,-

= Rp 36.354.120.732,-

C. Pay Out Time (POT)

POT = ROI

1 x 1 tahun

ROI = InvestasiModalTotal

pajaksetelahLaba

ROI = −−

,557.608.858.86,376.028.621.25

RpRp = 0,295

POT = 295,01 x 1 tahun = 3,390 tahun

POT selama 3,390 tahun merupakan jangka waktu pengembalian modal dengan

asumsi bahwa perusahaan beroperasi dengan kapasitas penuh tiap tahun.

D. Return on Network (RON)

RON = sendiriModal

pajaksetelahLaba x 100 %

RON = −−

,134.165.115.52,376.028.621.25

RpRp x 100 %

= 49,162 %

E. Internal Rate of Return (IRR)

Untuk menentukan nilai IRR harus digambarkan jumlah pendapatan dan

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

cash flow diambil ketentuan sebagai berikut:

- Laba kotor diasumsikan mengalami kenaikan 10 % tiap tahun

- Harga tanah diasumsikan mengalami kenaikan 10 % tiap tahun

- Masa pembangunan disebut tahun ke nol

- Jangka waktu cash flow dipilih 10 tahun

- Perhitungan dilakukan dengan menggunakan nilai pada tahun ke – 10

Cash flow = laba sesudah pajak + depresiasi

Dari hasi perhitungan diperoleh IRR sebesar 36,95 %

-

20,000,000,000

40,000,000,000

60,000,000,000

80,000,000,000

100,000,000,000

120,000,000,000

0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100

Kapasitas Produksi (%)

Bia

ya (R

upia

h)PenjualanBiaya tetapBiaya variabelBiaya produksi

Gambar LE.1 Break Event Point

Documents

Pra Rancangan Pabrik Glukosa Dari Molase