PRA RANCANGAN PABRIK PEMBUATAN BIOETANOLrepository.usu.ac.id/bitstream/123456789/11723/1/10E00479.pdf · Nursinta Tarigan : Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Bioetanol Dari Molase Kapasitas

Nursinta Tarigan : Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Bioetanol Dari Molase Kapasitas Produksi 98.000 Ton/Tahun, 2010.

PRA RANCANGAN PABRIK PEMBUATAN BIOETANOL

DARI MOLASE

KAPASITAS PRODUKSI 98.000 TON/TAHUN

Diajukan Untuk Memenuhi Persyaratan

Ujian Sarjana Teknik Kimia

OLEH :

Nursinta Tarigan

NIM : 060425010

DEPARTEMEN TEKNIK KIMIA

FAKULTAS TEKNIK

UNIVERSITAS SUMATERA UTARA

MEDAN

2009



ABSTRAK

Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Bioetanol dari Molase berkapasitas 98.000

ton/tahun dan pabrik beroperasi 300 hari pertahun.

Proses yang digunakan dalam pra rancangan pabrik ini adalah :

- Hidrolisa sukrosa menjadi glukosa pada suhu 40 oC.

- Fermentasi glukosa menjadi etanol pada suhu 30 oC.

- Pada destilasi dilakukan proses pemekatan etanol dengan konsentrasi yang

diharapkan yaitu 96 %.

Lokasi pabrik direncanakan di Asahan, Propinsi Sumatera Utara, dengan luas

areal 29.000 m2. Tenaga kerja yang dibutuhkan 155 orang dengan bentuk badan

usaha Perseroan Terbatas (PT). Struktur organisasi berbentuk garis yang dipimpin

oleh seorang direktur utama.

Hasil analisa ekonomi Pabrik Pembuatan Bioetanol dari Molase sebagai berikut :

• Modal Investasi : Rp. 1.548,795.855.103,96,-

• Biaya Produksi : Rp. 3.862.680.941.112,04,-

• Hasil Penjualan : Rp. 4.347.239.543.726,24,-

• Laba Bersih : Rp. 339.278.521.829,94,-

• Profit Margin : 11,15 %

• Break Event Point : 29,54 %

• Return On Investment : 21,91 %

• Return On Network : 15,63 %

• Pay Out Time : 4,56 tahun

• Internal Rate of Return : 36,012 %

Dari analisa aspek ekonomi dapat disimpulan bahwa Pabrik Pembuatan Bioetanol

dari Molase ini layak untuk didirikan.


KATA PENGANTAR

Puji dan syukur, Penulis panjatkan kepada Tuhan Yang Maha Kuasa karena

oleh kasih dan karunia-Nya Penulis akhirnya dapat menyelesaikan Tugas Akhir

dengan judul : PRA RANCANGAN PABRIK PEMBUATAN BIOETANOL

DARI MOLASE KAPASITAS PRODUKSI 98.000TON/TAHUN.

Tugas Akhir ini dikerjakan sebagai syarat untuk kelulusan dalam sidang sarjana.

Selama mengerjakan Tugas akhir ini penulis begitu banyak mendapatkan

bantuan dari berbagai pihak. Oleh karena itu, dalam kesempatan ini perkenankanlah

penulis mengucapkan terima kasih kepada:

1. Bapak Dr. Ir. Irvan, Msi sebagai Dosen Pembimbing I dan juga sebagai

Koordinator Tugas Akhir Departemen Teknik Kimia FT USU yang telah

membimbing dan memberikan masukan selama menyelesaikan tugas akhir ini.

2. Ibu Mersi Suriani Sinaga, ST MT sebagai Dosen Pembimbing II yang telah

memberikan arahan selama menyelesaikan tugas akhir ini.

3. Ibu Ir. Renita Manurung, MT sebagai Ketua Departemen Teknik Kimia FT USU.

4. Seluruh Dosen Pengajar Departemen Teknik Kimia, Fakultas Teknik, Universitas

Sumatera Utara yang telah memberikan ilmu kepada penulis selama menjalani

studi.

5. Para pegawai administrasi Departemen Teknik Kimia yang telah memberikan

bantuan kepada penulis selama mengenyam pendidikan di Deparetemen Teknik

Kimia.

6. Dan yang paling istimewa Orang tua penulis yaitu Ibunda S.Ginting dan

Ayahanda N.Tarigan, yang tidak pernah lupa memberikan motivasi dan semangat

kepada penulis.

7. Kakak, abang dan adik tercinta yang selalu mendoakan dan memberikan

semangat.

8. Teman-teman stambuk ‘06 tanpa terkecuali. Thanks buat kebersamaan dan

semangatnya.

9. Teman seperjuangan Rabiyatul adawiyah sebagai partner penulis dalam

penyelesaian Tugas Akhir ini.


10. Seluruh Pihak yang tidak dapat disebutkan satu per satu namanya yang juga turut

memberikan bantuan kepada penulis dalam menyelesaikan tugas akhir ini.

Penulis menyadari bahwa Tugas Akhir ini masih terdapat banyak kekurangan

dan ketidaksempurnaan. Oleh karena itu penulis sangat mengharapkan saran dan

kritik yang sifatnya membangun demi kesempurnaan pada penulisan berikutnya.

Semoga laporan ini dapat bermanfaat bagi kita semua.

Medan, Juni 2009

Penulis,

Nursinta Tarigan 060425010


DAFTAR ISI

Kata Pengantar .............................................................................................. i

Intisari ......................................................................................................... ii

Daftar Isi ....................................................................................................... iii

Daftar Tabel .................................................................................................. ix

Daftar Gambar .............................................................................................. xiii

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

1.1 Latar Belakang ............................................................................ I-1

1.2 Rumusan Permasalahan ............................................................... I-2

1.3 Tujuan Perencanaan Pabrik .......................................................... I-2

1.4 Manfaat Rancangan ..................................................................... I-3

BAB II TINJAUAN PUSTAKA ................................................................... II-1

2.1 Molase ......................................................................................... II-1

2.2 Etanol .......................................................................................... II-2

2.2.1 Kegunaan Etanol.................................................................... II-3

2.2.2 Syarat Mutu Etanol ............................................................... II-3

2.2.3 Sifat-Sifat Fisika Etanol ......................................................... II-4

2.2.4 Sifat-Sifat Kimia Etanol ......................................................... II-4

2.3 Pembuatan Bioetanol ................................................................... II-5

2.4 Deskripsi Proses .......................................................................... II-7

BAB III NERACA MASSA.......................................................................... III-1

3.1 Screening (SC-101) ..................................................................... III-1

3.2 Reaktor (R-101) ........................................................................... III-1

3.3 Fermentor (F-101) ....................................................................... III-2

3.4 Tangki penampung ...................................................................... III-2

3.5 Filter Press (FP-101) .................................................................... III-3

3.6 Destilasi (MD-101) ...................................................................... III-3

BAB IV NERACA PANAS .......................................................................... IV-1

4.1 Reaktor (R-101) ........................................................................... IV-1

4.2 Sterilisasi (TS-101) ...................................................................... IV-1


4.3 Cooler (C-101) ............................................................................ IV-2

4.4 Fementor (R-102) ........................................................................ IV-2

4.5 Heater (H-101) ............................................................................ IV-2

4.6 Kondensor (K-101) ...................................................................... IV-3

4.7 Reboiler(R-101)........................................................................... IV-3

BAB V SPESIFIKASI PERALATAN .......................................................... V-1

BAB VI INSTRUMENTASI PERALATAN ................................................ VI-1

6.1 Instrumentasi ............................................................................... VI-1

6.2 Keselamatan Kerja secara Umum ................................................ VI-9

BAB VII UTILITAS ..................................................................................... VII-1

7.1 Kebutuhan Uap ............................................................................ VII-1

7.2 Kebutuhan Air ............................................................................. VII-2

7.2.1 Unit Pengolahan Air .............................................................. VII-3

7.2.1.1 Pengendapan .................................................................... VII-5

7.2.1.2 Klarifikasi ........................................................................ VII-5

7.2.1.3 Filtrasi ............................................................................. VII-5

7.2.1.4 Demineralisasi ................................................................. VII-6

7.2.1.5 Deaerasi ........................................................................... VII-10

7.3 Kebutuhan Bahan Kimia .............................................................. VII-10

7.4 Kebutuhan Listrik ........................................................................ VII-10

7.5 Kebutuhan Bahan Bakar .............................................................. VII-11

7.6 Unit Pengolahan .......................................................................... VII-12

7.6.1 Perhitungan Total Air Buangan Pabrik ................................... VII-13

7.6.2 Perkiraan Dimensi Bak .......................................................... VII-14

7.6.3 Pengolahan Limbah Dengan Activated Sludge ....................... VII-16

7.7 Spesifikasi Peralatan Utilitas ....................................................... VII-24

BAB VIII LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK...................................... VIII-1

8.1 Gambaran Umum ........................................................................ VIII-1

8.2 Lokasi pabrik ............................................................................... VIII-1

8.2.1 Faktor Primer ......................................................................... VII-2

8.2.2 Faktor Sekunder ..................................................................... VII-4


8.3 Tata Letak pabrik ......................................................................... VIII-6

8.4 Perincian Luas Tanah .................................................................. VIII-8

BAB IX ORGANISASI DAN MANAJEMEN PERALIHAN ...................... IX-1

9.1 Organisasi Perusahaan ................................................................ IX-1

9.1.1 Bentuk Organisasi Garis ........................................................ IX-2

9.1.2 Bentuk Organisasi Fungsional................................................ IX-2

9.1.3 Bentuk Organisasi Garis dan Staf ........................................... IX-3

9.1.4 Bentuk Organisasi Fungsional Dan Staf ................................. IX-3

9.2 Manajemen Perusahaan ............................................................... IX-3

9.3 Bentuk Hukum dan Badan Usaha ................................................ IX-4

9.4 Uraian Tugas, Wewenang Dan Tanggung Jawab ......................... IX-6

9.4.1 Rapat Umum Pemegang Saham (RUPS) ................................ IX-6

9.4.2 Direktur ................................................................................. IX-6

9.4.3 Seketaris ................................................................................ IX-7

9.4.4 Manajer Pemasaran ................................................................ IX-7

9.4.5 Manajer Keuangan ................................................................. IX-7

9.4.6 Manejer Personalia ................................................................ IX-7

9.4.7 Manejer Produksi ................................................................... IX-7

9.4.8 Manejer Teknik ..................................................................... IX-8

9.4.9 Kepala Bagian Pembelian dan Penjualan................................ IX-8

9.4.10 Kepala Bagian Pembukuan dan Perpajakan .......................... IX-8

9.4.11 Kepaa Bagian Kepegawaian dan Humas .............................. IX-8

9.4.12 Kepala Bagian Mesin dan Listrik ......................................... IX-8

9.4.13 Kepala Bagian Proses .......................................................... IX-8

9.4.14 Kepala Bagian Utilitas ......................................................... IX-9

9.5 Sistem Kerja ................................................................................ IX-9

9.5.1 Karyawan Non-Shift .............................................................. IX-9

9.5.2 Karyawan Shift ...................................................................... IX-9

9.6 Jumlah Karyawan Dan Tingkat Pendidikan ................................. IX-10

9.7 Sistem Penggajian ....................................................................... IX-12

9.8 Kesejahteraan karyawan .............................................................. IX-12

BAB X ANALISA EKONOMI ..................................................................... X-1


10.1 Modal Investasi ......................................................................... X-1

10.1.1 Modal Investasi Tetap/ Fixed Capital Investmen (FCI) ........... X-1

10.1.2 Modal Kerja/ Working Capital (WC) ...................................... X-3

10.2 Biaya Produksi Total ................................................................. X-4

10.2.1 Biaya Tetap.......................................................................... X-4

10.2.2 Biaya Variabel ..................................................................... X-4

10.3 Total Penjualan .......................................................................... X-5

10.4 Perkiraan Rugi/laba Usaha ......................................................... X-5

10.5 Analisa Aspek Ekonomi ............................................................ X-5

10.5.1 Profit Margin ....................................................................... X-5

10.5.2 Break Event Point ................................................................ X-5

10.5.3 Return on Investment ........................................................... X-6

10.5.4 Pay Out Time ....................................................................... X-6

10.5.5 Return on Network............................................................... X-7

10.5.6 Internal Rate of Return ......................................................... X-7

BAB XI KESIMPULAN............................................................................... XI-1

DAFTAR PUSTAKA

LAMPIRAN A

LAMPIRAN B

LAMPIRAN C

LAMPIRAN D

LAMPIRAN E


DAFTAR TABEL

Tabel 1.2 Produksi Etanol dari Molase secara Nasional ................................. I-2

Tabel 2.1 Data Peningkatan Produksi Molase ................................................ II-2

Tabel 2.2 Sifat-Sifat Fisika Etanol ................................................................. II-4

Tabel 2.3 Sifat-Sifat komposisi Molase ......................................................... II-5

Tabel 3.1 Screening (101) ............................................................................. III-1

Tabel 3.2 Reaktor (101) ................................................................................ III-1

Tabel 3.3 Fermentor ...................................................................................... III-2

Tabel 3.4 Tangki Penampungan .................................................................... III-2

Tabel 3.5 Filter Press (101) ........................................................................... III-3

Tabel 3.5 Destilasi (101) ............................................................................... III-3

Tabel 4.1 Reaktor (101) ................................................................................ IV-1

Tabel 4.2 Sterilisasi (TS-101)........................................................................ IV-1

Tabel 4.3 Cooler (C-101) .............................................................................. IV-2

Tabel 4.4 Fermentor ..................................................................................... IV-2

Tabel 4.5 Heater (H-101) .............................................................................. IV-2

Tabel 4.6 Kondensor ..................................................................................... IV-3

Tabel 4.7 Reboiler......................................................................................... IV-3

Tabel 6.1 Daftar Penggunan Instrumentasi Pada Pra-Rancangan

Pabrik Pembuatan Bioetanol dari Molase ....................................... VI-8

Tabel 7.1 Kebutuhan Uap.............................................................................. VII-1

Tabel 7.2 Pemakaian Air untuk Berbagai Kebutuhan .................................... VII-3

Tabel 7.3 Kualitas Air Sungai Silau .............................................................. VII-4

Tabel 7.4 Koefisien Kinetika Lumpur Aktif .................................................. VII-18

Tabel 7.5 Luas Areal Pengolahan Limbah ..................................................... VII-23

Tabel 8.1 Perincian Luas Areal Pabrik .......................................................... VIII-9

Tabel 9.1 Jadwal Kerja Karyawan Shift ........................................................ IX-10

Tabel 9.2 Jumlah Karyawan Dan Kualifikasi ............................................... IX-11

Tabel 9.3 Gaji Karyawan .............................................................................. IX-12

Tabel LA.1 Data Tekanan Uap ...................................................................... LA-9


Tabel LA.2 Neraca Massa Molar Pada Menara Destilasi ............................... LA-10

Tabel LA.3 Dew Point ................................................................................. LA-10

Tabel LA.4 Bubble Point .............................................................................. LA-11

Tabel LA.5 Menghitung Rd .......................................................................... LA-12

Tabel LB.1 Neraca Panas Reaktor ............................................................................. LB-3

Tabel LB.2 Neraca Panas Tangki Sterilisasi ........................................................... LB-4

Tabel LB.3 Neraca Panas Cooler................................................................... LB-6

Tabel LB.4 Neraca Panas Fermentor ............................................................. LB-8

Tabel LB.5 Neraca Panas Heater ................................................................... LB-10

Tabel LB.6 Neraca Panas Reboiler ................................................................ LB-14

Tabel LC.1 Komposisi T-01 ......................................................................... LC-1

Tabel LC.2 Komposisi pada P-102 ............................................................... LC-8

Tabel LC.3 Komposisi pada R-101 .............................................................. LC-13

Tabel LC.4 Komposisi pada TS-101 ............................................................ LC-21

Tabel LC.5 Perhitungan LMTD .................................................................... LC-27

Tabel LC.6 Komposisi pada Fermentor ......................................................... LC-33

Tabel LC.7 Komposisi pada Tangki Penampung Etanol ................................ LC-40

Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya ........ LE-1

.............................................................................................................

Tabel LE.2 Harga Indeks Marshall dan Swift ............................................... LE-2

Table LE.3 Perkiraan Harga Peralatan Proses ................................................ LE-4

Tabel LE.4 Perkiraan Harga Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah ....... LE-5

Tabel LE.5 Sarana Transfortasi ..................................................................... LE-8

Tabel LE.6 Perincian Gaji Pegawai ............................................................... LE-12

Tabel LE.7 Perincian Pajak Bumi dan Bangunan .......................................... LE-12

Tabel LE.8 Perincian Biaya Kas.................................................................... LE-13

Tabel LE.9 Perincian Modal Kerja ................................................................ LE-14

Tabel LE.10. Perkiraan Biaya Depresiasi ...................................................... LE-15


DAFTAR GAMBAR

Gambar 6.1 Instrumentasi pada Reaktor ........................................................ VI-4

Gambar 6.2 Instrmentasi Heater .................................................................... VI-4

Gambar 6.3 Instrumentasi Kolom Destilasi ................................................... VI-5

Gambar 6.4 Instrmumentasi Kondensor ........................................................ VI-6

Gambar 6.5 Instrumentasi Reboiler ............................................................... VI-6

Gambar 6.6 Instrumentasi Pompa.................................................................. VI-7

Gambar 6.7 Instrumentasi Tangki Penyimpanan ........................................... VI-7

Gambar 6.8 instrumentasi Fermentor ............................................................ VI-8

Gambar 8.1 Tata letak pabrik bioetanol ......................................................... VIII-10

Gambar 9.1 Struktur organisasi pabrik pembuatan bioetanol dari molase ...... IX-14


BAB I

PENDAHULUAN

1.1. Latar Belakang

Di Indonesia kebutuhan akan etanol sangat tinggi, karena etanol memiliki

banyak manfaat, salah satunya adalah untuk industri kosmetik, tinta dan percetakan.

Selain itu juga karena etanol memiliki sifat yang tidak beracun maka bahan ini

digunakan sebagai pelarut dalam industri makanan dan minuman maupun sebagai

bahan bakar alternatif pengganti bensin karena aman terhadap lingkungan dan

manusia. (Sutardi, dkk, 1984)

Etanol yang digunakan selama ini umumnya diperoleh dari minyak bumi,

dimana minyak bumi ini sendiri merupakan sumber daya alam yang tidak dapat

diperbaharui. Dewasa ini cadangan minyak bumi semakin menipis, tidak dapat

dielakkan lagi kondisi ini memaksa dilakukannya pencarian sumber bahan baku

dalam pembuatan etanol.

Etanol juga dapat diproduksi dari tanaman yang mengandung pati atau sering

disebut dengan bioetanol. Salah satu alternatif lain yang cukup potensial dalam

menanggulangi krisis minyak bumi adalah pemanfaatan molase sebagai bahan baku

pembuatan bioetanol. Molase disebut juga gula tetes merupakan salah satu produk

utama setelah gula pasir. Molase yang mengandung gula sekitar 50 – 60% dan

sejumlah asam amino dan mineral dihasilkan dari bermacam-macam tingkat

pengolahan dari tebu menjadi gula. Produksi molase mempunyai pangsa pasar yang

relatif besar di dalam dan luar negeri. Hal ini dapat dibuktikan bahwa pada tahun

2006 PTPN II Tanjumg Morawa Sumut mampu menghasilkan molase sebesar 45.000

ton. Sebagian besar dari produksi molase tersebut laku terjual dengan harga US


$100,45 per ton atau Rp 800 per kilogram, sehingga molase juga merupakan

pemasukan tambahan, karena molase umumnya juga dijual di pasar Internasional

lewat pedagang perantara. (Master Sihotang, 2006)

Di Indonesia etanol memiliki pangsa pasar yang cukup besar karena memiliki

banyak manfaat. Untuk sekarang ini produksi etanol di Indonesia cukup tinggi,

seperti yang terlihat pada tabel 1.2.

Tabel 1.2 Produksi Etanol dari Molase Secara Nasional

Tahun Kuantitas (Ton/Tahun)

2003

2004

2005

2006

69.705

81.321

83.665

84.551

(sumber: Biro Pusat Statistik)

1.2. Rumusan Masalah

Sehubung dengan meningkatnya produksi molase serta tingginya kebutuhan

akan etanol, maka diperlukan suatu usaha untuk memanfaatkan molase tersebut

dengan mendirikan pabrik bioetanol. Tugas akhir ini memaparkan bagaimana

merancang Pabrik Pembuatan Bioetanol dari Molase.

1.3. Tujuan Rancangan

Tujuan utama pra rancangan pabrik bioetanol dari molase adalah untuk

menerapkan Ilmu Teknik Kimia, khususnya dibidang rancangan dan Operasi Teknik

Kimia sehingga akan memberikan gambaran kelayakan Pra Rancangan Pabrik


Bioetanol dari Molase. Perancangan ini dimaksudkan untuk tingkat impor etanol

sehingga dapat memenuhi kebutuhan dalam negeri di masa yang akan datang.


BAB II

TINJAUAN PUSTAKA

2.1. Molase

Molase adalah sejenis sirup yang merupakan sisa dari proses pengkristalan

karena mengandung glukosa dan fruktosa yang sulit untuk dikristalkan. Molase dari

tebu dapat dibedakan menjadi 3 jenis. Molase kelas 1, molase kelas 2 dan black

strap. Molase kelas 1 diperoleh saat pertama kali jus tebu dikristalisasi. Saat

dikristalisasi terdapat sisa jus yang tidak mengkristal dan berwarna bening. Maka

sisa jus ini langsung diambil sebagai molase kelas 1. Kemudian molase kelas 2 atau

biasa disebut dengan “dark” diperoleh saat proses kristalisasi kedua. Warnanya agak

kecoklatan sehingga sering disebut dark. Dan molase kelas terakhir black strap

diperoleh dari kristalisasi terakhir. Warna black strap ini memang agak hitam (coklat

tua) sehingga tidak salah jika diberi nama black strap sesuai dengan warnanya. Black

strap ternyata memiliki kandungan zat yang berguna. Zat-zat tersebut antara lain

kalsium, magnesium, potassium dan besi. Black strap memiliki kandungan kalori

yang cukup tinggi, karena terdiri dari glukosa dan sukrosa. Berbagai vitamin

terkandung juga di dalamnya.

Meningkatnya produksi gula tebu di Indonesia sekitar sepuluh tahun terakhir

ini, tentunya akan meningkatkan produksi molase. Molase merupaka media

fermentasi yang baik, karena mengandung gula, sejumlah asam amino dan mineral,

setelah itu molase tersebut diolah menjadi berbagai macam produk seperti gula cair

dari tetes, penyedap makanan (Monosodium glutamate,MSG) dan pakan ternak.


Molase memiliki kandungan sukrosa sekitar 30% disamping gula reduksi

sekitar 25% berupa glukosa dan fruktosa. Sukrosa molase merupakan komponen

sukrosa yang sudah tidak dapat lagi dikristalkan dalam proses pemasakan di pabrik

gula. Hal ini disebabkan karena molase mempunyai nilai Sucrose Reducing Ratio

(SRR) yang rendah yaitu sekitar 0,98-2,06. Pada molase terkandung beberapa

komposisi seperti: glukosa (21,7%), sukrosa (34,19%), air (26,49%) dan abu

17,62%). (kurniawan, 2004)

Molase merupakan salah satu bahan pembuatan etanol yang merupakan

limbah pabrik gula berupa kristal gula yang tidak terbentuk menjadi gula pada proses

kristalisasi. Produk molase sendiri di Indonesia cukup tinggi, seperti yang dapat

dilihat pada tabel 2.1 berikut ini.

Tabel 2.1 Data Peningkatan Produksi Molase Secara Nasional

Tahun Kuantitas (Kg) Persentase

1997

1998

2000

2001

2002

1.267.990.000

1.415.115.971

1.536.200.007

1.829.745.972

2.966.023.440

14,06

15,07

17,04

20,30

32,90

(sumber:Biro Pusat Statistik)

2.2. Etanol

Etanol (CH3-CH2-OH) juga dikenal dengan nama alkohol. Alkohol sudah

dikenal orang sejak awal peradaban umat manusia. Keahlian memisahkan alkohol

dan bahan-bahan terfermentasi telah dimiliki sejak zaman dahulu kala, keahlian


tersebut merupakan suatu cara untuk memekatkan kadar alkohol dari anggur dengan

proses destilasi.

2.2.1 Kegunaan Etanol

Kegunaan etanol dalam dunia industri yaitu:

1. Untuk membuat minuman keras seperti bir dan wisky

2. Sebagai obat antiseptik pada luka dengan kadar 70%

3. Untuk membuat barang industri misalnya zat warna, parfum, essence buatan dan

lainya.

4. Untuk kepentingan industri dan sebagai pelarut bahan bakar ataupun diolah

kembali untuk menjadi bahan lain.

5. Untuk kepentingan lain dan alkohol.

2.2.2 Syarat Mutu Etanol (SNI 06-3565-1994)

Didalam perdagangan dikenal etanol menurut kualitasnya yaitu:

a) Akohol teknis (96,50 GI) terutama digunakan untuk kepentingan industri dan

sebagai pelarut bahan bakar.

b) Alkohol murni (96-96,50 GI) alkohol yang lebih murni, digunakan terutama

untuk kepentingan farmasi, minuman keras dan alkohol.

c) Spritus (880GI) bahan ini merupakan alkohol terdenaturasi dan diberi warna

umumnya digunakan untuk pemanasan dan penerangan.

d) Alkohol absolut atau alkohol adhidra (99,5 – 99,80 GI) tidak mengandung air

sama sekali. Digunakan untuk kepentingan farmasi dan untuk bahan bakar

kendaraan.


2.2.3 Sifat-Sifat Fisika Etanol

Etanol memiliki banyak manfaat bagi masyarakat karena memiliki sifat yang

tidak beracun. Selain itu etanol juga memiliki banyak sifat-sifat, baik secara fisika

maupun kimia. Adapun sifat-sifat fisika etanol dapat dilihat pada Tabel 2.2.

Tabel 2.2 Sifat-sifat Fisika Etanol

Berat Molekul 46,07 gr/grmol

Titik Lebur -112 0C

Titik didih 78,4 0C

Densitas 0,7893 gr/ml

Indeks bias 1,36143 cP

Viskositas 20 0C 1,17 cP

Panas penguapan 200,6 kal/gr

Tidak berwarna

Larut dalam air dan eter

Memiliki bau khas

(Sumber : Perry, 1999) 2.2.4 Sifat-Sifat Kimia Etanol

Etanol selain memiliki sifat-sifat fisika juga memiliki sifat-sifat kimia. Sifat-sifat

kimia tersebut adalah :

1. Merupakan pelarut yang baik untuk senyawa organik

2. Mudah menguap dan mudah terbakar

3. Bila direaksikan dengan asam halida akan membentuk alkil halida dan air

CH3CH2OH + HC=CH CH3CH2OCH= CH2 + H2O

4. Bila direaksikan dengan asam karboksilat akan membentuk ester dan air


CH3CH2OH + CH3COOH CH3COOCH2CH3 + H2O

5. Dehidrogenasi etanol menghasilkan asetaldehid.

6. Mudah terbakar di udara sehingga menghasilkan lidah api (flame) yang berwarna

biru muda dan transparan dan membentuk H2O dan CO2

Dalam proses pembuatan etanol dari molase, komposisi bahan baku yang

digunakan terdiri dari air, glukosa dan sukrosa. Bahan baku tersebut memiliki

beberapa sifat yang dapat dilihat dibawah ini pada tabel 2.3

Tabel 2.3 Sifat – sifat Komposisi Molase

Rumus kimia H2O Glukosa (C6H12O6) Sukrosa (C12H22O11)

Berat molekul 18,016 gr/grmol 180,16 gr/grmol 342,30 gr/grmol

Densitas 0,9995 gr/cm3 - -

Titik lebur 0 0C 146 0C 190-192 0C

Titik didih 1000C - -

Specific gravity - 1,554 1,588

(sumber: perry,1999)

2.3. Pembuatan Bioetanol

Secara umum, bioetanol dapat dibuat dari bahan – bahan berikut:

1. Zat Tepung

Zat tepung (berupa bubur) oleh enzim diatase dari mount (kecambah) dapat

dirubah menjadi maltosa (sebangsa gula) melalui tingkatan dekstrin. Temperatur

optimumnya 50 – 60 0C, kemudian diberi ragi yang juga dapat mengeluarkan enzim

maltase.


Enzim ini merubah maltosa menjadi glukosa. Glukosa oleh enzim dirubah menjadi

etanol dan CO2.

Reaksi : (C6H10O5)n + ½ n H2O diastase dari mout 1/2n C12H22O11 Amylum mltase dari ragi

C12H22O11 + H2O 300 2C6H12O6 Maltosa Glukosa C6H12O6 saccharomyces 2C2H5OH + 2CO2 Konsentrasi etanol yang terjadi tidak boleh melewati 15%. Dari hasil destilasi

diperoleh etanol 96 %. (R. Soepomo, 1998)

2. Molase

Molase merupakan hasil samping proses pembuatan gula. Molase

mengandung sejumlah besar gula baik sukrosa maupun gula pereduksi. Spesis ragi

yang telah dikenal mempunyai daya konversi gula menjadi etanol yang sangat tinggi

adalah saccharomyces cerevisiae.

Reaksinya :

C12H22O11 + H2O C6H12O6

Sukrosa Glukosa

C6H12O6 saccharomyces 2C2H5OH + 2CO2

Dalam pembuatan etanol tersebut, molase dimurnikan terlebih dahulu dengan

menyaringnya kemudian diencerkan dengan air sehingga molase menjadi 12 0Brix

untuk mendapatkan kadar gula yang optimum. Jika kadar gula terlalu tinggi, maka


waktu fermentasinya lebih lama dan sebagian gula tidak terkonversi, sehingga tidak

ekonomis. (Judoamidjojo, 1992)

3. Cairan Buah – buahan yang Manis

Cairan buah – buahan yang manis mengandung glukosa dan fruktosa

sehingga mengalami peragian etanol.

C6H12O6 saccharomyces 2C2H5OH + H2O

Dengan proses ini, cairan buah – buahan berubah menjadi minimum yang sehari –

hari disebut anggur, dengan kadar etanol yang relative lebih rendah. (R. Soepomo,

1998)

2.4. Diskripsi Proses Pembuatan Etanol dari Fermentasi Molase

Pembuatan etanol dari molase dapat dilakukan dengan beberapa tahap.

Adapun tahapan – tahapan tersebut adalah:

1. Pemurnian bahan baku

Bahan baku adalah molase dengan komposisi:

a. Glukosa : 21,7%

b. Sukrosa : 34,19%

c. Air : 26,46%

d. Abu : 17,26%

Sebelum dipompakan ke R-101, molase dimurnikan terlebih dahulu dengan

menyaringnya lewat screening 200 mesh yang bertujuan untuk


menghilangkan abu. Abu yang telah dipisahkan dari molase ditampung pada

bak penampung I untuk selanjutnya dibuang.

2. Tahapan Hidrolisa molase

Setelah bebas dari abu, kemudian molase dihidrolisa untuk mengubah

sukrosa menjadi glukosa di reaktor (R-101), sehingga diperoleh kadar gula

yang optimum (12 0Brix).

Reaksi yang terjadi di reaktor adalah :

C12H22O11 + H2O 2C6H12O6

Sukrosa Glukosa

3. Sterilisasi molase

Untuk mencegah adanya mikroba kontamin yang hidup selama proses

fermentasi, maka molase dipanaskan memakai uap pada suhu 75 0C

kemudian didinginkan sampai suhu 30 0C. Molase ini selanjutnya dipakai

untuk proses fermentasi.

4. Fermentasi

Fermentasi dilakuan didalam fermentor dengan penambahan

saaccharomyces cerevisiae. Bahan nutrisi yang digunakan pada fermentasi

adalah (NH)2SO4. pH diatur menjadi 4-5 dengan penambahan H2SO4. Untuk

terjadinya fermentasi alkohol, maka dibutuhkan kondisi anaerob untuk

mengubah molase menjadi alkohol. Pada proses fermentasi ini diperlukan

pendinginan untuk menjaga temperatur tetap pada 300C selama proses


fermentasi yang berlangsung selama 30 jam. Pada akhir fermentasi, kadar

alkohol yang dihasilkan 8-10%.

5. Tahap pemurnian produk

Untuk mendapatkan etanol murni, maka saccharomyces cerevisiae yang

terikut harus dipisahkan dengan filter press dan ditampung pada bak

penampung II.

6. Tahap pemisahan etanol dari larutan

Karena konsentrasi etanol yang diperoleh dari hasil fermentasi masih sangat

rendah (8-10%), maka etanol tersebut harus didestilasi untuk memperoleh

kadar etanol yang diinginkan sesuai standart (The Gasohol, 1981). Setelah

diperoleh etanol yang sesuai dengan konsentrasi yang diinginkan, kemudian

etanol tersebut dikondensasi untuk mengubah etanol kedalam fasa cair.

Etanol yang sudah berada dalam fasa cair kemudian dialirkan kedalam tangki

penyimpanan.


FLOWDIAGRAM PROSES PEMBUTAN BIOETANOL

SC - 101

T-104

B-101

R-102

FP-102

B-102T-102

LC

FC PC

TC

2

4

10

9

11

1213

14

16

18

17

19

Tangki Penyimpanan

Etanol

LC

PC

FC

PCTC

TC

LC

K-101

RB-101

MD

T-103TIC

H-101

T-101

FC

1

C-101R-101

6

3

FC

H2SO4

(NH4)2SO4

Saccharomyces

Air proses

Air pendingin

Steam

TS-101

TC

FCFC

LCLC

Air pendingin bekas

Waste

Kondensat

PC

PC

TCTC

LC

PC

PC

PC

8

5

715

DEPARTEMEN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK

UNIVERSITAS SUMATERA UTARA MEDAN

DIAGRAM ALIR PRA RANCANGAN PABRIK PEMBUATAN

DENGAN KAPASITAS 98.000 TON/TAHUN

Skala : Tanpa Skala Tanggal Tanda Tangan

Digambar Nama : Nursinta tarigan

1. Nama :

NIP : 132 126 842

Diperiksa/Disetujui

2. Nama :

NIP : 132 206 946

NIM : 060425010

BIOETANOL DARI MOLASE

Dr.Ir. Irvan,Msi

Mersi S Sinaga, ST MT

Komponen (kg/jam) 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18

Glukosa 10544.03 - 10544.03 - - 28031.315 - - 1401.565 - 1401.565 - - - 1401.565

Sukrosa 16612.921 - 16612.921 - - - - - - - - - - -

Air 12871.491 1287.149 11584.342 183268.658 - 193978.63 - - 193978.636 193978.636 174580.772 - 544.43 - 174580.772

Abu 8561.558 8561.558 - - - - - - - - - - - -

Saccharomyces - - - - - - - 1110.05 2886.13 2886.13 - - - - -

(NH4)2SO4 - - - - - - - - 888.039 - - - - - -

H2SO4 - - - - - - - - 888.039 - - - - - -

CO2 - - - - - - - - 13018.998 - - - - - -

Etanol - - - - - - - - 13611 - 13611 - 13066.57 13611 544.43

Steam - - - - 5013.766 - 605061.75 - - - 20007.16 - -

Total 48590 9848.707 38741.293 183268.658 5013.766 222009.96 605061.75 1110.05 888.039 888.039 13018.998 211877.331 22283.993 189593.338 20007.16 13611 13611 175982.238

NOMOR ALUR

Kode KeteranganT-101 Tangki penyimpanan molaseT-102 Tangki penampung fermentorT-103 Tangki penampung distilatT-104 Tangki penyimpanan etanolTS - 101 Tangki sterilisasiR-101 ReaktorR-102 FermentorSC-101 ScreenigFP-101 Filter pressB-101 Bak penampung-1B-102 Bak penampung-2C-101 CoolerP PompaMD Menara destilasiK-101 KondensorRB-101 ReboilerH-101 Heater


BAB III

NERACA MASSA

Setelah dilakukan perhitungan pada lampiran A, maka didapat hasil neraca

massa sebagai berikut :

3.1 Neraca Massa Screening

Tabel 3.1 Neraca Massa pada Screening

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg)

1 2 3

Glukosa

Sukrosa

Air

Abu

10544,03

16612,921

12871,491

8561,558

-

-

1287,1491

8561,558

10544,03

16612,921

11584,3419

-

Jumlah 48590 9848,7071 38741,2929

Total 48590

3.2 Neraca Massa Reaktor

Tabel 3.2 Neraca Massa pada Reaktor


3 4 5

Glukosa

Sukrosa

Air

10544,03

16612,921

11584,3419

-

-

183268,6585

28031,3152

-

193978,6362

Jumlah 38741,2929 183268,6585 222009,9514

Total 222009,9514 222009,9514


3.3 Neraca Massa Fermentor

Tabel 3.3 Neraca Massa pada Fermentor

Komponen

Masuk (kg) Keluar (kg)

5 6 7 8 9 10

Glukosa

Air

Etanol

CO2

Saccharomyces

(NH4)2SO4

H2SO4

28031,3152

193978,6363

-

-

-

-

-

-

-

-

-

1110,04975

-

-

-

-

-

-

-

888,0398

-

-

-

-

-

-

-

888,0398

-

-

-

13018,9986

-

-

-

1401,5657

193978,6362

13611

-

2886,1294

-

-

Jumlah 222009,9514 1110,04975 888,0398 888,0398 13018,9986 211877,3313

Total 224896,3299 224896,3299

3.4 Neraca Massa Tangki Penampungan

Tabel 3.4 Neraca Massa pada Tangki Penampungan

komponen


10 11

Glukosa

Air

Etanol

saccharomyces

1401,5657

193978,6362

13611

2886,1294

1401,5657

193978,6362

13611

2886,1294

Jumlah 211877,3313 211877,3313

Total 211877,3313 211877,3313


3.5 Neraca Massa Filter Press

Tabel 3.5 Neraca Massa pada Filter Press

komponen


11 12 13

Glukosa

Air

Etanol

saccharomyces

1401,5657

193978,6362

13611

2886,1294

-

19397,86362

-

2886,1294

1401,5657

174580,7726

13611

-

Jumlah 211877,3313 22283,9931 189593,3383

Total 211877,3313 211877,3313

3.6 Neraca Massa Menara Destilasi

Tabel 3.6 Neraca Massa pada Menara Destilasi


13 14 15

Glukosa

Air

Etanol

1401,5657

174580,7726

13611

-

544,43

13066,57

1401,5657

174036,3425

544,43

Jumlah 189593,3383 13611 175982,3382

Total 189593,3383 189593,3383


BAB IV

NERACA PANAS

4.1 Reaktor

Tabel 4.1 Neraca Panas Reaktor

No Komponen Panas (kkal/jam)

Masuk (N4) Keluar (N6)

1.

2.

3.

Sukrosa

Glukosa

Air

0

0

0

-

115629,1752

2909679,543

Jumlah 0 3025308,718

4.

5.

Panas reaksi 25 0C

Panas yang dibutuhkan steam

-

3058397,343

33088,6247

-

Total 3058397,343 3058397,343

4.2 Tangki Sterilisasi

Tabel LB.2. Neraca Panas Pada Tangki Sterilisasi



1.

2.

3

Glukosa

Air


115629,1752

2909679,543

7059053,672

385430,584

9698931,81

-

Total 10084362,39 10084362,39


4.3 Cooler

Tabel LB.3. Neraca Panas Pada Cooler



1.

2.

3

Glukosa

Air

Air pendingin

385430,584

9698931,81

-

38543,0584

969893,181

9075926,151

Total 10084362,39 10084362,39

4.4 Fermentor

Tabel LB.4. Neraca Panas Pada Fermentor



1.

2.

3.

Etanol

Glukosa

Air

-

38543,0584

969893,181

45633,7

7007,8285

969893,181

Jumlah 1008436,239 1022534,71

4.

5.

Panas reaksi 25 0C

Panas diserap air pendingin

17395,8691

-

-

3297,3981

Total 1025832,108 1025832,108

4.5 Heater

Tabel LB.5. Neraca Panas Pada Heater



1.

2.

3.

Etanol

Glukosa

Air

45633,7

7007,8285

969893,181

593238,1

25052,9868

12608611,35 Jumlah 1022534,71 13226902,44

4. Panas yang dibutuhkan

steam

12204367,73 -

Total 13226902,44 13226902,44


4.6 Kondensor

Tabel LB.6 Neraca Panas Pada Kondensor


Masuk Keluar

1.

2.

Etanol

Air

15635098,23

971959,736

1421372,666

88359,976

Jumlah 16607057,97 15097325,33

3. Air pendingin - 15097325,33

Total 16607057,97 16607057,97

4.7 Reboiler

Tabel LB.7 Neraca Panas Pada Reboiler


Masuk Keluar

1.

2.

3.

Etanol

Air Glukosa

53831,2411

25627506,86

57090,4026

83197,5133

25718495,46

3143121,602

Jumlah 25738428,5 31725982,27

4. Panas yang dibutuhkan 5987553,766 -

Total 31725982,27 31725982,27


BAB V

SPESIFIKASI ALAT

5.1 Tangki Molase (T-101)

Fungsi : Menampung molase

Jenis : Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Jumlah : 1 tangki

Bahan : Carbon steel SA-287 grade A

Diameter : 20,5817 m

Tinggi : 24,7076 m

Volume : 8222,5291 m3

Pdesain : 67,261 psi

Tebal plat : 1,92 in = 0,0488 m

5.2 Pompa Molase (P-101)

Fungsi : Memompakan molase dari tangki penampung molase

ke screening.

Jenis : centrifugal pump

Jumlah : 1 buah

Bahan : Commercial steel

Debit : 0,4127 ft3/det

Nominal size pipe : 4 in

Schedule number : 40

ID : 4,026 in

OD : 4,500 in

Flow area pipe : 12,7296 in2

Daya pompa : 9 Hp

Daya motor : 12 Hp


5.3 Screening (SC-101)

Fungsi : Menyaring abu dari molase

Jenis : Silinder vertikal yang dalamnya di pasang penyaring

Jumlah : 1 buah

Bahan : Carbon steel


Tinggi : 90,7972 m

Volume : 12,6227 m3

Luas ayakan : 174106,206 m2

Mesh : 7,27 ×10-5 m

5.4 Pompa Screening (P-102)

Fungsi : Memompakan molase dari screening ke reaktor

hidrolisa.


Jumlah : 1 buah





ID : 4,026 in

OD : 4,500 in

Flow area pipe : 12,7296 in2

Daya pompa : 12 Hp

Daya motor : 14 Hp

5.5 Pompa Air (P-103)

Fungsi : Memompakan air ke reaktor hidrolisa.


Jumlah : 1 buah






ID : 7,981 in

OD : 8,625 in

Flow area pipe : 50 in2

Daya pompa : 4,8489 Hp

Daya motor : 6 Hp

5.6 Reaktor (R-101)

Fungsi : Menghidrolisa sukrosa menjadi glukosa

Jenis : Silinder vertikal dengan tutup ellipsoidal

Jumlah : 1 tangki

Bahan : Carbon steel SA-167 grade 5

Diameter : 8,5187 m

Tinggi : 12,77 m

Volume : 485,2832 m3


Tebal plat : 21 in

Pelengkap : - pengaduk

- Koil steam pemanas

5.7 Pompo Reaktor (P-104)

Fungsi : Memompakan larutan glukosa dari reaktor hidrolisa

ke tangki sterilisasi


Jumlah : 1 buah





ID : 7,981 in

OD : 8,625 in




Daya motor : 22 Hp

5.8 Tangki Sterilisasi (TS-101)

Fungsi : Mensterilkan larutan glukosa dari mikroba – mikroba

pengganggu.

Jenis : Silinder tegak dengan tutup ellipsoidal

Jumlah : 1 tangki

Bahan : Carbon Steel SA-287 grade C

Diameter : 6,8739 m

Tinggi : 6,8739 m

Volume : 254,9728 m3


Tebal plat : 1/2 in

Jenis pengaduk : Propeller

Jumlah lilitan : 94 lilitan

5.9 Pompa Tangki Sterilisasi (P-105)

Fungsi : Memompakan larutan glukosa dari tangki sterilisasi

ke fermentor.


Jumlah : 1 buah





ID : 7,981 in

OD : 8,625 in



Daya motor : 19 Hp


5.10 Cooler (C-101)

Fungsi : Mendinginkan larutan glukosa sampai temperatur yang

diinginkan (30 oC).

Jenis : Horizontal shell and tube Exchanger

Shell Side

Fluida panas : Larutan glukosa

Temperatur : 167 oF

OD : 15,25 in

ID : ¾ in

Susunan : Triangular pitch 1 in

Baffle specing : 3,05 in

Tube Side

Fluida dingin : Air pendingin

Temperatur : 104 oF

Jumlah tube : 118 tube

OD : 1,5 in

ID : 1,28 in

BWG : 12

Dirt factor : 0,002

5.11 Pompa Cooler (P-106)

Fungsi : Memompakan larutan glukosa dari cooler ke

fermentor.


Jumlah : 6 buah





ID : 7,981 in

OD : 8,625 in




Daya motor : 19 Hp

5.12 Fermentor (R-102)

Fungsi : Mengubah glukosa menjadi etanol secara fermentasi


Jumlah : 6 unit

Bahan : Carbon steel SA-287 grade C


Tinggi : 30,6877 m

Volume : 7070,4573 m3


Tebal plat : 2 in

Pelengkap : - Pengaduk

- Jaket

- volume jaket : 2,1982 m3

- tebal jaket : 0,0073 m

5.13 Pompa Fermentor (P-107)

Fungsi : Memompakan larutan etanol dari fermentor ke tangki

penampung etanol.


Jumlah : 1 buah





ID : 7,981 in

OD : 8,625 in




Daya motor : 57 Hp

5.14 Tangki Penampung Etanol (T-103)

Fungsi : Menampung etanol (10-18 %) sementara.

Jenis : Tangki silinder tegak dengan tutup bawah dan atas

ellipsoidal

Jumlah : 1 tangki

Bahan : Carbon Steel SA-287 grade C

Diameter : 6,3974 m

Tinggi : 9,591 m

Volume : 256,9180 m3


Tebal plat : 1/3 in

5.15 Pompa Tangki Etanol (P-108)

Fungsi : Memompakan larutan etanol (10 – 18%) dari tangki

etanol ke filter press.


Jumlah : 1 buah





ID : 7,981 in

OD : 8,625 in



Daya motor : 20 Hp

5.16 Filter Press (FP-101)

Fungsi : Memisahkan saccharomyces dari larutan etanol.

Jenis : plate and frame filter


Jumlah : 2 unit


Bahan media filter : kanvas

Volume filtrat : 193,0488 m3

Porositas cake : 0,0696

Tabal cake : 0,01 m

Luas plate : 2163,5787 m2

Jumlah plate : 1298 buah

5.17 Heater (H-101)

Fungsi : Memanaskan campuran etanol sebelum dimasukkan

ke dalam kolom destilasi.

Jenis : sheel and tube exchanger

Bahan konstruksi : stainless steel

Jumlah : 1 unit

Shell Side

Fluida panas : Steam

Temperatur : 266 oF

OD : 1 in

ID : 13,25 in

Tube Side

Fluida dingin : Etanol (10 – 18%)

Temperatur : 86 oF

Diameter tube : ¾ in

Pitch (PT) : 1,25 in square pitch

Jenis tube : 10 BWG

Panjang tube : 25 ft

Jumlah tube : 66 buah

Dirt factor : 0,0044

5.18 Menara Destilasi (MD-101)

Fungsi : Mendestilasi etanol (10-18%) menjadi etanol 96%.


Jenis : sieve tray

Bahan Konstruksi : carbon steel SA 283 grade C

Jumlah : 1 unit

Kondisi Operasi :

Temperatur : 90 0C

Tekanan : 1 atm

Silinder

Diameter : 2,7453 m

Tinggi : 12 m

Tebal : 163 in

Tutup

Diameter : 2,7453 m

Tinggi : 0,6863 m

Tebal : 163 in

Tray

Jumlah : 32 trays

Lokasi umpan : tray ke 5

Hole diameter : 0,006 m

Tebal : 0,00192 m

Jarak tray : 0,4 m

5.19 Kondensor (K-101)

Fungsi : Mengubah fasa campuran etanol-air menjadi fasa cair

Jenis : Sheel and tube exchanger

Bahan konstruksi : Stainless steel

Jumlah : 1 unit

Diameter tube : 211 in

Pitch (PT) : 1615 in triangular pitch

Jenis tube : 12 BWG




Diameter shell : 39 in

5.20 Tangki Penampung Produk (T-104)

Fungsi : Menampung Etanol 96% untuk kebutuhan produksi

Jenis : Silinder vertikal dengan tutup elipsoidal dan alas

datar

Jumlah : 1 unit



Tinggi : 22,8049 m

Volume : 3449,4973 m3


Tebal plat : 1 in = 0,025 m

5.21 Pompa Refluks Destilat (P-109)

Fungsi : Memompa campuran refluks ke menara destilasi


Bahan Konstruksi : Commercial steel

Jumlah : 1 unit



ID : 14,0 in

OD : 13,25 in


Flow area pipe : 0,9583 ft2


Daya motor : 29 Hp

5.22 Pompa Destilasi ( P-110)

Fungsi : Memompa destilat ke tangki penyimpanan etanol




Jumlah : 1 unit



ID : 2,067 in

OD : 2,38 in



Daya motor : 4 Hp

5.23 Tangki Penyimpan Saccharomyces (T-105)

Fungsi : Menampung Saccharomyces


Jumlah : 1 unit


Diameter : 0,9805 m

Tinggi : 1,2945 m

Volume : 0,7401 m3


Tebal plat : 101 in

5.24 Tangki Penyimpanan (NH4)2SO4 (T-106)

Fungsi : Menyimpan (NH4)2SO4


Jumlah : 1 unit


Diameter : 0,9155 m

Tinggi : 0,6865 m

Volume : 0,6024 m3


Tebal plat : 61 in


5.25 Tangki Penyimpanan H2SO4 (T-107)

Fungsi : Menyimpan H2SO4


Jumlah : 1 unit


Diameter : 0,9045 m

Tinggi : 0,6783 m

Volume : 0,5810 m3


Tebal plat : 112 in

5.26 Pompa H2SO4 (P-111)

Fungsi : Mengalirkan H2SO4 ke fermentor


Jumlah : 1 unit




ID : 2,0406 in

OD : 0,840 in


Debit : 4,7498 310−× ft3/det


Daya motor : 0,081 Hp

5.27 Reboiler (RB-101)

Fungsi : Menaikkan suhu campuran etanol, air dan glukosa

sebelum dimasukkan ke dalam kolom destilasi.

Jenis : sheel and tube exchanger

Bahan konstruksi : stainless steel


Jumlah : 1 unit

Diameter tube : 43 in

Pitch (PT) : 1615 in triangular pitch

Jenis tube : 12 BWG



Diameter shell : 4115 in

5.28 Pompa Bottom Produk (P-112)

Fungsi : memompa liquid bottom ke reboiler



Jumlah : 1 unit



ID : 10,02 in

OD : 10,75 in




Daya motor : 71 Hp

5.29 Pompa Reboiler (P-113)

Fungsi : Memompa larutan dari reboiler ke tangki penampung

hasil samping



Jumlah : 1 unit



ID : 7,981 in


OD : 8,625 in




Daya motor : 10 Hp

5.30 Bak Penampung Cake I (B-101)

Fungsi : Menampung cake dari unit Screening

Bentuk : empat persegi panjang

Bahan konstruksi : kayu

Jumlah : 1 unit

Kapasitas : 208,1758 m3

Panjang : 7,5 m

Lebar : 7,5 m

Tinggi : 3,75 m

5.31 Bak Penampung Cake II (B-102)

Fungsi : menampung cake dari unit filter press

Bentuk : empat persegi panjang

Bahan konstruksi : kayu

Jumlah : 1 unit


Panjang : 3,5407 m

Lebar : 3,5407 m

Tinggi : 1,77035 m


BAB VI

INSTRUMENTASI DAN KESELAMATAN KERJA

6.1 Instrumentasi

Instrumentasi merupakan suatu sistem atau susunan peralatan yang dipakai di

dalam suatu proses kontrol untuk mengatur jalannya suatu proses agar diperoleh hasil

sesuai dengan yang diharapkan. Alat – alat instrumentasi dipasang pada setiap

peralatan proses dengan tujuan agar para engineer dapat memantau dan mengontrol

kondisi di lapangan. Dengan adanya istrumentasi ini pula, para engineer dapat segera

melakukan tindakan apabila terjadi kejanggalan dalam proses. Namun pada dasarnya,

tujuan pengendalian tersebut adalah agar kondisi proses di dalam pabrik mencapai

tingkat kesalahan (error) yang paling minimum sehingga produk dapat dihasilkan

secara optimal.

Fungsi instrumentasi adalah sebagai pengontrol, penunjuk, pencatat, dan

pemberi tanda bahaya. Peralatan instrumentasi biasanya bekerja dengan tenaga

mekanik atau tenaga listrik dan pengontrolannya dapat dilakukan secara manual atau

otomatis. Penggunaan instrumen pada suatu peralatan proses tergantung pada

pertimbangan ekonomi dan sistem peralatan itu sendiri. Pada pemakaian alat–alat

instrumen juga harus ditentukan apakah alat–alat tersebut dipasang di atas papan

instrumen dekat peralatan proses yang dikontrol secara manual atau disatukan dalam

suatu ruang kontrol yang dihubungkan dengan bangsal peralatan yang dikontrol

secara otomatis (Perry, 1999).

Variabel–variabel proses yang biasanya dikontrol atau diukur oleh instrumen

adalah :

1. Variabel utama, seperti temperatur, tekanan, laju alir, dan level cairan.

2. Variabel tambahan, seperti densitas, viskositas, panas spesifik, konduktivitas,

pH, humiditas, titik embun, komposisi kimia, kandungan kelembaban, dan

variabel lainnya.

Pada dasarnya suatu sistem pengendalian terdiri dari :

1. Elemen Perasa (Sensing Element / Primary Element).

Elemen yang merasakan (menunjukkan) adanya perubahan dari harga variabel

yang diukur.


2. Elemen Pengukur (Measuring Element).

Elemen yang sensitif terhadap adanya perubahan temperatur, tekanan, laju

aliran, maupun ketinggian fluida. Perubahan ini merupakan sinyal dari proses

dan disampaikan oleh elemen pengukur ke elemen pengontrol.

3. Elemen Pengontrol (Controlling Element).

Elemen yang menerima sinyal kemudian akan segera mengatur perubahan–

perubahan proses tersebut sama dengan nilai set point (nilai yang dikehendaki).

Dengan demikian elemen ini dapat segera memperkecil ataupun meniadakan

penyimpangan yang terjadi.

4. Elemen Pengontrol Akhir (Final Control Element).

Elemen yang akan mengubah masukan yang keluar dari elemen pengontrol ke

dalam proses sehingga variabel yang diukur tetap berada dalam batasan yang

diinginkan dan merupakan hasil yang dikehendaki.

Pengendalian peralatan instrumentasi dapat dilakukan secara otomatis dan semi

otomatis. Pengendalian secara otomatis adalah pengendalian yang dilakukan dengan

cara mengatur instrumen pada kondisi tertentu, bila terjadi penyimpangan variabel

yang dikontrol maka instrumen akan bekerja sendiri untuk mengembalikan variabel

pada kondisi semula, instrumen ini bekerja sebagai controller. Pengendalian secara

semi otomatis adalah pengendalian yang mencatat perubahan–perubahan yang terjadi

pada variabel yang dikontrol. Untuk mengubah variabel–variabel ke dalam nilai yang

diinginkan maka dilakukan usaha secara manual, instrumen ini bekerja sebagai

pencatat (recorder) atau penunjuk (indicator).

Faktor–faktor yang perlu diperhatikan dalam instrumen–instrumen adalah

(Peters et.al., 2003) :

1. Range yang diperlukan untuk pengukuran.

2. Level instrumentasi.

3. Ketelitian yang dibutuhkan.

4. Bahan konstruksinya.

5. Pengaruh pemasangan instrumentasi pada kondisi proses.


Instrumentasi yang umum digunakan dalam pabrik adalah :

1. Untuk variabel temperatur.

• Temperature Controller (TC) adalah instrumentasi yang digunakan untuk

mengamati temperatur dari suatu alat. Dengan menggunakan

Temperature Controller, para engineer juga dapat melakukan

pengendalian terhadap peralatan sehingga temperatur peralatan tetap

berada dalam range yang diinginkan. Temperature Controller kadang–

kadang juga dapat mencatat temperatur dari suatu peralatan secara

berkala Temperature Recorder (TR).

• Temperature Indicator (TI) adalah instrumentasi yang digunakan untuk

mengamati temperatur suatu alat.

2. Untuk variabel ketinggian permukaan cairan.

• Level Controller (LC) adalah instumentasi yang digunakan untuk

mengamati ketinggian cairan di dalam suatu alat. Dengan menggunakan

Level Controller, para engineer juga dapat melakukan pengendalian

ketinggian cairan di dalam peralatan tersebut.

• Level Indicator (LI) adalah instrumentasi yang digunakan untuk

mengamati ketinggian cairan di dalam suatu alat.

3. Untuk variabel tekanan.

• Pressure Controller (PC) adalah instrumentasi yang digunakan untuk

mengamati tekanan operasi dari suatu alat. Para engineer juga dapat

melakukan perubahan tekanan dari peralatan operasi. Pressure

Controller dapat juga dilengkapi pencatat tekanan dari suatu peralatan

secara berkala Pressure Recorder (PR).

• Pressure Indicator (PI) adalah instrumentasi yang digunakan untuk

mengamati tekanan operasi dari suatu alat.

4. Untuk variabel aliran cairan.

• Flow Controller (FC) adalah instrumentasi yang digunakan untuk

mengamati laju alir larutan atau cairan yang melalui suatu alat dan bila

terjadi perubahan dapat melakukan pengendalian.

• Flow Indicator (FI) adalah instrumentasi yang digunakan untuk

mengamati laju alir larutan atau cairan suatu alat.


Beberapa instrumen yang digunakan dalam peralatan pabrik adalah :

1. Reaktor

Instrumen yang digunakan pada reaktor adalah Temperature Controller (TC)

yang berfungsi untuk mengamati dan mengontrol temperatur fluida di dalam reaktor.

Reaktor dilengkapi dengan sight glass yang berfungsi sebagai Level Controller (LC).

Reaktor juga dilengkapi dengan sensing elemen yang peka terhadap perubahan suhu

sehingga temperatur reaktor dapat dilihat pada temperatur indikator. Jika suhu terlalu

tinggi, maka secara otomatis valve yang terdapat pada aliran steam akan tertutup dan

sebaliknya. Valve pada aliran steam juga dilengkapi dengan valve by pass.

Gambar 6.1 Reaktor beserta instrumennya

2. Heater

Instrumen yang digunakan pada heater adalah Temperature Controller (TC)

yang berfungsi untuk mengamati dan mengontrol temperatur fluida di dalamnya.

Apabila fluida yang keluar berada di bawah temperatur yang diinginkan, maka

Temperature Controller (TC) akan menggerakkan Flow Controller (FC) untuk

membuka valve sehingga laju alir steam yang masuk menjadi lebih besar.

Gambar 6.2 Heater beserta instrumennya.

Fluida Masuk Fluida Keluar

FC TC

Steam

Kondensat


3. Kolom Destilasi

Instrumen yang digunakan pada kolom destilasi adalah Temperature

Controller (TC) yang berfungsi apabila suhu dalam kolom destilasi

meningkat, maka Temperature Controller (TC) akan menggerakan Flow

Controller (FC) pada reboiler bottom sehingga steam yang disuplai menjadi

menurun. Apabila ketinggian fluida dalam kolom destilasi terlalu besar, maka

efektifitas destilasi akan menurun sehingga dipasang Flow Controller (FC)

untuk memperkecil laju alir bahan yang masuk. Kondisi kolom destilasi juga

dipengaruhi oleh efek kondensasi destilat sehingga pada kondensor

diperlukan Temperature Controller (TC) yang akan menggerakkan Flow

Controller (FC) air pendingin yang disuplai pada kolom destilasi.

Gambar 6.4 Kolom destilasi beserta instrumennya.

4. Kondensor

Instrumen yang digunakan pada kondensor adalah Temperature Controller

(TC) yang berfungsi untuk mengamati dan mengontrol temperatur fluida di dalam

kondensor. Apabila fluida yang keluar berada di atas temperatur yang diinginkan

dalam kondensor, maka Temperature Controller (TC) akan menggerakkan Flow

PI

TI

TI

FI

LI

PI


Controller (FC) untuk membuka valve sehingga laju alir air pendingin yang masuk

menjadi lebih besar.

TC

Gambar 6.4 Kondensor beserta instrumennya

5. Reboiler

Instrumen yang digunakan pada reboiler adalah Temperature Controller (TC)

yang berfungsi untuk mengamati dan mengontrol temperatur fluida di dalam

reboiler. Apabila fluida yang keluar berada di bawah temperatur reboiler, maka

Temperature Controller (TC) akan menggerakkan Flow Controller (FC) untuk

membuka valve sehingga laju alir steam yang masuk menjadi lebih besar. Pressure

Indicator (PI) juga dipasang agar tekanan di dalam reboiler tidak berjalan di atas

atau di bawah batas yang diinginkan.

Gambar 6.5 Reboiler beserta instrumennya.

6. Pompa

Instrumen yang digunakan pada pompa adalah Flow Controller (FC) yang

berfungsi untuk memperkecil laju alir fluida yang masuk apabila laju alir fluida di

dalam pompa berada di atas batas yang ditentukan.

FI

FI PI


Gambar 6.6 Pompa beserta instrumennya.

7. Tangki penyimpanan

Pada tangki penyimpanan dilengkapi dengan level controller (LC) yang

berfungsi untuk mengukur ketinggian permukaan cairan di dalam tangki. Prinsip

kerja adalah jumlah aliran fluida diatur oleh control valve, dimana nantinya akan

mendeteksi dan menunjukkan tinggi permukaan pada set point. Alat penting yang

digunakan adalah berupa pelampung atau transducer difragma untuk mendeteksi dan

menunjukkan tinggi permukaan cairan di dalam tangki.

V-1

V-1 Gambar 6.7 Tangki penyimpanan dan instrumentasinya

8. Fermentor

Peralatan pengendali yang digunakan pada fermentor yaitu flow controller

(FC) berfungsi untuk mengontrol laju alir dalam fermentor. Pada fermentor ini juga

digunakan pressure controller (PC) yang berfungsi untuk memberikan informasi

besarnya tekanan dalam fermentor dan level controller (LC) yang berfungsi untuk

Fluida

Fluida

FC

Bahan keluar

LC FC


mengukur ketinggian cairan. Di dalam fermentor ketinggian cairan dikendalikan

dengan mengatur laju alir keluaran fermentor.

R-102

V-1

Gambar 6.8. Fermentor dan instrumennya

Tabel 6.1 Daftar Penggunaan Instrumentasi pada Pra Rancangan Pabrik Pembuatan

Etanol dari Molase

NO Nama Alat Jenis

Instrumentsi

Kegunaan

1

Reaktor

PC Mengontrol tekanan pada reaktor

LC Mengontrol level reaktor

TC Mengontrol temperatur reaktor

2 Heater TC Mengontrol temperatur heater

FC Mengontrol laju alir pada heater

3 Kondensor TC Mengontrol temperatur kondensor

FC Mengontrol laju alir pada kondensor

4

Reboiler

TC Mengontrol temperatur reboiler

FC Mengontrol laju alir pada reboiler

PC

TC

Umpan Bakteri + nutrisi


PI Menunjukkan tekanan pada reboiler

5 Tangki

Penyimpanan

LC Mengontrol tinggi cairan pada tangki

FC Mengontrol laju alir pada tangki

6 Kolom Destilasi TC Mengontrol temperatur kolom destilasi

FC Mengontrol laju alir pada kolom destilasi

7

Fermentor

TC Mengontrol temperatur fermentor

PC Mengontrol tekanan pada fermentor

LC Mengontrol level cairan pada fermentor

8 Pompa FC Mengontrol laju alir cairan dalam pipa

6.2 Keselamatan Kerja Secara Umum

Keselamatan kerja merupakan bagian dari kelangsungan produksi pabrik, oleh

karena itu aspek ini harus diperhatikan secara serius dan terpadu. Untuk maksud

tersebut perlu diperhatikan cara pengendalian keselamatan kerja dan keamanan

pabrik pada saat perancangan dan saat pabrik beroperasi.

Undang – undang keselamatan kerja merupakan pedoman pokok yang harus

dijalankan, yakni dalam usaha penanggulangan masalah keselamatan undang -

undang keselamatan kerja yang dikeluarkan pemerintah RI pada tanggal 12 Januari

1970 tentang keselamatan kerja. Undang-undang ini memberi perlindungan hukum

dan keselamatan kerja kepada para tenaga kerja yang bekerja agar tempat dan

peralatan produksi senantiasa dalam keadaan selamat dan aman bagi pekerja.

Untuk menjamin keselamatan kerja, maka dalam perencanaan suatu pabrik

perlu diperhatikan beberapa hal, yaitu :

1. Lokasi pabrik

2. Sistem pencegahan kebocoran

3. Sistem perawatan

4. Sistem penerangan

5. Sistem penyimpanan material dan perlengkapan

6. Sistem pemadam kebakaran

7. Sistem pengamanan bejana yang bertekanan


Disamping itu, terdapat beberapa peraturan dasar keselamatan kerja yang harus

diperhatikan pada saat bekerja di setiap pabrik-pabrik kimia :

1. Tidak boleh merokok atau makan selama bekerja.

2. Tidak boleh menkonsumsi minuman keras (beralkohol) selama bekerja.

Pada pra-rancangan pabrik pembuatan etanol dari molase, usaha-usaha

pencegahan terhadap bahaya-bahaya yang mungkin terjadi dilakukan dengan :

1. Pencegahan terhadap kebocoran

− Memasang sistem alaram pada tempat yang strategis dan penting seperti

power station, laboratorium dan ruang proses

− Mobil pemadam kebakaran harus dalam keadaan siap siaga dalam fire

station

− Fire hydrant ditempatkan pada jarak 100 m di daerah storage, proses

dan perkantoran

− Fire extinguisher disediakan pada bangunan pabrik untuk memadamkan

api yang relatif kecil

− Gas detektor dipasang pada daerah proses, storage dan daerah perpipaan

yang dihubungkan dengan aliran gas di ruang kontrol untuk mendeteksi

kebocoran gas

− Smoke detektor ditempatkan pada setiap sub-station listrik untuk

mendeteksi kebakaran melalui asapnya

2. Memakai peralatan pelindung diri

Pada lokasi pabrik disediakan perlengkapan perlindungan diri seperti :

− Pakaian kerja

− Sepatu pengaman

− Topi pengaman

Topi memberikan perlindungan terhadap percikan bahan kimia terutama

jika bekerja di bawah perpipaan serta tangki yang mungkin bocor, juga

perlindungan terhadap alat kerja yang jatuh

− Sarung tangan

− Masker


Berguna untuk memberi perlindungan terhadap debu-debu yang

berbahaya ataupun uap kimia agar tidak terhirup

3. Pencegahan terhadap bahaya mekanis

− Setiap ruang kerja karyawan dibuat cukup luas dan tidak menghambat

kegiatan karyawan lain

− Alat-alat dibuat dengan penahan yang cukup kuat

4. Pencegahan terhadap bahaya listrik

− Setiap instalasi dan alat-alat listrik harus diamankan dengan pemakaian

sekering atau pemutus hubungan listrik secara otomatis

− Sistem perkabelan listrik harus dipasang secara terpadu dengan tata letak

pabrik, sehingga jika ada perbaikan dapat dilakukan dengan mudah

5. Menerapkan nilai-nilai disiplin bagi karyawan

− Setiap karyawan bertugas sesuai dengan pedoman-pedoman yang

diberikan dan mematuhi setiap peraturan dan ketentuan yang diberikan.

− Setiap kecelakaan kerja atau kejadian yang merugikan segera dilaporkan

ke atasan.

− Peralatan dan perlengkapan keselamatan kerja harus digunakan bila

diperlukan.

− Setiap karyawan harus saling mengingatkan akan perubahan yang dapat

menimbulkan bahaya.

− Setiap ketentuan dan peraturan harus dipatuhi.

6. Menyediakan poliklinik di lokasi pabrik

Apabila terjadi kecelakaan kerja seperti kebakaran pada pabrik maka yang

harus dilakukan adalah :

1. Mematikan seluruh kegiatan pabrik, baik mesin maupun listrik

2. Mengaktifkan alat pemadaman kebakaran, dalam hal ini alat

pemadaman kebakaran yang digunakan disesuaikan dengan jenis

kebakaran yang terjadi, yaitu :

− Instalasi pemadam dengan air

Untuk kebakaran yang terjadi pada bahan yang berpijar seperti kayu,

arang, kertas dan bahan berserat. Air dipompakan dengan


menggunakan pompa yang bekerja dengan instalasi listrik sendiri

sehingga tidak terganggu jika instalasi listrik pabrik dimatikan

− Instalasi pemadam dengan CO2

Gas CO2 yang digunakan adalah yang sudah dicairkan dalam tabung

gas bertekanan yang disambung secara seri ke nozel-nozel. Instalasi

ini digunakan untuk ruangan tertutup seperti pada tangki

penyimpanan dan juga pada instalasi listrik

− Instalasi pemadam dengan busa udara

Busa bertekanan yang keluar dari alat pemadam akan mendinginkan

sumber kebakaran dan menyelimuti serta melindungi sumber

kebakaran dari masuknya O2

− Instalasi pemadam dengan debu

Debu pemadam cocok untuk kebakaran yang berupa lidah api,

kebakaran gas dan pelarut organik bertekanan yang bocor


BAB VII

UTILITAS

Dalam suatu pabrik, utilitas merupakan unit penunjang utama dalam

memperlancar jalannya proses produksi. Oleh karena itu, segala sarana dan

prasarananya harus dirancang sedemikian rupa sehingga dapat menjamin

kelangsungan operasi suatu pabrik.

Berdasarkan kebutuhannya, utilitas pada Pabrik Pembuatan Etanol dari

Molase ini adalah sebagai berikut :

1. Kebutuhan uap (steam)

2. Kebutuhan air

3. Kebutuhan bahan kimia

4. Kebutuhan listrik

5. Kebutuhan bahan bakar

6. Unit pengolahan limbah

7.1 Kebutuhan Uap (steam)

Dalam pabrik, uap digunakan sebagai media pemanas alat-alat perpindahan

panas. Adapun kebutuhan uap pada pabrik pembuatan Etanol dari molase dapat

dilihat pada tabel dibawah ini :

Tabel 7.1. Kebutuhan uap sebagai media pemanas

No Nama Alat Jumlah (kg/jam)

1 Reaktor R-101 5013,7661 2 Tangki sterilisasi TS-101 11667,8573 3 Heater H-101 20007,1602 4 Destilasi MD-101 6913,801

Total 43602,5846 Tambahan untuk faktor keamanan diambil sebesar 20 %.

Total steam yang dibutuhkan = 1,2 × 1046462,03 kg/hari

= 1255754,436 kg/hari

Diperkirakan 80 % kondensat dapat dipergunakan kembali (Evans,1978), sehingga :

Kondensat yang dapat digunakan kembali = 80% ×1255754,436 kg/hari

= 1004603,549 kg/hari


Kebutuhan air tambahan untuk ketel = 20%×1255754,436 kg/hari

= 251150,8872 kg/hari

= 10464,6203 kg/jam

7.2 Kebutuhan Air

Dalam proses produksi air memegang peranan penting baik untuk kebutuhan

proses maupun kebutuhan domestik. Kebutuhan air pada Pabrik Pembuatan Etanol

adalah sebagai berikut :

1. Kebutuhan Air Pendingin (kg/jam)

- Untuk air pendingin Cooler C-101 = 605061,7434 kg/jam

- Untuk air pendingin Fermentor R-102 = 219,8265 kg/jam

- Condensor K-101 = 301946,5066 kg/jam

Total kebutuhan air pendingin = 907228,0765 kg/jam

Air yang telah digunakan sebagai pendingin pada menara pendingin air dapat

digunakan kembali, dengan menganggap terjadi kehilangan air selama proses

sirkulasi, sehingga penambahan air sebanyak :

Wm = We + Wd + Wb

We = 0,00085 . Wc (T1-T2)

Wb = We/(S-1) (Perry, 1997)

Dimana :

Wm = air segar yang harus ditambahkan, kg/jam

We = air yang hilang akibat penguapan, kg/jam

Wb = air yang terhembus (blow down), kg/jam

Wd = air yang hilang sepanjang aliran, kg/jam

= 0,1% s/d 0,2% ; diambil 0,2% (Perry, 1997)

Wc = kebutuhan air untuk pendingin, kg/jam

T1 = temperatur masuk menara pendingin = 25 0C = 77 0F

T2 = temperatur keluar menara pendingin = 40 0C = 104 0F

S = perbandingan antara padatan terlarut pada air untuk pendingin dengan air

yang ditambahkan = 3 s/d 5 ; diambil S = 5 (Perry, 1997)

Maka :

We = 0,00085 × 907228,0765 × (104 -77) = 20820,8844 kg/jam


1SW

W eb −=

kg/jam0191,22680715

5907228,076Wb

=−

=

Wd = 0,002 ×907228,0765 = 1814,4561 kg/jam

2. Air yang ditambahkan untuk air pendingin :

Wm = We + Wd + Wb

Wm = (20820,8844 + 1814,4561 + 226807,0191) kg/jam = 249442,3596 kg/jam

3. Air proses diperkirakan 874,3642 kg/jam ×1,2 = 1049,2370 kg/jam

4. Kebutuhan air domestik (kantor, laboratorium, pencucian alat, kantin, tempat

ibadah, poliklinik, dan lain-lain). Kebutuhan air domestik untuk masyarakat

industri diperkirakan 10 l/jam per orang. Jumlah karyawan 155 orang.

Maka total volume air domestik adalah = 155 × 10 l/jam = 1550 l/jam.

Asumsi : Densitas ( ρ ) air = 1000 kg/m3 = 1 kg/l

Kebutuhan air domestik = 1550 l/jam × 1 kg/l = 1550 kg/jam

5. Air tambahan untuk umpan ketel = 10464,6203 kg/jam

Tabel 7.2 Diperkirakan pemakaian air untuk berbagai kebutuhan

Kebutuhan Air Kg/jam

Air tambahan untuk umpan ketel

Kebutuhan air pendingin

Kebutuhan air proses

Untuk kebutuhan karyawan

10464,6203

226807,0191

226807,0191

1550

Total 239870,8764

7.2.1 Unit Pengolahan Air

Sumber air untuk pabrik pembuatan etanol ini berasal dari Sungai Sei Silau

Asahan (Bapedalda SUMUT, 2007). Kualitas air sungai Silau dapat dilihat pada tabel

7.3 sebagaiberikut :


Tabel 7.3 Kualitas Air Sungai Silau

Parameter Satuan Kadar A. Fisika Suhu Padatan terlarut B. Kimia pH Total Amonia (NH3-N) Besi (Fe) Cadmium (Cd) Mangan (Mn) Seng (Zn) Tembaga (Cu) Timbal (Pb) Calsium (Ca) Magnesium (Mg) Chlorida (Cl) Nitrat (NO2) Nitrit (NO3) Sulfat (SO4) Hardness (CO3

-2) Oksigen terlarut

0C

mg/L

mg/L mg/L mg/L mg/L mg/L mg/L mg/L mg/L mg/L mg/L mg/L mg/L mg/L mg/L mg/L

26,4 56,4

6,7

0,0005 0,028

<0,001 0,028

<0,008 <0,03 <0,01 200 100 60

0,028 0,074

42 95

6,48

Untuk menekan biaya produksi maka air pendingin bekas perlu disirkulasi

kembali melalui pemanfaatan menara pendingin (Cooling Tower), maka air yang

perlu disuplay hanya untuk menggantikan air yang hilang akibat proses operasi

ataupun terbawa angin pada proses pendingin. Untuk menjamin kontinuitas air, maka

di tepi sungai dibangun fasilitas waret intake yang berfungsi sebagai pengolahan

awal terhadap air yang akan dikirim ke lokasi pabrik. Pengolahan ini meliput i

penyaringan sampah dan kotoran yang masuk dan terbawa bersama air.

Selanjutnya air tersebut dipompakan ke bak penampung untuk seterusnya

ditransfer ke lokasi pabrik. Proses pengolahan ini terdiri atas beberapa tahap yaitu :

1. Pengendapan

2. Klarifikasi

3. Filtrasi

4. Demineralisasi

5. Deaerasi


7.2.1.1 Pengendapan

Pengendapan merupakan tahapan awal dari pengolahan air. Air yang

dipompakan dari sungai ditampung dalam bak pengendapan/penampungan

sementara. Pada bak ini lumpur/partikel-partikel padat yang besar akan mengendap

secara gravitasi. Sedangkan partikel-partikel yang lebih kecil akan terikut/terapung di

badan air menuju unit pengolahan selanjutnya.

7.2.1.2 Klarifikasi

Klarifikasi merupakan proses penghilangan kekeruhan di dalam air yang

disebabkan oleh suspended solid. Air dari bak pengendapan dialirkan ke dalam

clarifier setelah diinjeksikan larutan alum Al2(SO4)3 yang berfungsi sebagai

koagulan dan larutan abu Na2CO3 yang berfungsi sebagai bahan pembantu untuk

mempercepat pengendapan dan penetralan pH.

Setelah pencampuran yang disertai pengadukan maka akan terbentuk flok-

flok yang akan mengendap ke dasar clarifier karena gaya gravitasi, sedangkan air

jernih akan keluar melimpah (overflow) yang selanjutnya akan masuk ke penyaring

pasir (sand filter)untuk penyaringan.

Pemakaian larutan alum umumnya hingga 5-50 ppm terhadap jumlah air yang

akan diolah, sedangkan perbandingan pemakaian alum dan soda abu = 1 : 0,54.

(Baumann, 1971)

Total kebutuhan air = 239870,8764 kg/jam

Pemakaian larutan alum = 5 ppm

Pemakaian larutan soda abu = 0,54 × 50 = 27 ppm

Larutan alum yang dibutuhkan = 5×10-6 × 239870,8764 = 11,9935 kg/jam

Larutan soda abu yang dibutuhkan = 27×10-6 ×239870,8764 = 6,4765 kg/jam

7.2.1.3 Filtrasi

Filtrasi berfungsi untuk memisahkan flok dan koagulan yang masih terikat

bersama air. Penyaring pasir (sand filter) yang digunakan terdiri dari 3 lapisan yaitu :

a. Lapisan I terdiri dari pasir hijau (green sand) setinggi 24 in.

b. Lapisan II terdiri dari anterakit setinggi 12,5 in

c. Lapisan III terdiri dari batu kerikil (graved) setinggi 7 in


Pada bagian bawah sand filter dilengkapi dengan strainer sebagai penahan.

Selama pemakaian, daya saring sand filter akan menurun. Untuk itu diperlukan

regenerasi secara berkala dengan cara pencucian ulang (back wash). Dari penyaring

ini, air dipompakan ke menara air sebelum didistribusikan untuk berbagai kebutuhan.

Untuk air umpan ketel, masih diperlukan pengolahan lebih lanjut yaitu proses

demineralisasi dan deaerasi. Untuk air domestik, laboratorium, kantin dan tempat

ibadah, serta poliklinik, dilakukan proses klorinasi, yaitu mereaksikan air dengan

klor untuk membunuh kuman-kuman dalam air. Klor yang digunakan biasanya

berupa kaporit, Ca(ClO)2. Khusus untuk air minum, setelah dilakukan proses

klorinasi diteruskan ke penyaring air (water treatment system) sehingga air yang

keluar merupakan air sehat yang memenuhi syarat-syarat air minum.

Total kebutuhan air yang memerlukan proses klorinasi = 1550 kg/jam

Kaporit yang digunakan mengandung klorin 70 %

Kebutuhan klorin = 2 ppm dari berat air (Gordon, 1968)

Total kebutuhan kaporit = (2.10-6 × 1550)/0,7 = 0,0044 kg/jam

7.2.1.4 Demineralisasi

Air untuk umpan ketel harus murni dan bebas dari garam-garam terlarut.

Untuk itu perlu dilakukan proses demineralisasi, alat demineralisasi dibagi atas :

1. Penukar Kation (Cation Exchanger)

Penukar kation berfungsi untuk mengikat logam-logam alkali dan

mengurangi kesadahan air yang digunakan. Proses yang terjadi adalah pertukaran

antara kation Ca, Mg dan kation lain yang larut dalam air dengan kation dari resin.

Resin yang digunakan bermerek Doulitle C-20. Reaksi yang terjadi adalah :

2H+R + Ca2+ Ca2+R2 + 2H+

2H+R + Mg2+ Mg2+R2 + 2H+

Untuk regenerasi dipakai H2SO4 berlebih dengan reaksi :

Ca2+R2 + 2H2SO4 CaSO4 + 2H+R

Mg2+R2 + 2H2SO4 MgSO4 + 2H+R


Perhitungan Kesadahan Kation

Air sungai Silau mengandung kation Ca2+,Mg2+, Mn2+, Cd2+, Zn2+, Cu2+,

Pb2+, dan Fe2+ masing-masing 200 ppm; 100 ppm; 0,028 ppm; 0,001 ppm; 0,008

ppm; 0,03 ppm; 0,01 ppm; dan 0,028 ppm. (Tabel 7.3)

1 grain/gal = 17,1 ppm

− Kebutuhan air umpan segar = 10464,6203 kg/jam

− Total kesadahan kation = 300,206 ppm

− Densitas air = 998,23 kg/m3

Volume (V) = ρm = jamm

mkgjamkg /4831,10

/23,998/10464,6203 3

3 =

= 60,8353 gal/menit

− Kesadahan air = grainkgmenitgal

galon 100018353,60

1,17grain 300,206

××

= 1,0680 kg grain/menit = 1537,92 kg grain/hari

Volume resin yang diperlukan

Total kesadahaan air = 1537,92 kg grain/hari

Dari tabel 12.2, The Nalco Water Hand Book, 1992; diperoleh :

Resin yang digunakan memiliki EC (exchanger capacity) = 20 kgr/ft3

Direncanakan :

Diameter tangki : 2 ft

Luas permukaan : 3,14 ft2

Kebutuhan resin = hariftharikgr /896,76kgr/ft 20

/92,1537 33 =

Tinggi yang dapat ditempati oleh resin, h :

Kebutuhan resin = tinggi resin × luas permukaan

76,896 ft3/hari = h ×3,14

h = 24,4891 ft

Faktor kelonggaran diambil 80%,

Maka : Tinggi resin = 1,8 × 24,4891 ft = 44,0804 ft

Regenerasi


Volume resin, V = h × A = 44,0804 ft ×3,14 ft2 = 138,4142 ft3

Siklus regenerasi, t = tan

sinsinmuatotal

rekapasitasrevolume ×

= jamhariharigrainkg

ftgrainkg 1998,437999,1/1537,92

/20ft138,4142 33

==×

Sebagai regenerant digunakan H2SO4, dimana pemakaiannya sebanyak 9,61 lb

H2SO4/ft3 untuk setiap regenerasi (Nalco, 1988)

Kebutuhan H2SO4 = sin

tanrekapasitasr

regenerasikapasitasmuaTotal ×

= 3/20 H2SO4/ft3 lb16,9grain/harikg1537,92

ftgrainkg×

= 738,9705 b regenerasi × (1/43,1998) regenerasi/jam

= 17,1058 lb/jam = 7,7591 kg/jam

2. Penukar Anion (Anion Exchanger)

Penukar anion berfungsi untuk menukar anion yang terdapat dalam air

dengan ion hidroksida dari resin. Resin yang digunakan Dower 2. Reaksi yang terjadi

adalah :

2ROH + H2SO4 RSO42- + 2H2O

Untuk regenerasi dipakai larutan NaOH dengan reaksi :

RCl + NaOH NaCl + ROH

Perhitungan Kesadahan Anion

Air Sei Silau Asahan mengandung anion Cl-, NO2-, NO3

-, SO4-, masing-

masing 60 ppm; 0,028 ppm; 0,074 ppm; 42 ppm dan 95 ppm. (Tabel 7.3)

1 grain/gal = 17,1 ppm

− Kebutuhan air umpan segar = 10464,6203 kg/jam

− Total kesadahan kation = 102,111 ppm

− Densitas air = 998,23 kg/m3

Volume (V) = ρm = jamm

mkgjamkg /4831,10

/23,998/10464,6203 3

3 =

= 60,8353 gal/menit


− Kesadahan air = grainkgmenitgal

galon 100018353,60

1,17grain 102,111

××

= 0,3632 kg grain/menit = 523,1118 kg grain/hari

Volume resin yang diperlukan

Total kesadahaan air = 523,1118 kgr/hari

Dari tabel 12.2, The Nalco Water Hand Book, 1992; diperoleh :

Resin yang digunakan memiliki EC (exchanger capacity) = 25 kgr/ft3

Kebutuhan regenerant 3,5 lb NaOH/ft3 resin, sehingga :

Direncanakan :

Diameter tangki : 2 ft


Kebutuhan resin = hariftharigrainkg /9244,20grain /ftkg 25

/1118,523 33 =

Tinggi yang dapat ditempati oleh resin, h :

Kebutuhan resin = tinggi resin × luas permukaan

20,9244 ft3/hari = h ×3,14

h = 6,6638 ft

Faktor kelonggaran diambil 80%,

Maka : Tinggi resin = 1,8 × 6,6638 ft = 11,9949 ft

Regenerasi

Volume resin, V = h × A = 11,9949 ft ×3,14 ft2 = 37,6640 ft3

Siklus regenerasi, t = tan

sinsinmuatotal

rekapasitasrevolume ×

= jamhariharigrainkg

ftgrainkg 20,4380,1/523,1118

/25ft37,6640 33

==×

Sebagai regenerant digunakan NaOH, dimana pemakaiannya sebanyak 3,5 lb

NaOH/ft3 untuk setiap regenerasi (Nalco, 1988)

Kebutuhan NaOH = sin

tanrekapasitasr

regenerasikapasitasmuaTotal ×


= 3

3

/25 NaOH/ft lb5,3grain/harikg523,1118

ftgrainkg×

= 73,2356 lb regenerasi × (1/43,20) regenerasi/jam

= 1,6952 lb/jam = 0,7689 kg/jam

7.2.1.5 Deaerasi

Deaerator berfungsi untuk memanaskan air yang keluar dari alat penukar ion

(ion exchanger) sebelum dikirim sebagai air umpan ketel. Pada deaerator ini, air

dipanaskan hingga 90°C supaya gas-gas yang terlarut dalam air, seperti O2 dan CO2

dapat dihilangkan, sebab gas-gas tersebut dapat menyebabkan korosi. Pemanasan ini

berfungsi untuk mencegah perbedaan suhu yang besar antara umpan air dengan suhu

di dalam ketel sehingga beban ketel dapat dikurangi. Penarikan gas-gas tersebut

dilakukan dengan menginjeksikan steam melalui nozzle yang ada pada deaerator.

7.3 Kebutuhan Bahan Kimia

Kebutuhan bahan kimia pada pabrik pembuatan Etanol dari Molase adalah

sebagai berikut :

1. Al2(SO4)3 = 11,9935 kg/jam

2. Na2CO3 = 6,4765 kg/jam

3. H2SO4 = 7,7591 kg/jam

4. NaOH = 0,7689 kg/jam

5. Kaporit = 0,0044kg/jam

7.4 Kebutuhan Listrik

Perincian kebutuhan listrik diperkirakan sebagai berikut :

1. Unit proses = 120 hp

2. Unit utilitas = 50 hp

3. Ruang kontrol dan laboratorium = 40 hp

4. Penerangan dan kantor = 35 hp

5. Bengkel = 40 hp

375 hp


Faktor keamanan 5% (Perry, 1999)

Total kebutuhan listrik = 1,05 × 375

= 393,75 hp × 0,7457 KW/Hp

= 293,6193 kW

Efisiensi generator 80 %, maka :

Daya output generator = 207,491/0,8 = 367,0242 kW

Generator digunakan 2 buah generator diesel type AC 400 V, 2100 kW,

50Hertz, 3 phase, dimana 1 buah beroperasi dan 1 buah standbay, berbahan

bakar solar.

7.5 Kebutuhan Bahan Bakar

Bahan bakar yang digunakan untuk pembangkit tenaga listrik (generator)

adalah minyak solar karena minyak solar mempunyai nilai bakar yang tinggi.

Keperluan bahan bakar :

Bahan bakar generator

Nilai bahan bakar solar = 19860 Btu/lb (Labban, 1971)

Densitas bahan bakar solar = 0,89 kg/L (Perry, 1999)

Kebutuhan listrik = 367,0242 KW

Daya generator yang dihasilkan = (367,0242/0,8) kW × 0,9478 Btu/det.kW

= 347,8655 Btu/det × 3600 det/jam

= 1252315,996 Btu/jam

Jumlah bahan bakar = Btu/lb19860

Btu/jam 61252315,99

= 63,0572 lb/jam × 0,4535 kg/lb

= 28,5964 kg/jam

Kebutuhan solar = kg/l0,89kg/jam 28,5964

= 32,1308 l/jam

Keperluan bahan bakar ketel uap

Uap yang dihasilkan ketel uap = 52323,1015 kg/jam

Panas laten steam pada 1300C, λ = 520kkal/kg (Reklaitis, 1983)

= 2063,4921 Btu/kg


Panas air umpan ketel (Q1) = m.cp.∆T

= 52323,1015 kg/jam×1 kkal/kg0C × (90-25)0C

= 3401001,598 kkal/kg

= 13496252,31 Btu/jam

Panas yang dihasilkan = 52323,1015 kg/jam × 2063,4921 Btu/kg

= 107968306,6 Btu/jam

Panas yang dibutuhkan (Q2-Q1) = (107968306,6 -13496252,31) Btu/jam

= 94472054,28 Btu/jam

Effisiensi = 75%, maka :

Total kebutuhan panas = jamBtu /1259627390,75

Btu/jam 894472054,2=

Jumlah bahan bakar = ( jamBtu /125962739 ) / (19860 Btu/lbm)

= 6342,5346 lbm/jam × 0,45359 kg/lbm

= 2876,9103 kg/jam

Kebutuhan solar = (2876,9103 kg/jam) / (0,89 kg/ltr)

= 3232,4834 ltr/jam

Kebutuhan solar total = 32,1308 + 3232,4834 = 3264,6142 ltr/jam

7.6 Unit Pengolahan Limbah

Limbah dari suatu pabrik harus diolah sebelum dibuang ke badan air atau

atmosfer, karena limbah tersebut mengandung bermacam-macam zat yang dapat

membahayakan alam sekitar maupun manusia itu sendiri. Demi kelestarian

lingkungan hidup, maka setiap pabrik harus mempunyai unit pengolahan limbah.

Pada pabrik pembuatan etanol dari molase ini, menghasilkan limbah cair dan

limbah padat yang bersumber dari :

1. Limbah cair hasil pencucian peralatan pabrik

Limbah yang berasal dari pencucian peralatan pabrik diperkirakan mengandung

kerak dan kotoran-kotoran yang melekat pada peralatan pabrik.

2. Limbah air domestik

Limbah ini sebahagian besar mengandung bahan-bahan organik sisa pencernaan,

urine dan sisa dapur yang bercampur limbah padat dan cair.

3. Limbah laboratorium


Limbah yang berasal dari laboratorium mengandung bahan-bahan kimia yang

dipergunakan untuk menganalisa mutu bahan baku dan produk yang dihasilkan

maupun yang dipergunakan untuk penelitian dan pengembangan proses.

4. Limbah cair dari proses destilasi

Limbah ini sebahagian besar kandungannya adalah air yang didalamnya

terkandung glukosa dan etanol yang tidak terpisahkan pada proses destilasi.

Limbah ini dapat langsung dibuang karena tidak berbahaya bagi lingkungan.

5. Limbah padat

Limbah padat pada pabrik pembuatan etanol dari molase ini adalah abu dan

Saccharomyces cereviciae. Abu yang telah dipisahkan dari molase di jual untuk

industri pakan ternak dan pupuk organik, sedangkan Saccharomyces cereviciae

dikembangbiakkan untuk digunakan kembali pada proses peragian selanjutnya.

Pengolahan limbah cair pabrik ini dilakukan dengan menggunakan activated

sludge (sistem lumpur aktif), mengingat cara ini dapat menghasilkan effluent dengan

BOD yang lebih rendah (20-30 mg/l), lahan yang diperlukan relatif kecil, waktu

penguraian dan pengolahan relatif singkat, dengan effisiensi pengolahan 90%.

(Hammer, 1986).

Unit pengolahan limbah mencakup beberapa unit yaitu :

a. Unit penampungan

b. Unit penetralan

c. Unit sedimentasi

d. Unit pengolahan secara biologi dengan menggunakan metode activated sludge.

7.6.1 Perhitungan total air buangan pabrik

Diperkirakan jumlah air buangan pabrik :

1. Limbah laboratorium

Diperkirakan air buangan laboratorium = 1620 ltr/jam

2. Limbah domestik = 10.000 ltr/jam

Total limbah buangan = 11620 ltr/jam = 11,62 m3/hari

7.6.2 Perkiraan dimensi bak


1. Bak penampungan

Fungsi : tempat menampung air limbah sementara

Bentuk : persegi panjang

Jumlah : 1 unit

Limbah bersifat asam

Laju volumetrik air buangan = 11,62 m3/hari

Bak dirancang untuk menampung buangan selama 2 hari

Faktor keamanan = 20 %

Volume bak = 1,2 × 2 × 11,62 m3/jam = 27,888 m3

Volume bak = p × l × t

Panjang bak (p) = 3 × tinggi bak

Lebar bak (l) = 2 × tinggi bak

27,888 m3 = 3t × 2t × t

27,888 m3 = 6t3 ; t = 1,6688 m

Maka tingi bak, t = 1,6688 m

Panjang bak, p = 5,0066 m

Lebar bak, l = 3,3377 m

Luas bak penampung = 5,0066 m ×3,3377 m = 16,7107 m2

2. Bak pengendapan awal

Fungsi : menghilangkan padatan dengan cara pengendapan


Jumlah : 1 unit

- Laju volumetrik air buangan = 11,62 m3/hari

- Laju overflow maksimum = 32 m3/m2.hari

- Waktu tinggal direncanakan = 2 jam

Bak terisi 80 % maka volume bak sedimentasi :

= 8,0

jamhari/241jam2/harim11,62 3 ×× = 1,2104 m3

Direncanakan ukuran bak sebagai berikut :


- panjang bak (p) = 2 × lebar bak (l)

- tinggi bak (t) = lebar bak (l)

Maka :


1,2104 = 2 l × l × l = 2 l3

l = 3

22104,1

lebar bak = 0,8458 m

jadi dimensi bak :

panjang = 1,6917 m

lebar = 0,8458 m

tinggi = 0,8458 m

luas bak = 0,8458 m × 1,6917 m = 1,4308 m2

3. Bak penetralan

Fungsi : tempat menetralkan pH limbah yang bersifat asam

Air buangan dari pabrik yang menghasilkan bahan-bahan organik

biasanya pH = 5 (Hammer,1986). Untuk menetralkan air limbah

digunakan Na2CO3


Jumlah : 1 unit

Laju volumetrik air buangan = 11,62 m3/hari

Soda abu (Na2CO3) = 0,15 gr soda abu/30 ml air limbah

Jumlah soda abu yang dibutuhkan =(11620×1000) ml/hari×(0,15gr/30 ml)

= 58100 gr/hari = 58,1 kg/hari

= 2,4208 kg/jam

ρ Na2CO3 pada 27 oC, 1 atm (Perry, 1997) = 1360,94 kg/m3 = 84,96 lb/ft3

Laju volumetrik Na2CO3 = 33 /1000

/94,,1360/24/4208,2 mltr

mkgharijamjamkg

××

= 42,6904 ltr/hari

Laju volumetrik total :


= (laju volumetrik limbah buangan + laju volumetrik Na2CO3)

= (11620 ltr/hari + 42,6904 ltr/hari)

= 11662,6904 ltr/hari = 11,6626 m3/hari

Bak terisi 80 % dengan waktu tinggal 2 hari, maka volume bak :

= 33

1565,2928,0

/6626,11 mhariharim=×

Direncanakan ukuran bak sebagai berikut :

- panjang bak (p) = 3 × tinggi bak (t)

- Lebar bak (l) = 2 × tinggi bak (t)

Maka :


29,1565 m3 = 3t × 2t × t = 6 t3

t = 361565,29

tinggi bak = 1,6937 m

Maka :

Panjang bak = 5,0813 m

Lebar bak = 3,3875 m

Luas bak penetral = 5,0813 m × 3,3875 m = 17,2132 m2

7.6.3 Pengolahan limbah dengan sistem activated sludge (lumpur aktif)

Pengolahan limbah cair pabrik ini dilakukan dengan menggunakan activated

sludge (sistem Lumpur aktif), mengingat cara ini dapat menghasilkan effluent

dengan BOD yang lebih rendah (20-30 mg/l) (Perry, 1999)

Proses lumpur aktif merupakan proses aerobis dimana flok lumpur aktif

(lumpur yang mengandung mikroorganisme mikroflora dan mikrofauna) tersuspensi

di dalam campuran lumpur yang mengandung O2. Biasanya mikroorganisme yang

digunakan merupakan kultur campuran seperti bakteri (Sphaerotilus natans,

Thiothrix sp, Lactobacillus sp, Peloploca sp, protozoa, fungi, Leptomitus sp,

Geothricum candidum rotifera dan nematode dan lain - lain.


Flok lumpur aktif ini sendiri merupakan makanan bagi mikroorganisme ini sehingga

akan diresirkulasi kembali ke tangki aerasi.

Data :

BOD5 = Biochemical Oxygen Demand

- untuk limbah domestik dan pencucian alat = 1620 1/hari

- untuk limbah proses = 10.000 l/hari

BOD5 Perkapita = harikapital

harikapitag./150

10./5,52 3×

= 350 mg/l (Eckenfelder, W.W, 2000)

Diperkirakan : BOD5 = 90 mg/l.hari (Azad, H.S, 1976)

- Laju alir volumetrik limbah, (Q) = 11620 l/hari

Desain proses lumpur aktif (activated sludge) yang diinginkan sebagai berikut :

- Influent :

BOD5 rata-rata = 11620

)162090()10000350( ×+×

V = 313,7521 mg/l

- Effluent :

BOD5 = 50 mg/l (Kep-03/MENLH/1/1998 ; tentang baku mutu limbah cair bagi

kegiatan kawasan industri).

- Temperatur operasi = 30oC

- STR (Solid Retention Time), θ c = 10 hari

- Mixed Liquor Suspended Solids, MLSS = 4000 mg/l

(Metcalf &Eddy, 2003)

- Rasio antara Mixed Volatile Liquor Suspended Solids,

MLVSS dengan Mixed Liquor Suspended Solids,

MLSS = 0,8

8,0=MLSS

MLVSS (Metcalf &Eddy, 2003)


Dari tabel 9-7 : Metcalf &Eddy, 1979, diperoleh sebagai berikut :

Tabel 7.4 Nilai koefisien kinetika untuk proses lumpur aktif pada suhu 20oC

Koefesien Simbol Satuan Nilai • Laju spesifik pertumbuhan

maksimum • Koefesien endogenous decay • Koefesien aktivitas temperatur

untuk : - mµ

- Kd

• Koefisien yield sel • Laju maksimumsubstrat utilization

mµ

Kd θ

Y K’

Hari-1

Hari-1

- -

mgVSS/mgBOD5 (mg/l)-1 .hari-1

6

0,06

1,07 1,04 0,6 0,03

Untuk koefisien kinetika pada 27oC diperoleh dengan menggunakan persamaan

dibawah ini :

KT = k20. θ (T-20)

maka : - mµ .27 = mµ .20. θ (T-20)

= 6 ×1,07(27-20)

= 9,6347 hari-1

- Kd.27 = kd.20. θ (T-20) = 0,06 ×1,04(27-20) = 0,079 hari-1 Perhitungan :

1. Menentukan Soluble BOD effluent (keluaran), S :

E = 1000

0 ×−

SSS

S = S0 - 100

0SE ×

= 313,7521 - 100

7521,31390 ×

= 31,3752 mg/l

Asumsi :

- Total suspended solids, TSS pada effluent = 15 mg/l


- Rasio antara Volatile suspended solids dengan total suspended

solids :


8,0=TSSVSS

- 1 mg BOD = 1,42 mg VSS

Maka :

BOD dari VSS pada effluent = lTSSmgTSSmg

VSSmgVSSmg

BODmg /158,042,1

1××

= 8,4507 mg/l

Total BOD5 effluent = (31,3752 + 8,4507) mg/l

= 39,8259 mg/l (memenuhi < 50 mg/l)

2. Menentukan volume kolam aerasi, ukuran kolam aerasi dan waktu tinggal

cairan :

a. Volume kolam aerasi, V

Asumsi : Pada tangki pengendap awal biasanya terjadi pengurangan BOD5

sekitar 25 s/d 45 % (Metcalf &Eddy, 2003)

Diambil pengurangan BOD5 sebesar 25 % , maka BOD5 influent (masukan)

ke kolam aerasi, So :

So = (1- 0,25) ×313,7521 mg BOD5/l = 235,1790 mg BOD5/l

X = konsentrasi padatan di dalam system

= 0,8. MLSS

= 0,8 ×4000 mg/l

= 3200 mg/l

V = cd

oc

kXSSQY

θθ

.1.().(.

+− (Pers. 9-67 : Metcalf &Eddy, 1979)

= )10079,0(1(/3200

/)3752,311790,235(6,0/11620101 hariharilmg

lmgharilhari×+×−×××

−

= 2480,6565 l = 2,48065 m3

b. Ukuran kolam aerasi :

Direncanakan : - Tinggi cairan dalam kolam = 1,3 m

- Jumlah kolam = 1 unit

Perbandingan lebar dan tinggi cairan = 1 : 1 (Metcalf &Eddy, 2003)

Lebar kolam, l = 1 ×1,3 m = 1,3 m

Maka panjang (p) masing – masing kolam :


V = p × l × t

2,4806 m3 = p × 1,3 m × 1,3 m

p = 1,4678 m

Faktor kelonggaran = 0,5 m diatas permukaan cairan (Metcalf &Eddy, 1979)

Jadi ukuran kolam aerasi sebagai berikut :

Panjang kolam, p = 1,4678

Lebar kolam, l = 1,3 m

Tinggi kolam,t = (1,3 + 0,5) = 1,35 m

Total luas area kolam aerasi = 1 ×p × l

= 1 ×1,4678 ×1,3 = 1,9081 m2

c. Waktu tinggal cairan di dalam kolam aerasi, τ :

2134,0/11620

6565,2480 3

==haril

mτ hari

= 5,1235 jam

3. Menentukan jumlah lumpur (sludge) yang dihasilakan, Px :

a. Jumlah lumpur berdasarkan pada volatile suspended solids (VSS), Px, VSS :

Px, VSS = cd

o

kSSYQ

θ.1).(.

+− (Pers. 8-14 : Metcalf &Eddy, 2003)

Q = Laju alir volumetrik limbah = 11620 l/hari

So = Konsentrasi BOD influent = 235,1790 mg/l

S = Konsentrasi BOD effluent = 31,3752 mg/l

Px, VSS = )10079,0(1

)3752,311790,235(6,011620×+

−××

= 793810,1082 mg VSS/hari = 0,7938 kg VSS/hari

b. Jumlah lumpur berdasarkan pada total suspended solids (TSS), Px, TSS :

Px, TSS = 9922,08,0

7938,00,8

P VSSx, ==

4. Menentukan ratio food to microorganisme, F/M :

F/M = hariMLVSSkgVX

BODkgSQ o

.....

= 13442,06565,2480/3200

/1790,235/11620 −=×× hari

literlmglmgharil


5. Menentukan jumlah oksigen (O2) yang dibutuhkan, Ro :

Ro = VSSXo Pf

SSQ..42,1

).(−

− (Pers.10-12 : Metcalf &Eddy, 2003)

F = faktor konversi BOD5 ke BODL (BOD utilized) = 0,68


Ro = )/7938,0(42,168,0

10/)3752,311790,235(11620 6

harikglmg−

×− −

= 2,3554 kg O2/hari

= 0,0981 kg O2/jam

6. Menentukan daya yang dibutuhkan aerator :

Ro = 0,0981 kg O2/jam

⇒ Tipe aerator yang akan digunakan : Coarse bubble diffuser aerator dengan

laju transfer oksigen , N0 = 2,1 kg.O2/kW. Jam (3,4 lb O2/hp.jam)

(tebel 5.5 : Eckenfelder, W.W, 2000)

⇒ Konsentrasi oksigen (O2) jenuh pada 27oC pada ketinggian 2000 ft (610 m),

CW = 7,75 mg/l (tabel 5.1 : Eckenfelder, W.W, 2000)

⇒ Konsentrasi aerasi : α = 0,85 dan β = 1 (Metcalf &Eddy, 1979)

⇒ Asumsi : konsentrasi oksigen yang teradopsi di dalam cairan, CL = 2 mg/l

Maka laju transfer oksigen pada kondisi diatas, N :

N = αβ

××

− − )20(0 024,1

17,9. TLw CC

N (Pers. 10-13 : Metcalf &Eddy, 2003)

N = 85,0024,117,9

2)75,71(1,2 )2027( ××

−× −

= 1,3214 kg O2/kW.jam

Total daya yang dibutuhkan dengan effisiensi alat 75 % :

kW = 1329,00990,0./3214,175,0

/0981,0

2

2 ==×

kWjamkWkgO

jamkgO

7. Penentuan jumlah flok yang diresirkulasi (Qr)

Rasio flok yang diresirkulasi, R :

Qr.Xr = (Q + Qr). X

Dimana : Q = laju alir volumetrik limbah, l/hari

Qr = laju lumpur aktif yang dikembalikan (RAS), l/hari

Xr = konsentrasi lumpur aktif yang dikembalikan, g/m3


R = Qr/Q

R.Xr = (1 + R). X

Asumsi : Xr = 10.000 g/m3 = 10.000 mg/l

R = 4000/(10.000 – 4000) = 0,67

Qr = Q.R = 11620 × 0,67) = 7785,4 l/hari

8. Menentukan ukuran unit sedimentasi

Fungsi sedimentasi bertujuan untuk mengendapkan lumpur yang dihasilkan dari

kolam aerasi.

Asumsi : laju hidraulik over flow pada clarifier = 6 m3/m2.hari (Metcalf &

Eddy, 2003)

Maka : Area clarifier, A = 23

23 9366,110001

./6/11620 m

lm

harimmharil

=×

Diameter clarifier, D = mA 5706,114,39366,14.4 2

12

1

=

×=

π

Direncanakan :

- tinggi silinder, Hs = 1,2 m

- tinggi konis, Hk = 1/3 Hs = 1/3 × 1,2 = 0,4 m

- tinggi total clarifier = Hs + Hk = 1,2 + 0,4 = 1,6 m

Volume clarifier = volume silinder + volume kerucut

= ( 41 . π D2.Hs) + ( 12

1 π .D2.Hk)

= ( 41 (3,14). (1,57062). 1,2) + ( 12

1 .(3,14). (1,57062). 0,4)

= 2,5819 m3

9. Kebutuhan nutrisi mikroba pada lumpur aktif

BOD yang dihilangkan, BODrem

= (S0 – S), Q

= (235,1790 – 31,3752) mg/l ×11620 l/hari ×10-6 kg/mg

= 2,3682 kg/hari

Nutrisi yang dibutuhkan untuk pertumbuhan mikroba adalah Nitrogen (N) dan

Phospor (P), dimana rasio penggunaannya adalah :

BODrem : N : P = 100 : 5 : 1 (Eckenfelder, W.W, 2000)


Nitrogen yang dibutuhkan = BODrem × 5/100

= 2,3682 × 5/100

= 0,1184 kg N/hari

Sebagai sumber nitrogen digunakan pupuk urea. Kandungan nitrogen didalam

pupuk urea = 46 % (PT. Coca-cola Bottling Indonesia Notherm Sumatera, 2005)

Urea yang dibutuhkan = 0,1184 ×100/46

= 0,2574 kg urea/hari

Phospor yang dibutuhkan = BODrem ×1/100

= 2,3682 ×1/100 = 0,023682 kg P/hari

Sebagai sumber phospor digunakan pupuk TSP (Triple Super Phosphat).

Kandungan phosphor didalam pupuk TSP = 20 % (PT. Coca-cola Bottling

Indonesia Notherm Sumatera, 2005).

TSP yang dibutuhkan = 0,023882 ×100/20

= 0,1184 kg TSP/hari

Maka nutrisi /pupuk yang dibutuhkan :

- Urea = 0,2574 kg/hari

- TSP = 0,1184 kg/hari

Luas Areal Pengolahan Limbah :

Tabel 7.5 Perkiraan Luas areal pengolahan limbah

Unit Luas Areal (m2)

- Bak penampungan

- Bak penetralan

- Bak pengendap awal

- Kolam aerasi (activated sludge)

- Unit sedimentasi

16,7107

17,2132

1,4308

1,9081

1,9366

Total 39,1994

Luas areal pengolahan limbah diambil 110 % dari luas total, maka :

Luas areal pengolahan limbah = 110 % × 39,1994 m2

= 43,1193 m2


7.7 Spesifikasi Peralatan Utilitas

7.7.1 Pompa air sungai (P-101)

Fungsi : Mengalirkan air dari sungai menuju ke bak penampung.

Jenis : pompa sentrifugal

Daya pompa : 7 HP

Jumlah : 1 buah

Bahan konstruksi : Commercial steel

Temperatur : 25 oC

7.7.2 Bak Penampung (BP-101)

Fungsi : Menampung air dan mengendapkan lumpur yang terbawa dari

sungai.

Jumlah : 1 buah


Tinggi bak : 66,4317 m

Lebar bak : 132,8634 m

Panjang bak : 199,2953 m

Bahan konstruksi : Beton kedap air

Temperatur : 25 oC

7.7.3 Pompa bak penampungan (P-102)

Fungsi : Memompakan air dari bak penampungan menuju ke clarifier.


Daya pompa : 7 HP

Jumlah : 1 buah


Temperatur : 25 oC

Tekanan : 1 atm


7.7.4 Tangki Pelarutan Aluminium Sulfat Al2(SO4)3 (TP-101)

Fungsi : Tempat untuk melarutkan Aluminium Sulfat Al2(SO4)3


Diameter tangki : 1,1745 m

Tinggi tangki : 5,7802 m

Tebal tangki : 2/15 in

Putaran motor : 1 rps

Daya motor : 1/20 HP

Jumlah : 1 buah

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283,Grade C

Temperatur : 25 oC


7.7.5 Pompa Larutan Aluminium sulfat (P-103)

Fungsi : Menginjeksikan larutan alum ke tangki clarifier.

Jenis : pompa injeksi

Daya pompa : 1/10 HP

Jumlah : 1 buah


Temperatur : 25 oC

7.7.6 Tangki Pelarutan Natrium Karbonat (TP-102)

Fungsi : Tempat untuk melarutkan Natrium Karbonat.






Daya motor : 1/3 HP

Jumlah : 1 buah



Temperatur : 25 oC


7.7.7 Pompa Larutan Natrium Karbonat (P-104)

Fungsi : Menginjeksikan larutan Natrium Karbonat ke tangki

clarifier.



Jumlah : 1 buah


Temperatur : 25 oC

Tekanan : 1 atm

7.7.8 Clarifier (CL)

Fungsi : Sebagai tempet untuk memisahkan kontaminan terlarut dan

tersuspensi dari air dengan menambahkan alum yang

menyebabkan frekuensi dan penambahan soda abu agar

reaksi alum dengan lumpur dapat terjadi sempurna.

Jenis : Continous Thickener

Kapasitas : 548653,986 kg/jam

Diameter clarifier : 4,0677 m

Tinggi clarifier : 6,1015 m

Tebal clarifier : 1/3 in

Daya clarifier : 1/20 hp

Jumlah : 2 buah

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 Grade C

Temperatur : 25oC


7.7.9 Pompa Clarifier (P-105)

Fungsi : Mengalirkan air dari clarifier ke sand filter.



Daya pompa : 14 HP

Jumlah : 1 buah


Temperatur : 25 oC

Tekanan : 1 atm

7.7.10 Sand Filter (SF)

Fungsi : Menyaring partikel-partikel yang masih terbawa dalam air

yang keluar dari clarifier..


Diameter : 6,6255 m

Tinggi head : 1,6563 m

Tebal dinding : 11,1573 m

Tebal sand filter : 1/3 in

Jumlah : 1 buah


Temperatur : 25oC

Tekanan : 1 atm


7.7.11 Pompa Sand Filter (P-106)

Fungsi : Memompakan air dari sand filter ke menara air.

Jenis : Pompa Sentrifugal

Daya pompa : 16 HP

Jumlah : 2 buah


Temperatur : 25 oC

Tekanan : 1 atm


7.7.12 Menara Air (MA)

Fungsi : Menampung air untuk didistribusikan sebagai air domestik

dan air umpan ketel.


Diameter : 6,6483 m

Tinggi : 8,3103 m



Temperatur : 25oC


7.7.13 Tangki Pelarutan Asam Sulfat(TP-103)

Fungsi : Tempat untuk melarutkan Asam sulfat






Daya motor : 1/7 HP

Jumlah : 1 buah


Temperatur : 25 oC


7.7.14 Pompa Larutan Asam Sulfat (P-107)

Fungsi : Menginjeksikan larutan asam sulfat ke cation exchanger.


Daya pompa : 1 HP

Jumlah : 1 buah


Temperatur : 25 oC

Tekanan : 1 atm


7.7.15 Penukar Kation / Cation Exchanger (CE)

Fungsi : Mengurangi kesadahan air.




Tinggi dinding : 1,2826 m


Jumlah : 1 buah


Temperatur : 25 oC


7.7.16 Pompa Cation Exchanger (P-109)

Fungsi : Memompakan air dari Cation Exchanger ke anion

exchanger.



Jumlah : 1 buah


Temperatur : 25 oC

Tekanan : 1 atm

7.7.17 Tangki Pelarutan Natrium Hidroksida (TP-104)

Fungsi : Tempat untuk membuat larutan natrium hidroksida.






Daya motor : 2/9 HP

Jumlah : 1 buah



Temperatur : 25 oC


7.7.18 Pompa larutan Natrium Hidroksida (P-108)

Fungsi : Menginjeksikan larutan natrium hidroksida ke anion

exchanger.

Jenis : Pompa injeksi


Jumlah : 1 buah


Temperatur : 25 oC

Tekanan : 1 atm

7.7.19 Penukar Anion / Anion Exchanger (AE)

Fungsi : Mengikat sisa-sisa anion yang keluar dari cation exchanger..


Diameter : 1,9240 m


Tinggi dinding : 1,2826 m


Jumlah : 1 buah


Temperatur : 25 oC


7.7.20 Pompa Anion Exchanger (P-110)

Fungsi : Memompakan air dari Anion Exchanger ke Deaerator.


Daya pompa : 1 HP

Jumlah : 1 buah



Temperatur : 25 oC

Tekanan : 1 atm

7.7.21 Menara Air Pendingin / Cooling Tower (CT)

Fungsi : Mendinginkan air pendingin bekas.


Tinggi bak : 4,0314 m

Lebar bak : 4,0314 m

Panjang bak : 2,6876 m

Jenis : Mechanical induced draft fan

Temperatur : 25 oC

Tekanan : 1 atm

7.7.22 Pompa Cooling Tower (P-112)

Fungsi : Memompakan air pendingin bekas dari bak air pendingin

bekas dari menara pendingin (cooling tower) menuju proses.


Daya pompa : 3/2 HP

Jumlah : 1 buah


Temperatur : 25 oC

Tekanan : 1 atm

7.7.23 Tangki Pelarutan Kaporit (TP-106)

Fungsi : Tempat untuk membuat larutan kaporit.





Putaran motor : 2,5 rps


Daya motor : 1/20 HP

Jumlah : 1 buah


Temperatur : 25 oC


7.7.24 Pompa larutan Kaporit (P-113)

Fungsi : Menginjeksikan larutan kaporit ke air domestik.

Jenis : Pompa injeksi


Jumlah : 1 buah


Temperatur : 25 oC

Tekanan : 1 atm

7.7.25 Tangki Penampung Sementara Air Domestik (TP-105)

Fungsi : Tempat untuk mencampur larutan kaporit.





Jumlah : 1 buah

Bahan konstruksi : Beton

Temperatur : 25 oC



7.7.26 Pompa Tangki Air Domestik (P-114)

Fungsi : Memompakan air domestik dari tangki penampung ke

kebutuhan domestik.

Jenis : Pompa sentrifugal


Jumlah : 1 buah


Temperatur : 25 oC

Tekanan : 1 atm

7.7.27 Daerator (DE)

Fungsi : .Menghilangkan gas-gas terlarut dalam air.





Jumlah : 1 buah

Bahan konstruksi : Carbon Steel A-283 Grade C

Temperatur : 25 oC


7.7.28 Pompa Daerator (P-111)

Fungsi : Menghilangkan air dari daerator menuju boiler.

Jenis : Pompa sentrifugal

Daya pompa : 1/3 HP

Jumlah : 1 buah


Temperatur : 25 oC

Tekanan : 1 atm


7.7.29 Boiler (B)

Fungsi : .Menghasilkan uap untuk keperluan proses

Jenis : Pipa api.

Kapasitas uap : 115351,5096 lb/jam

Diameter pipa : 6 in

Tinggi pipa : 20 ft

Jumlah : 1 buah


Bahan konstruksi : Carbon Steel A-283 Grade C

Jumlah pipa : 930

Daya ketel : 3225,3075 HP


FLOWDIAGRAM PROSES PENGOLAHAN AIR

Kode Instrumentasi

LCFC

Keterangan

Level ControlFlow Control

Kode Keterangan

SSCBP

TP-101TP-102TP-103TP-104

CLSFMA

WCTPUCEAEDEB

SungaiScreeningBak PengendapanTangki Pelarutan Al2(SO4)3Tangki Pelarutan Na2CO3Tangki Pelarutan H2SO4Tangki Pelarutan NaOHClarifierSand FilterMenara AirWater Cooling TowerPompa UtilitasKation ExchangerAnion ExchangerDeaeratorBoiler

DEPARTEMEN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK

UNIVERSITAS SUMATERA UTARA

MEDAN

PRA RANCANGAN PABRIK PEMBUATAN BIOETANOL DARI MOLASE DENGAN KAPASITAS 98.000 TON/TAHUN

Skala : Tanpa Skala Tanggal Tanda Tangan Digambar Nama : Nursinta Tarigan

1.Nama : Dr.Ir. Irvan, Msi NIP : 132 126 842

Diperiksa/Disetujui

2.Nama : Mersi S Sinaga, ST, MT NIP : 132 206 946

DIAGRAM ALIR PENGOLAHAN AIR PABRIK PEMBUATAN BOIETANOL DARI MOLASE

NIM : 060425010

Air Pendingin Bekas

SF

MA

Air Pendingin

Air Proses

WCT

PU-106

PU-112

CE AE

Kondensat

PU-107

PU-108

PU-109

PU-111

udara

fuel

stac

k ga

s

B

PU-01

FCSC

PU-02

FC

BS CL

PU-105

FC

TP-101 PU-103

LC

PU-104TP-102

LC

TP-104

LC

TP-103

LC

DE

PU-110

TP-105PU-114

TP-106

FC

PU-113

Kaporit

FC

Steam

Domestik

S


BAB VIII

LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK

8.1 Gambaran Umum

Susunan peralatan dan fasilitas rancangan diagram alir proses merupakan

syarat penting di dalam memperkirakan biaya secara akurat sebelum mendirikan

pabrik atau desain secara terperinci, meliputi desain perpipaan, fasilitas bangunan,

tata letak peralatan kelistrikan, dan lain-lain. Hal ini secara khusus memberikan

informasi yang dapat diandalkan terhadap biaya bangunan dan tempat, sehingga

dapat diperoleh perhitungan biaya yang terperinci sebelum pendirian pabrik

8.2 Lokasi Pabrik

Secara geografis penentuan lokasi pabrik sangat menentukan kemajuan serta

kelangsungan dari industri tersebut, baik pada masa berproduksi maupun pada masa

yang akan datang, karena hal ini berpengaruh terhadap faktor produksi dan distribusi

dari pabrik yang didirikan. Pemilihan yang tepat mengenai lokasi pabrik harus

memberikan suatu perhitungan biaya dan distribusi yang minimal serta pertimbangan

sosiologi yaitu pertimbangan dalam mempelajari sifat dan sikap masyarakat sekitar

lokasi pabrik.

Berdasarkan faktor-faktor tersebut, maka pabrik pembuatan etanol dari

molase direncanakan berlokasi di sekitar hilir sungai Silau, Asahan, Sumatera Utara,

karena dekat dengan pelabuhan. Dalam menentukan lokasi dari pabrik, maka perlu

diperhatikan faktor-faktor yang mempengaruhi, yaitu :


1. Faktor Primer

Faktor primer secara langsung mempengaruhi tujuan utama dalam usaha

pembuatan pabrik. Tujuan utama meliputi produksi dan distribusi produksi yang

diatur menurut macam, kualitas, waktu dan tempat yang dibutuhkan. Konsumen

pada tingkat harga yang terjangkau, sedangkan pabrik masih dapat memperoleh

keuntungan yang wajar.

• Letak Sumber Bahan Baku

Idealnya sumber bahan baku tersedia dekat lokasi pabrik, hal ini lebih

menjamin penyediaan bahan baku dan kontinuitasnya. Setidaknya dapat

mengurangi keterlambatan penyediaan bahan baku. Penempatan lokasi pabrik

yang dekat dengan sumber bahan baku juga dapat menurunkan biaya transportasi

dan penyimpanan. Pengadaan bahan baku direncanakan berasal dari PTPN II Sei

Semayang.

• Pemasaran

Pemasaran produk dari suatu industri ditujukan pada penggunaan dari

produk tersebut. Hal ini didasarkan pada kebutuhan manusia akan penggunaan

etanol sebagai bahan pelarut untuk berbagai industri seperti industri farmasi,

kosmetik, bahan makanan dan lain-lain. Konsumsi etanol di Indonesia dipastikan

akan terus meningkat, maka lokasi pabrik yang ditetapkan ini diperkirakan akan

menguntungkan karena berada di daerah Sumatera Utara.

• Fasilitas Transportasi dan Komunikasi

Faktor transportasi perlu diperhatikan dalam merencanakan lokasi

pendirian pabrik, yaitu transportasi bahan baku dan transportasi produk. Jarak

lokasi pabrik dengan pasar harus dapat dijangkau. Dengan lancarnya transportasi


dari lokasi pabrik dengan lokasi pemasaran produk maka produktivitas pabrik

akan berjalan lancar. Begitu juga dengan komunikasi yang lancar akan

meningkatkan produktivitas pabrik tersebut, oleh karena itu lokasi pabrik yang

akan dibangun harus memiliki jaringan telepon agar hubungan dari luar kedalam

pabrik dan dari dalam keluar pabrik dapat berjalan lancar.

• Tenaga Kerja

Tersedianya tenaga kerja menurut kualifikasi tertentu merupakan faktor

penting pada penetapan lokasi pabrik, biasanya skilled labour (tenaga kerja ahli)

dari daerah setempat tidak selalu tersedia. Bila didatangkan dari tempat lain

dibutuhkan biaya transportasi atau penyediaan fasilitas sebagai penarik.

Sedangkan tenaga kerja kasar, operator serta tenaga kerja menengah dapat

dipenuhi dari penduduk atau tenaga kerja yang bermukim disekitar lokasi pabrik

yang direncanakan.

Pertimbangan pemilihan lokasi pabrik :

1. Adanya skilled labour (tenaga kerja ahli) yang dibutuhkan sesuai rencana.

2. Jumlah tenaga kerja yang dibutuhkan dapat dipenuhi.

3. Besar kecil upah umum didaerah tersebut dapat diberikan.

• Bahan Bakar

Faktor bahan bakar juga sangat mempengaruhi kelangsungan pabrik.

Pemilihan lokasi pabrik yang dekat dengan sumber bahan bakar dapat

menghemat biaya pengeluaran pabrik. Kebutuhan listrik dapat dipenuhi dengan

memakai jasa Perusahaan Listrik Negara (PLN) setempat. Disamping ini

direncanakan 2 unit generator yang siap jika sewaktu-waktu PLN rusak, dimana

generator tersebut mampu memenuhi seluruh kebutuhan tenaga di pabrik.


• Persediaan Air

Suatu jenis pabrik memerlukan sejumlah air yang cukup banyak tetapi

ada pabrik jenis lain yang tidak begitu banyak memerlukan air. Kebutuhan air

diperoleh dari sungai Silau, di daerah Kuala Tanjung, Asahan, Sumatera Utara

yang debitnya relatif tetap setiap tahun.

2. Faktor Sekunder

• Harga tanah dan Gedung

Harga tanah dan pembangunan gedung yang relatif murah merupakan

daya tarik tersendiri tetapi perlu dikaitkan dengan rencana jangka panjang untuk

masa yang akan datang, misalnya termasuk dikompleks daerah industri ataupun

hanya di daerah tersebut. Jika harga tanah mahal mungkin hanya diperoleh luas

tanah yang terbatas. Pada lokasi rencana pendirian pabrik pembuatan etanol dari

molase ini tanah yang tersedia dalam harga yang terjangkau.

• Kemungkinan perluasan

Kemungkinan perluasan dapat dilakuan disekitar lokasi pabrik, karena

arealnya yang masih kosong dan tidak mengganggu pemukiman yang ada

disekitar lokasi pabrik. Fasilitas yang akan disediakan seperti bengkel, klinik,

tempat ibadah, taman dan lain-lain. Bengkel diperlukan untuk servis alat, yang

terdiri dari perbaikan alat, pembersihan alat serta penyediaan instrument-

instrumen kecil lainnya yang dibutuhkan oleh pabrik.

• Fasilitas Finansial Perkembangan Perusahaan

Suatu pabrik atau perusahaan dibantu oleh fasilitas finansial seperti

adanya pasar modal, bursa, sumber modal, bank, koperasi simpan pinjam serta


lembaga keuangan yang lain. Fasilitas tersebut akan lebih membantu atau lebih

memberikan kemungkinan bagi suksesnya industri dalam usaha pengembangan.

• Masyarakat Daerah

Sikap dan tanggapan masyarakat daerah terhadap pembangunan industri

tersebut perlu diperhatikan secara seksama karena hal ini ikut menentukan

perkembangan industri. Masyarakat daerah dapat merupakan sumber tenaga kerja

maupun tempat pemasaran produk. Tetapi keselamatan dan keamanan dalam

masyarakat perlu dijaga dengan baik, misalnya bahan buangan pabrik yang

berbahaya harus dicarikan pengamanan dan pembuangannya, walaupun bagi

pabrik tambahan biaya, tetapi hal ini merupakan suatu keharusan sebagai

sumbangan kepada masyarakat.

• Iklim di Daerah Lokasi

Suatu pabrik ditinjau dari segi teknik ada kalanya membutukan kondisi

operasi tertentu, misalnya kelembaban udara, suhu rata-rata sekitar pabrik, panas

matahari dan variasi iklim kemungkinan berkaitan dengan kegiatan proses,

penyimpanan bahan baku dan produk. Iklim juga dapat mempengaruhi semangat

kerja, sebab keaktifan kerja para karyawan dapat diatur dengan AC dan Heater

sehingga pengaruh keadaan diluar ruangan dapat dihindari tetapi semua

pengaturan ini akan menambah biaya.

• Keadaan Tanah

Sifat-sifat mekanisme tanah tempat industri akan dibangun harus

diketahui, hal ini berkaitan dengan rencana pondasi untuk bangunan gedung dan

alat-alat pabrik. Misalnya untuk mesin pabrik tertentu yang memerlukan pondasi


yang kuat sehigga keadaan mekanik tanah yang akan diberikan beban ini harus

diketahui.

8.3 Tata Letak Pabrik

Tata letak pabrik adalah suatu perencanaan dan pengintegrasian aliran dari

komponen-komponen produksi suatu pabrik, sehingga diperoleh suatu hubungan

yang ekonomis dan efektif antara operator, peralatan dan gerakan material dari bahan

baku yang menjadi produk.

Maka tata letak pabrik yang baik dapat diartikan sebagai penyusunan yang

teratur dan efisien dari semua fasilitas. Peralatan pabrik dihubungkan dengan tenaga

kerja yang ada didalamnya. Fasilitas pabrik tidak hanya mesin-mesin saja, tetapi

daerah pelayanan termasuk juga tempat penerimaan, pengiriman barang, tempat

pemeliharaan, gudang, dan sebagainya. Adapun tujuan tata letak pabrik adalah

sebagai berikut :

1. Mengurangi jarak pengangkutan bahan baku dan hasil produksi

2. Mengefisiensikan ruang penempatan mesin

3. Mengurangi ongkos produksi

4. Mempertinggi keselamatan kerja

5. Mengurangi waktu produksi

6. Memudahkan upaya pemeliharaan

Desain yang rasional harus memasukkan susuan areal proses. Persediaan

(storage), dan areal pemindahan / areal alternatif (handling area) dalam posisi yang

efisien dengan melihat pada faktor-faktor sebagai berikut ini :


1. Urutan proses produksi

2. Pemeliharaan dan perbaikan

Mesin-mesin dan peralatan pabrik ditempatkan sedemikian rupa sehigga

pemeliharaan dan perbaikannya lebih mudah dilakukan.

3. Safety

Faktor keamanan dalam perencanaan tata letak pabrik dan unit peralatan harus

mendapatkan perhatian yang serius.

4. Kemungkinan perluasan dimasa depan

Tersedia areal yang cukup untuk perluasan pabrik pada masa yang akan datang.

5. Yang menyangkut distribusi air, tenaga listrik dan bahan penunjang lainnya serta

bahan baku.

6. Bangunan, menyangkut luas bangunan, kondisi bangunan dan konstruksinya

yang memenuhi syarat.

7. Fleksibilitas

Dalam perencanaan tata letak pabrik harus dipertimbangkan kemungkinan

perubahan-perubahan yang dilakukan dengan tidak memerlukan biaya yang

tinggi.

8. Ruang kerja pabrik harus luas, sehingga tidak mengganggu keselamatan dan

kesehatan para pekerja serta kelancaran produksi.

9. Masalah pembuangan limbah

Segala buangan pabrik merupakan limbah pabrik. Adapun limbah pabrik ini

sebelum dibuang terlebih dahulu diolah sedemikian rupa sampai ambang batas

yang diperkenankan dan tidak merusak mahluk hidup di lingkungan lokasi pabrik

tersebut.


10. Servis area

Kantin, tempat parkir, ruang ibadah, dan sebagainya diatur sedemikian rupa

sehingga tidak terlalu jauh dari tempat kerja.

Jadi penyusunan tata letak peralatan proses, tata letak bangunan (khususnya

tata letak pabrik) dan lain-lain akan berpengaruh secara langsung pada industri,

modal, biaya produksi, efisiensi kerja dan keselamatan kerja.

Pengaturan tata letak pabrik yang baik akan memberikan keuntungan seperti :

a. Mengurangi jarak transportasi bahan baku dan produksi sehingga mengurangi

material handling.

b. Memberikan ruang gerak yang lebih leluasa sehingga mempermudah perbaikan

mesin dan peralatan yang rusak.

c. Mengurangi ongkos produksi.

d. Meningkatkan keselamatan kerja.

e. Mengurangi kerja seminimum mungkin.

f. Meningkatkan pengawasan operasi dan proses agar lebih baik.

8.4 Perincian Luas Areal Pabrik

Untuk mendirikan suatu pabrik perincian luas tanah yang dipakai secara tetap

dan efisien untuk peletakan alat pabrik ini tidak dapat dilakukan dengan hanya

mengukur luas lahan/tanah yang tersedia untuk tiap-tiap unit peralatan. Hal ini

disebabkan oleh beberapa faktor.

- Jarak antara satu unit peralatan dengan peralatan lainnya harus diperhatikan

untuk menjaga faktor keselamatan

- Penggunaan/peletakan pada posisi atas dan bawah atau dibuat bertingkat


- Penyusunan alat dalam ruang terbuka atau tertutup

- Peletakan gedung yang teratur atau yang sesuai dengan keselamatan kerja.

Untuk mengatasi hal diatas harus disesuaikan dengan rancangan pabrik, maka

dibentuk suatu tim khusus yang bertugas mengevaluasi penggunaan luas tanah sesuai

dengan kondisi dan kapasitas yang dirancang.

Secara garis besar luas lokasi dan pembangunan fasilitas lainnya dapat

diperinci seperti terlihat dalam tabel 8.1

Tabel 8.1 Perincian Luas Areal Pabrik

No Bangunan Luas (m2) 1 Areal proses 8000 2 Areal produk 3000 3 Bengkel 200 4 Areal bahan baku 4000 5 Pengolahan limbah 1000 6 Laboratorium 100 7 Stasiun operator 100 8 Pengolahan air 3000 9 Ruang boiler 100

10 Pembangkit listrik 400 11 Pemadam kebakaran 80 12 Kantin 120 13 Perpustakaan 80 14 Parkir 200 15 Perkantoran 300 16 Daerah perluasan 6000 17 Pos keamanan 40 18 Tempat ibadah 80 19 Poliklinik 50 20 Mess karyawan 1000 21 Taman 200 22 Jalan 870 23 Aula 80 Total 29000

Jadi, direncanakan pengadaan tanah untuk pembangunan pabrik pembuatan

Etanol dari molase ini sekitar 2.9000 m2. Susunan areal – areal bagian pabrik Etanol

seperti yang tertera pada Tabel 8.1 dapat dilihat pada gambar 8.1.


18

15

22

5

6

18

4

10

Jalan Raya

18

19

8

2 3

9

7

1

17

14

16

14

13 12

20

2123

Tanpa Skala

SUN

GAI

11 21

17

17

Gambar 8.1. Tata Letak Pabrik Etanol


Keterangan Gambar:

No Keterangan No Keterangan

1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

Daerah Proses

Areal Produk

Bengkel

Areal Bahan Baku

Pengolahan Limbah

Laboratorium

Stasiun Operator

Pengolahan Air

Ruang Boiler

Pembangkit Listrik

Unit Pemadam Kebakaran

Kantin

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

Perpustakaan

Parkir

Perkantoran

Daerah Perluasan

Pos Keamanan

Tempat Ibadah

Poliklinik

Mess Karyawan

Taman

Jalan

Aula


BAB IX

ORGANISASI DAN MANAJEMEN PERUSAHAAN

Masalah organisasi merupakan hal yang penting dalam perusahaan, hal ini menyangkut efektivitas dalam peningkatan kemampuan perusahaan dalam memproduksi dan mendistribusikan produk yang dihasilkan. Dalam upaya peningkatan efektivitas dan kinerja perusahaan maka pengaturan atau manajemen harus menjadi hal yang mutlak. Tanpa manajemen yang efektif dan efisien tidak akan ada usaha yang berhasil cukup lama. Dengan adanya manajemen yang teratur baik dari kinerja sumber daya manusia maupun terhadap fasilitas yang ada secara otomatis organisasi akan berkembang.

9.1 Organisasi Perusahaan

Perkataan organisasi, berasal dari kata lain “organum” yang dapat berarti alat, anggota

badan. James D. Mooney, mengatakan : “Organisasi adalah bentuk setiap perserikatan

manusia untuk mencapai suatu tujuan bersama”, sedang Chester I. Barnard memberikan

pengertian organisasi sebagai : “Suatu sistem dari pada aktivitas kerjasama yang dilakukan

dua orang atau lebih” (Manulang, 1982).

Dari pendapat ahli yang dikemukakan di atas dapat diambil arti dari kata organisasi,

yaitu kelompok orang yang secara sadar bekerjasama untuk mencapai tujuan bersama dengan

menekankan wewenang dan tanggung jawab masing – masing. Secara ringkas, ada tiga unsur

utama dalam organisasi, yaitu :

1. Adanya sekelompok orang

2. Adanya hubungan dan pembagian tugas

3. Adanya tujuan yang ingin dicapai

Menurut pola hubungan kerja serta wewenang dan tanggung jawab, maka bentuk-

bentuk organisasi itu dapat dibedakan atas :

1. Bentuk organisasi garis

2. Bentuk organisasi fungsional

3. Bentuk organisasi garis dan staf

4. Bentuk organisasi fungsional dan staf

9.1.1 Bentuk Organisasi Garis

Ciri dari organisasi garis adalah : organisasi masih kecil, jumlah karyawan sedikit,

pimpinan dan semua karyawan saling kenal dan spesialisasi kerja belum begitu tinggi.


Kebaikan bentuk organisasi garis, yaitu :

− Kesatuan komando terjamin dengan baik, karena pimpinan berada di atas satu tangan.

− Proses pengambilan keputusan berjalan dengan cepat karena jumlah orang yang diajak

berdiskusi masih sedikit atau tidak ada sama sekali.

− Rasa solidaritas di antara para karyawan umumnya tinggi karena saling mengenal.

Keburukan bentuk organisasi garis, yaitu :

− Seluruh organisasi terlalu bergantung kepada satu orang sehingga kalau seseorang itu

tidak mampu, seluruh organisasi akan terancam kehancuran.

− Kecenderungan pimpinan bertindak secara otoriter.

− Karyawan tidak mempunyai kesempatan untuk berkembang.

9.1.2 Bentuk Organisasi Fungsional

Ciri – ciri dari organisasi fungsional adalah segelintir pimpinan tidak mempunyai

bawahan yang jelas, sebab setiap atasan berwenang memberi komando kepada setiap

bawahan, sepanjang ada hubungannya dengan fungsi atasan tersebut.

Kebaikan bentuk organisasi fungsional, yaitu :

− Pembagian tugas-tugas jelas

− Spesialisasi karyawan dapat dikembangkan dan digunakan semaksimal mungkin

− Digunakan tenaga – tenaga ahli dalam berbagai bidang sesuai dengan fungsi-fungsinya

Keburukan bentuk organisasi fungsional, yaitu :

− Karena adanya spesialisasi, sukar mengadakan penukaran atau pengalihan tanggung

jawab kepada fungsinya.

− Para karyawan mementingkan bidangnya, sehingga sukar dilaksanakan koordinasi.

9.1.3 Bentuk Organisasi Garis dan Staf

Kebaikan bentuk organisasi garis dan staf adalah :

− Dapat digunakan oleh setiap organisasi yang besar, apapun tujuannya, betapa pun luas

tugasnya dan betapa pun kompleks susunan organisasinya.

− Pengambilan keputusan yang sehat lebih mudah diambil, karena adanya staf ahli.

− Perwujudan “The Right Man on The Right Place” lebih mudah dilaksanakan.

Keburukan bentuk organisasi garis dan staf, adalah :

− Karyawan tidak saling mengenal, solidaritas sukar diharapkan.


− Karena rumit dan kompleksnya susunan organisasi, koordinasi kadang – kadang sukar

diharapkan.

9.1.4 Bentuk Organisasi Fungsional dan Staf

Bentuk organisasi fungsionil dan staf, merupakan kombinasi dari bentuk organisasi

fungsionil dan bentuk organisasi garis dan staf. Kebaikan dan keburukan dari bentuk

organisasi ini merupakan perpaduan dari bentuk organisasi yang dikombinasikan (Manulang,

1982).

Dari uraian di atas dapat diketahui kebaikan dan keburukan dari beberapa bentuk

organisasi. Setelah mempertimbangkan baik dan buruknya maka pada Pra rancangan Pabrik

Pembuatan etanol menggunakan bentuk organisasi sistem garis.

9.2 Manajemen Perusahaan

Umumnya perusahaan modern mempunyai kecenderungan bukan saja terhadap

produksi, melainkan juga terhadap penanganan hingga menyangkut organisasi dan hubungan

sosial atau manajemen keseluruhan. Hal ini disebabkan oleh aktivitas yang terdapat dalam

suatu perusahaan atau suatu pabrik diatur oleh manajemen. Dengan kata lain bahwa

manajemen bertindak memimpin, merencanakan, menyusun, mengawasi, dan meneliti hasil

pekerjaan. Perusahaan dapat berjalan dengan baik secara menyeluruh, apabila perusahaan

memiliki manajemen yang baik antara atasan dan bawahan.

Fungsi dari manajemen adalah meliputi usaha memimpin dan mengatur faktor – faktor

ekonomis sedemikian rupa, sehingga usaha itu memberikan perkembangan dan keuntungan

bagi mereka yang ada di lingkungan perusahaan. Dengan demikian, jelaslah bahwa pengertian

manajemen itu meliputi semua tugas dan fungsi yang mempunyai hubungan yang erat dengan

permulaan dari pembelanjaan perusahaan (financing).

Dengan penjelasan ini dapat diambil suatu pengertian bahwa manajemen itu diartikan

sebagai seni dan ilmu perencanaan (planning), pengorganisasian, penyusunan, pengarahan,

dan pengawasan dari sumber daya manusia untuk mencapai tujuan (criteria) yang telah

ditetapkan.

Pada perusahaan besar, dibagi dalam tiga kelas, yaitu :

1. Top manajemen

2. Middle manajemen


3. Operating manajemen

Orang yang memimpin (pelaksana) manajemen disebut dengan manajer. Manajer ini

berfungsi atau bertugas untuk mengawasi dan mengontrol agar manajemen dapat

dilaksanakan dengan baik sesuai dengan ketetapan yang digariskan bersama. Syarat – syarat

manajer yang baik adalah :

1. Harus menjadi contoh (teladan)

2. Harus dapat menggerakkan bawahan

3. Harus bersifat mendorong

4. Penuh pengabdian terhadap tugas – tugas

5. Berani dan mampu mengatasi kesulitan yang terjadi

6. Bertanggung jawab, tegas dalam mengambil atau melaksanakan keputusan yang diambil.

7. Berjiwa besar

9.3 Bentuk Hukum dan Badan Usaha

Dalam mendirikan suatu perusahaan yang dapat mencapai tujuan dari perusahaan itu

secara terus – menerus, kita harus memilih bentuk perusahaan apa yang harus kita dirikan agar

tujuan itu tercapai. Bentuk – bentuk badan usaha yang ada dalam praktek di Indonesia, antara

lain adalah :

1. Perusahaan Perorangan

2. Persekutuan dengan firma

3. Persekutuan Komanditer

4. Perseroan Terbatas

5. Koperasi

6. Perusahaan Negara

7. Perusahaan Daerah

Bentuk badan usaha Pra–rancangan Pabrik Pembuatan etanol yang direncanakan

adalah perusahaan yang berbentuk Perseroan Terbatas (PT). Perseroan Terbatas adalah badan

hukum yang didirikan berdasarkan perjanjian, melakukan kegiatan usaha dengan modal dasar

yang seluruhnya terbagi dalam saham, dan memenuhi persyaratan yang ditetapkan dalam UU

No. 1 tahun 1995 tentang Perseroan Terbatas (UUPT), serta peraturan pelaksananya (Rusdji,

1999).

Syarat – syarat pendirian Perseroan Terbatas adalah :


1. Didirikan oleh dua orang atau lebih, yang dimaksud dengan “orang” adalah orang

perseorangan atau badan hukum.

2. Didirikan dengan akta otentik, yaitu di hadapan notaris

3. Modal dasar perseroan, yaitu paling sedikit 20 juta rupiah serta paling sedikit 25 % dari

modal dasar harus telah ditempatkan dan telah disetor (Rusdji,1999).

Prosedur pendirian Perseroan Terbatas adalah :

1. Pembuatan akta pendirian di hadapan notaris

2. Pengesahan oleh Menteri Kehakiman

3. Pendaftaran Perseroan

4. Pengumuman dalam tambahan berita negara (Rusdji, 1999).

Dasar – dasar pertimbangan pemilihan bentuk perusahaan PT adalah sebagai berikut :

1. Kontinuitas perusahaan sebagai badan hukum lebih terjamin, sebab tidak tergantung pada

pemegang saham, dimana pemegang saham dapat berganti-ganti.

2. Mudah memindahkan hak pemilik dengan menjual sahamnya kepada orang lain.

3. Mudah mendapatkan modal, yaitu dari bank maupun dengan menjual saham.

4. Tanggung jawab yang terbatas dari pemegang saham terhadap hutang perusahaan.

5. Penempatan pemimpin atas kemampuan pelaksanaan tugas (Manulang, 1982).

9.4 Uraian Tugas, Wewenang, dan Tanggung Jawab

9.4.1 Rapat Umum Pemegang Saham (RUPS)

Pemegang kekuasaan tertinggi pada PT adalah Rapat Umum Pemegang Saham

(RUPS). RUPS tahunan diadakan dalam waktu paling lambat enam bulan setelah tutup buku.

RUPS lainnya dapat diadakan sewaktu – waktu berdasarkan kebutuhan. RUPS dihadiri oleh

pemilik saham, komisaris, dan direksi.

Hak dan wewenang RUPS :

− Meminta pertanggungjawaban komisaris dan direksi lewat suatu sidang

− Dengan musyawarah dapat mengganti komisaris atau direksi serta mengesahkan

anggota pemegang saham bila mengundurkan diri, diatur melalui prosedur yang

berlaku


− Menetapkan besar laba tahunan yang diperoleh untuk dibagikan, dicadangkan atau

ditanamkan kembali (Manulang, 1982).

9.4.2 Direktur

Direktur merupakan pimpinan tertinggi yang diangkat oleh RUPS. Tugas direktur

adalah :

− Memimpin dan membina perusahaan secara efektif dan efisien serta menyusun dan

melaksanakan kebijaksanaan umum sesuai dengan kebijaksanaan RUPS.

− Membina dan mengadakan kerja sama dengan pihak luar demi kepentingan

perusahaan.

− Mengkoordinir tugas – tugas yang didelegasikan kepada setiap manajer.

Dalam melaksanakan tugasnya, direktur dibantu oleh manajer produksi, manajer

teknik, manajer personalia dan umum, manajer administrasi dan keuangan, dan manajer

pemasaran.

9.4.3 Sekretaris

Sekretaris diangkat oleh direktur utama untuk menangani masalah surat-menyurat

untuk pihak perusahaan, menangani kearsipan dan pekerjaan lainnya untuk membantu

direktur dalam menangani administrasi perusahaan.

9.4.4 Manajer Pemasaran

Manajer Pemasaran bertanggung jawab langsung kepada Direktur. Tugasnya

mengkoordinir segala kegiatan yang berhubungan dengan pemasaran. Manajer ini dibantu

oleh dua kepala bagian, yaitu kepala bagian penjualan dan kepala bagian promosi.

9.4.5 Manajer Keuangan

Manajer Keuangan bertanggung jawab langsung kepada Direktur dalam mengawasi

dan mengatur keuangan. Dalam menjalankan tugasnya Manajer Keuangan dibantu oleh dua

kepala bagian, yaitu kepala bagian pembukuan dan kepala bagian perpajakan.

9.4.6 Manajer Personalia


Manajer Personalia bertanggung jawab langsung kepada Direktur dalam mengawasi

dan mengatur karyawan. Dalam menjalankan tugasnya Manajer Personalia dibantu oleh dua

kepala bagian, yaitu kepala bagian kepegawaian dan kepala bagian humas.

9.4.7 Manajer Produksi

Manajer Produksi bertanggung jawab langsung kepada Direktur dalam mengkoordinir

segala kegiatan yang berhubungan dengan proses baik di bagian produksi maupun utilitas.

Dalam menjalankan tugasnya Manajer Keuangan dibantu oleh dua kepala bagian, yaitu kepala

bagian proses dan kepala bagian utilitas.

9.4.8 Manajer Teknik

Manajer Teknik bertanggung jawab langsung kepada Direktur dalam mengkoordinir

segala kegiatan yang berhubungan dengan masalah teknik baik di lapangan maupun di kantor.

Dalam menjalankan tugasnya Manajer Teknik dibantu oleh dua kepala bagian, yaitu kepala

bagian mesin dan kepala bagian listrik.

9.4.9 Kepala Bagian Pembelian dan Penjualan

Kepala Bagian Pembelian dan Penjualan bertanggung jawab kepada Manajer

Pemasaran. Tugasnya adalah untuk mengkoordinir dan mengawasi segala kegiatan pembelian

bahan baku, bahan penolong, dan segala keperluan perusahaan.

9.4.10 Kepala Bagian Pembukuan dan perpajakan

Kepala Bagian Pembukuan dan perpajakan bertanggung jawab kepada Manajer

Keuangan. Tugasnya adalah untuk mengkoordinir dan mengawasi segala kegiatan pembukuan

baik administrasi maupun akuntansi dan mengkoordinir segala kegiatan yang berhubungan

dengan perpajakan. Dalam melaksanakan tugasnya Kepala Bagian Pembukuan dibantu oleh

dua kepala seksi, yaitu seksi administrasi dan seksi akuntansi.

9.4.11 Kepala Bagian Kepegawaian dan Humas


Kepala Bagian Kepegawaian dan Humas bertanggung jawab kepada Manajer

Personalia. Tugasnya adalah mengawasi dan memperhatikan kinerja kerja serta kesejahteraan

karyawan dan untuk menjalin hubungan perusahaan dengan masyarakat setempat dan

hubungan perusahaan dengan karyawan. Dalam melaksanakan tugasnya Kepala Bagian

Kepegawaian dibantu oleh dua kepala seksi, yaitu seksi kesehatan dan seksi keamanan.

9.4.12 Kepala Bagian Mesin dan Listrik

Kepala Bagian Mesin bertanggung jawab kepada Manajer Teknik. Tugasnya adalah

menyusun program perawatan, pemeliharaan serta penggantian peralatan proses dan

mengkoordinir segala kegiatan pemeliharaan, pengamanan, perawatan dan perbaikan

peralatan listrik. Dalam melaksanakan tugasnya Kepala Bagian Mesin dibantu oleh dua kepala

seksi, yaitu seksi instrumentasi dan seksi pemeliharaan pabrik.

9.4.13 Kepala Bagian Proses

Kepala Bagian Proses bertanggung jawab kepada Manajer Produksi. Tugasnya adalah

untuk mengkoordinir dan mengawasi segala kegiatan proses meliputi operasi, research &

developement dan laboratorium. Dalam melaksanakan tugasnya Kepala Bagian Proses

dibantu oleh tiga kepala seksi, yaitu seksi operasi, seksi Research & Developement dan seksi

laboratorium.

9.4.14 Kepala Bagian Utilitas

Kepala Bagian Utilitas bertanggung jawab kepada Manajer Produksi. Tugasnya adalah

untuk mengkoordinir dan mengawasi segala kegiatan utilitas meliputi pengolahan air dan

limbah. Dalam melaksanakan tugasnya Kepala Bagian Utilitas dibantu oleh dua kepala seksi,

yaitu seksi pengolahan air dan seksi pengolahan limbah.

9.5 Sistem Kerja

Pabrik direncanakan beroperasi secara kontinu selama 24 jam sehari dalam 300 hari

setahun. Karyawan dibedakan atas dua golongan berdasarkan waktu kerja.

9.5.1 Karyawan Non-Shift

Karyawan non-shift terdiri dari para karyawan yang pekerjaannya tidak langsung

berhubungan dengan proses produksi, misalnya: direktur, staf ahli, sekretaris, manajer, dan


lain – lain. Bekerja selama enam hari seminggu dan libur pada hari Minggu dan hari libur

nasional. Waktu kerja dan istirahat karyawan adalah sebagai berikut :

− Senin s.d. Kamis Kerja : 08.00 – 16.00 WIB

Istirahat : 12.00 – 13.00 WIB

− Jumat Kerja : 08.00 – 16.00 WIB

Istirahat : 12.00 – 14.00 WIB

− Sabtu Kerja : 08.00 – 13.00 WIB

9.5.2 Karyawan Shift

Untuk pekerjaan yang langsung berhubungan dengan proses produksi yang

membutuhkan pengawasan terus menerus selama 24 jam, para karyawan diberi pekerjaan

bergilir (shift work). Pekerjaan dalam satu hari dibagi tiga shift, yaitu tiap shift bekerja selama

8 jam dengan pembagian sebagai berikut :

− Shift I (pagi) : 07.00 – 15.00 WIB

− Shift II (sore) : 15.00 – 23.00 WIB

− Shift III (malam) : 23.00 – 07.00 WIB

Jam kerja bergiliran berlaku bagi karyawan. Untuk memenuhi kebutuhan pabrik,

setiap karyawan shift dibagi menjadi empat regu dimana tiga regu kerja dan satu regu

istirahat. Pada hari Minggu dan libur nasional karyawan shift tetap bekerja dan libur setelah

tiga kali shift.

Pengaturan Tugas Shift

Shift I Shift II Shift III Libur

− Senin dan Selasa A B C D

− Rabu dan Kamis B C D A

− Jumat dan Sabtu C D A B

− Minggu dan Senin D A B C

− dst

A, B, C, D = regu shift

Tabel 9.1 Jadwal Kerja Karyawan Shift

REGU HARI

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12


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

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

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

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

9.6 Jumlah Karyawan dan Tingkat Pendidikan

Dalam melaksanakan kegiatan perusahaan/pabrik, dibutuhkan susunan karyawan

seperti pada struktur organisasi. Jumlah karyawan yang dibutuhkan adalah sebagai berikut :

Tabel 9.2 Jumlah Karyawan dan Latar Belakang Pendidikan Karyawan No Jabatan Jumlah Pendidikan

1 Ganeral Manajer 1 Teknik Kimia, S1/S2 2 Sekretaris 1 Minimum Sekretaris (D3) 3 Manajer 5 Akuntansi/Teknik/Hukum (S1) 4 Kepala Bagian 6 Teknik/ilmukomunikasi/Akuntansi (S1) 5 Kepala Seksi 12 Teknik /Ekonomi /FMIPA (S1) 6 Karyawan Produksi 60 Minimum STM/SMU/Politeknik 7 Karyawan Teknik 20 Minimum STM/SMU/Politeknik 8 Karyawan Keuangan dan

Personalia 10 Minimum SMEA/Politeknik

9 Karyawan Pemasaran dan

penjualan 10 Minimum SMEA/Politeknik

10 Dokter 2 Kedokteran (S1) 11 Perawat 3 Akademi Perawat (D3) 12 Petugas Keamanan 10 SMU/Pensiunan TNI 13 Petugas Kebersihan 10 SLTP/SMU 14 Supir 5 SMU/STM

Jumlah 155

9.7 Sistem Penggajian


Penggajian karyawan didasarkan kepada jabatan, tingkat pendidikan, pengalaman

kerja, keahlian, resiko kerja. Perincian gaji karyawan adalah sebagai berikut :

Tabel 9.3 Gaji Karyawan No Jabatan Jumlah Gaji/Orang/Bulan Gaji Total/Bulan

1 Direktur utama 1 15,000,000 15,000,000 2 Sekretaris 1 2,000,000 2,000,000 3 Manager 5 7,000,000 35,000,000 4 Kepala Bagian 6 3,500,000 21,000,000 5 Kepala Seksi Administrasi 12 3,000,000 36,000,000 6 Karyawan Produksi 60 1,500,000 90,000,000 7 Karyawan Teknik 20 1,500,000 30,000,000 8 Karyawan Keu dan

Personalia 10 1,500,000 15,000,000 9 Karyawan Pemasaran 10 1,500,000 15,000,000

10 Dokter 2 4,000,000 8,000,000 11 Perawat 3 1,500,000 4,500,000 12 Petugas Keamanan 10 1,350,000 13,500,000 13 Supir 5 1,300,000 6,500,000 14 Petugas Kebersihan 10 1,000,000 10,000,000

Total 155 301,500,000

9.8 Kesejahteraan Karyawan

Penggajian karyawan didasarkan pada jabatan, tingkat pendidikan, pengalaman kerja,

keahlian, lama kerja, resiko, dan keselamatan kerja. Beberapa fasilitas yang disediakan

perusahaan untuk menunjang kesejahteraan karyawan antara lain :

− Tunjangan Hari Raya/Bonus dan fasilitas cuti tahunan

− Memberikan beasiswa kepada anak – anak karyawan yang berprestasi

− Fasilitas asuransi tenaga kerja, meliputi tunjangan kecelakaan kerja dan tunjangan

kematian, yang diberikan kepada keluarga tenaga kerja yang meninggal dunia baik

karena kecelakaan sewaktu bekerja maupun di luar pekerjaan. Misalnya Jamsostek

ditambah dengan asuransi kesehatan dari swasta (Prodential Aliant, dll).


− Penyediaan sarana transportasi/bus karyawan

− Tempat beribadah dan pelayanan kesehatan secara cuma – cuma.

− Penyediaan kantin, tempat ibadah dan sarana olah raga.

− Penyediaan seragam dan alat – alat pengaman (sepatu, seragam dan sarung tangan).

− Fasilitas kendaraan untuk para manager bagi karyawan pemasaran dan pembelian.

− Family Gathering Party (acara berkumpul semua karyawan dan keluarga) setiap satu

tahun sekali.

− Bonus 0,5 % dari keuntungan perusahaan akan didistribusikan untuk seluruh

karyawan.


BAB X ANALISA EKONOMI

Untuk mengevaluasi kelayakan berdirinya suatu pabrik dan tingkat pendapatannya,

maka dilakukan analisa perhitungan secara teknik. Selanjutnya perlu juga dilakukan analisa

terhadap ekonomi dan pembiayaannya. Dari hasil analisa terhadap aspek ekonomi tersebut

diharapkan berbagai kebijaksanaan dapat diambil untuk pengarahan secara tepat. Suatu

rancangan pabrik dianggap layak didirikan bila dapat beroperasi dalam kondisi yang

memberikan keuntungan.

Berbagai parameter ekonomi yang digunakan sebagai pedoman untuk menentukan

layak tidaknya suatu pabrik didirikan dan tingkat pendapatan yang dapat diterima dari segi

ekonomi. Parameter-parameter tersebut antara lain:

1. Modal investasi / Capital Investment (CI)

2. Biaya produksi total / Total Cost (TC)

3. Marjin keuntungan / Profit Margin (PM)

4. Titik impas / Break Even Point (BEP)

5. Waktu pengembalian Modal / Pay Out Time (POT)

6. Laju pengembalian internal / Internal Rate of Return (IRR)

10.1 Modal Investasi

Modal investasi adalah seluruh modal untuk mendirikan pabrik dan mulai

menjalankan usaha sampai mampu menarik hasil penjualan. Modal investasi terdiri dari:

10.1.1 Modal Investasi Tetap / Fixed Capital Investment (FCI)

Modal investasi tetap adalah modal yang diperlukan untuk menyediakan segala

peralatan dan fasilitas manufaktur pabrik. Modal investasi tetap ini terdiri dari:

1. Modal Investasi Tetap Langsung (MITL) / Direct Fixed Capital Investment (DFCI), yaitu

modal yang diperlukan untuk mendirikan bangunan pabrik, membeli dan memasang

mesin, peralatan proses, dan peralatan pendukung yang diperlukan untuk operasi pabrik.

Modal investasi tetap langsung ini meliputi:

- Modal untuk tanah

- Modal untuk bangunan


- Modal untuk peralatan proses

- Modal untuk peralatan utilitas

- Modal untuk instrumentasi dan alat kontrol

- Modal untuk perpipaan

- Modal untuk instalasi listrik

- Modal untuk insulasi

- Modal untuk investaris kantor

- Modal untuk perlengkapan kebakaran dan keamanan

- Modal untuk sarana transportasi

Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh modal investasi tetap langsung, MITL

sebesar Rp 237.486.016.703,24,-.

2. Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL) / Indirect Fixed Capital Investment (IFCI),

yaitu modal yang diperlukan pada saat pendirian pabrik (construction overhead) dan

semua komponen pabrik yang tidak berhubungan secara langsung dengan operasi proses.

Modal investasi tetap tak langsung ini meliputi:

- Modal untuk pra-investasi

- Modal untuk engineering dan supervisi

- Modal untuk biaya kontraktor (contractor’s fee)

- Modal untuk biaya tak terduga (contigencies)

Dari perhitungan pada Lampiran E diperoleh modal investasi tetap tak langsung, MITTL

sebesar Rp 28.735.808.021,09,-.

Total modal investasi tetap, MIT = MITL + MITTL

= Rp 237.486.016.703,24 + Rp 28.735.808.021,09

= Rp 266.221.824.724,34,-

10.1.2 Modal Kerja / Working Capital (WC)

Modal kerja adalah modal yang diperlukan untuk memulai usaha sampai mampu

menarik keuntungan dari hasil penjualan dan memutar keuangannya. Jangka waktu pengadaan


biasanya antara 3 – 4 bulan, tergantung pada cepat atau lambatnya hasil produksi yang

diterima. Dalam perancangan ini jangka waktu pengadaan modal kerja diambil 3 bulan.

Modal kerja ini meliputi:

- Modal untuk biaya bahan baku proses dan utilitas

- Modal untuk kas

Kas merupakan cadangan yang digunakan untuk kelancaran operasi dan jumlahnya

tergantung pada jenis usaha. Alokasi kas meliputi gaji pegawai, biaya administrasi umum

dan pemasaran, pajak, dan biaya lainnya.

- Modal untuk mulai beroperasi (start-up)

- Modal untuk piutang dagang

Piutang dagang adalah biaya yang harus dibayar sesuai dengan nilai penjualan yang

dikreditkan. Besarnya dihitung berdasarkan lamanya kredit dan nilai jual tiap satuan

produk.

Rumus yang digunakan: HPTIPPD ×=12

Dengan: PD = piutang dagang

IP = jangka waktu yang diberikan (3 bulan)

HPT = hasil penjualan tahunan

Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh modal kerja, MK sebesar Rp

1.282.574.030.379,-.

Maka, total modal investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja

= Rp 266.221.824.724,34,- + Rp 1.282.574.030.379,63,-

= Rp 1.548.795.855.103,96,-

Modal investasi berasal dari:

- Modal sendiri/saham-saham sebanyak 60 % dari modal investasi total

Dari Lampiran E diperoleh modal sendiri = Rp 929.277.513.062,38,-

- Pinjaman dari bank = Total modal investai – Modal sendiri

= Rp 1.548.795.855.103,96 - Rp 929.277.513.062,38,-

Dari Lampiran E diperoleh pinjaman bank = Rp619.518.342.041,59,-


10.2 Biaya Produksi Total (BPT) / Total Cost (TC)

Biaya produksi total merupakan semua biaya yang digunakan selama pabrik

beroperasi. Biaya produksi total meliputi:

10.2.1 Biaya Tetap (BT) / Fixed Cost (FC)

Biaya tetap adalah biaya yang jumlahnya tidak tergantung pada jumlah produksi,

meliputi:

- Gaji tetap karyawan

- Depresiasi dan amortisasi

- Pajak bumi dan bangunan

- Bunga pinjaman bank

- Biaya perawatan tetap

- Biaya tambahan

- Biaya asuransi

Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh biaya tetap, BT sebesar Rp 203.147.996.022,69,-

10.2.2 Biaya Variabel (BV) / Variable Cost (VC)

Biaya variabel adalah biaya yang jumlahnya tergantung pada jumlah produksi. Biaya

variabel meliputi:

- Biaya bahan baku proses dan utilitas

- Biaya karyawan tidak tetap/tenaga kerja borongan

- Biaya pemasaran

- Biaya laboratorium serta penelitian dan pengembangan (litbang)

- Biaya pemeliharaan

- Biaya tambahan

Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh biaya variabel, BV sebesar Rp

3.659.532.945.089,35,-.

Biaya produksi total, BPT = Biaya Tetap + Biaya Variabel

= Rp 13.921.585.519,51,- + Rp 3.659.532.945.089,35,-

= Rp 3.862.680.941.112,04,-


10.3 Total Penjualan (Total Sales)

Penjualan diperoleh dari hasil produk etanol, yaitu sebesar Rp

4.347.239.543.726,24,-.

10.4 Perkiraan Rugi/Laba Usaha

Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh:

1. Laba sebelum pajak = Rp 484.558.602.614,20,-

2. Pajak penghasilan = Rp 145.280.080.784,26,-

3. Laba setelah pajak = Rp 339.278.521.829,94,-

10.5 Analisa Aspek Ekonomi

10.5.1 Profit Margin (PM)

Profit Margin adalah persentase perbandingan antara keuntungan sebelum pajak

penghasilan PPh terhadap total penjualan.

100×=penjualantotal

pajaksebelumlabaPM %

PM = −,543.726,244.347.239. 1.829,94,-339.278.52

RpRp x 100 %

= 11,15 %

Dari hasil perhitungan diperoleh profit margin sebesar 11,15 % menunjukkan

keuntungan tiap tahunnya.

10.5.2 Break Even Point (BEP)

Break Even Point adalah keadaan kapasitas produksi pabrik pada saat hasil penjualan

hanya dapat menutupi biaya produksi. Dalam keadaan ini pabrik tidak untung dan tidak rugi.

100×−

=iabelvarBiayaPenjualanTotal

TetapBiayaBEP %

BEP = −−

−,945.089,353.659.532.543.726,-4.347.239.

.,.519,5113.921.585RpRp

Rp x100%

= 29,54 %

Dari data feasibilities,


- BEP ≤ 50 %, pabrik layak didirikan (feasible)

- BEP ≥ 50 %, pabrik tidak layak didirikan (infeasible)

Dari perhitungan diperoleh BEP = 29,54 %, maka pra rancangan pabrik ini layak.

10.5.3 Return on Investment (ROI)

Return on Investment adalah besarnya persentase pengembalian modal tiap tahun dari

penghasilan bersih.

100×=InvestasiModalTotal

pajaksetelahLabaROI %

ROI =−−

,855.1041.548.795.,1.829,94339.278.52

RpRp x 100 % = 21,91 %

Dari hasil perhitungan diperoleh ROI sebesar 21,91 % merupakan pengembalian modal tiap tahun dari penerimaan bersih.

10.5.4 Pay Out Time (POT)

Pay Out Time adalah angka yang menunjukkan berapa lama waktu pengembalian modal

dengan membandingkan besar total modal investasi dengan penghasilan bersih setiap tahun.

Untuk itu, pabrik dianggap beroperasi pada kapasitas penuh setiap tahun.

pajaksetelahLabaInvestasiModalTotalPOT = x 1 tahun

ROIPOT 1

= x 1 tahun

POT = 21,91

1 x 1 tahun

= 4,56 tahun

Dari harga di atas dapat dilihat bahwa seluruh modal investasi akan kembali setelah

4,56 tahun operasi.

10.5.5 Return on Network (RON)

Return on Network merupakan perbandingan laba setelah pajak dengan modal sendiri.


RON = sendiriModal

pajaksetelahLaba x 100 %

RON = −−

,3.062929.277.51,1.829,94339.278.52

RpRp x 100 %

= 15,63 %

10.5.6 Internal Rate of Return (IRR)

Internal Rate of Return merupakan persentase yang menggambarkan keuntungan rata-

rata bunga pertahunnya dari semua pengeluaran dan pemasukan besarnya sama.

Apabila IRR ternyata lebih besar dari bunga riil yang berlaku, maka pabrik akan

menguntungkan tetapi bila IRR lebih kecil dari bunga riil yang berlaku maka pabrik dianggap

rugi.

Dari perhitungan Lampiran E diperoleh IRR 36,012 %.


BAB XI

KESIMPULAN

Hasil analisa perhitungan Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Bioetanol dari Molase

kapasitas 98.000 ton/tahun diperoleh beberapa kesimpulan, yaitu :

1. Kapasitas rancangan pabrik direncanakan 98.000 ton/tahun.

2. Bahan baku molase adalah 48590 kg/jam.

3. Bentuk hukum perusahaan yang direncanakan adalah Perseroan Terbatas (PT).

4. Bentuk organisasi yang direncanakan adalah garis.

5. Luas tanah yang dibutuhkan adalah 29000 m2.

6. Jumlah tenaga kerja yang dibutuhkan adalah 155 orang.

Analisa ekonomi Pabrik Pembuatan Bioetanol dari Molase sebagai berikut :

• Modal Investasi : Rp.1.548,795.855.103,96,-

• Biaya Produksi : Rp. 3.862.680.941.112,04,-

• Hasil Penjualan : Rp. 4.347.239.543.726,24,-

• Laba Bersih : Rp. 339.278.521.829,94,-

• Profit Margin : 11,15 %

• Break Event Point : 29,54 %

• Return On Investment : 21,91 %

• Return On Network : 15,63 %

• Pay Out Time : 4,56 tahun

• Internal Rate of Return : 36,012 %

Dari analisa aspek ekonomi dapat disimpulan bahwa Pabrik Pembuatan Bioetanol dari Molase

ini layak untuk didirikan.


DAFTAR PUSTAKA

Anonim1. 2009 Harian Analisa

Anonim2. 2009. PT. Dipa Pharmalab Intersain

Bank Indonesia. 2009. Cicilan Ringan KPR dan Kredit Usaha. Jakarta.

BPS. 2006. Data Impor Indonesia. Badan Pusat Statistik.

Brownell, L.E Young,1959, “Process Equipment design, willey Eastern, Ltd New Delhi

Manulang, M. 1982. Dasar-dasar Marketing Modern. Edisi 1. Yogyakarta : Penerbit Liberty.

Metcalf dan Eddy, 1984. Wastewater Engineering Treatment, Disposal, Reuse. McGraw-

HillBook Company, New Delhi.

Metcalf dan Eddy, 1991. Wastewater Engineering Treatment, Disposal, Reuse. McGraw-

HillBook Company, New Delhi.

Perry, Jhon H. (Ed). 1999. Perry’s Chemical Engeneers’ Handbook. Edisi Ketujuh, McGraw-

Hill Book Company, New York.

Peters, M.S; Klaus D. Timmerhaus dan Ronald E.West. 2004. Plant Design and Economics

for Chemical Engineer. 5th Edition. International Edition. Mc.Graw-Hill. Singapore.

Mc.Graw-Hill. Singapore.

Rahman, Ansori. 1992. Teknologi Fermentasi. Cetakan I, Penerbit Arcan. Jakarta

Reklaitis, G.V., 1983. Introduction to Material and Energy Balance. McGraw-Hill Book

Company, New York.

Rusjdi, Muhammad. 1999. PPh Pajak Penghasilan. PT. Indeks Gramedia. Jakarta.

Rusjdi, Muhammad. 2004. PPN dan PPn BM. PT. Indeks Gramedia. Jakarta.

Sandler, Henry J., 1987. Practical Process Enginering. Mcgrow-Hill Book Company. New

York/

Smith, J.M., Van Ness, H.C.. 2001. Chemical Engineering Thermodynamics. Edisi Keenam,

McGraw-Hill Book Company, New York.

Waluyo. 2000. Perubahan Perundangan-undangan Perpajakn Era Reformasi. Penerbit

Salemba Empat. Jakarta.


LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

Kapasitas produksi : 98000 ton/tahun

Basis perhitungan : 1 jam operasi

Satuan berat : kilogram (kg)

Kapasitas produksi : 98000 jam

harihari

tahunton

kgtahun

ton241

30011000

×××

= 13.611 kg/jam

Komposisi bahan baku :

Glukosa : 21,70 %

Sukrosa : 34,19 %

Air : 26,49 %

Abu : 17,62 %

Bahan baku : 48590 kg

LA.1 SCREENING (SC-101)

Glukosa Sukrosa F1 F3 Glukosa Air Sukrosa Abu Air F2

Air Abu Diharapkan semua abu dapat terpisah dari molase dan cake mengandung air sekitar 10 %.


Glukosa : FG1 = FG

3 = 21,7 % × 48590 kg = 10544,03 kg

Sukrosa : FS1 = FS

3 = 34,19 % × 48590 kg = 16612,921 kg

Air : FAir1 = FAir

2 + FAir3

FAir1 = 26,49 % × 48590 kg = 12871,491 kg

FAir2 = 10 % × (FAir

1) = 10 % × 12871,491 = 1287,1491 kg

FAir1 = FAir

2 + FAir3

FAir3 = FAir

1 - FAir2

= (12871,491 – 1287,1491) kg = 11584,3419 kg

Abu : FAbu1 = FAbu

2 = 17,62 % × 48590 kg = 8561,558 kg

LA.2 REAKTOR (R-101)

Air proses

F4

Glukosa Sukrosa F3 F5 Glukosa Air Air

Pada reaktor, sukrosa akan terhidrolisa sempurna membentuk glukosa.

Reaksi hidrolisa:

C12H22O11 + H2O 2C6H12O6

Sukrosa: FS3 = 16612,921 kg

NS3 = kmol

kmolkgkg 5757,48

/342 16612,921

=

Berdasarkan stokiometri 48,5757 kmol ekivalen dengan 97,1515 kmol glukosa.


Air yang dibutuhkan untuk hidrolisa = 48,5757 kmol × 18 kg

= 874,3642 kg

Glukosa hasil hidrolisa = 97,1515 kmol × 180 kg

= 17487,2852 kg

Glukosa pada alur 3, FG5 = 10544,03 kg

Total glukosa FG5 = FG

3 + glukosa hasil hidrolisa

= (10544,03 + 17487,2852) kg

= 28031,3152 kg

Kadar glukosa yang diharapkan adalah 12 0Brix = 12 %

12 % = %100×+ airmassaglukosamassa

glukosamassa

0,12 = 16576,14015

6576,14015×

+ x

0,12 x + 3363,7578 = 28031,3152

0,12 x = 24667,5573

= 9781,20556212,0

5573,24667=

Massa air yang ditambahkan untuk mengencerkan glukosa hingga 12% adalah

(205562,9781– 11584,3419) kg = 193978,6362 kg

Total air pada alur 4, FAir4 = air untuk hidrolisa + air untuk penenceran - FAir

3

= (874,3642 +193978,6362 –11584,3419) kg

= 183268,6585 kg

Air pada alur 5, FAir5 = FAir

3 + FAir4 - air untuk hidrolisa

= 11584,3419 +183268,6585 – 874,3642

= 193978,6362 kg


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

= (28031,3152 + 16612,921 + 183268,6585 kg

= 227912,8947 kg

LA.3 FERMENTOR (R-102)

(NH4)2SO4

Saccharomyces H2SO4 F7 F8

F6 Glukosa F5 F10 Glukosa Air Etanol Air Saccharomyces

F9

CO2

Diasumsikan :

Pada fermentor, glukosa terkonversi 97 % membentuk etanol dan CO2

(Ansori Rahman ; 1992)

Reaksi pembentukan etanol:

C6H12O6 97 % 2C2H5OH + 2CO2 Glukosa masuk pada alur 5 sebanyak 28031,3152 kg karena yang terkonversi 97 % maka

yang bereaksi hanya sebanyak: 3152,2803110097

× = 26629,7494 kg

Glukosa pada alur 10, FG10 = 0,03 FG

5

= (0,03 ×28031,3152) kg = 1401,5657 kg


Glukosa yang bereaksi, NG5 = kmol

kmolkgkg 9430,147

/1807494,26629

=

Berdasarkan stokiometri 147,9430 kmol ekivalen dengan 295,8861 kmol etanol dan ekivalen

dengan 295,8861 kmol CO2

Etanol : FE10 = 295,8861 kmol × 46 kg/kmol

= 13611 kg

CO2 : FCO29 = 295,8861 kmol × 44 kg/kmol

= 13018,9886 kg

Air pada alur 10, FAir10 = air pada alur 5 = 193978,6362 kg

Total substrat = glukosa + air

= FG5 + FAir

5

= (28031,3152 +193978,6362) kg

= 222009,9514 kg

Fermentasi menggunakan Saccharomyces Cerevisiae sebagai bakteri pengurai sedangkan

(NH4)2SO4 sebagai nutrisi dan H2SO4 berfungsi untuk mengatur pH. (Wanto, 1980)

Saccharomyces Cerevisiae = 0,5 % total substrat (Perry,1999)

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

H2SO4 = 0,4 % total substrat

Saccharomyces Cerevisiae : FSc6 = 0,5 % × 222009,9514 kg

= 1110,04975 kg

(NH4)2SO4 : F(NH4)2SO47 = 0,4 % × 222009,9514 kg

= 888,0398 kg

H2SO4 : FH2SO48 = 0,4 % × 222009,9514 kg

= 888,0398 kg

Saccharomyces Cerevisiae keluar : FSc10 = FSc

6 + F(NH4)2SO47 + FH2SO4

8


= (1110,04975 +888,0398 +888,0398) kg

= 2886,1294 kg

Diasumsikan :

Pada Fermentor (NH4)2SO4 dan H2SO4 terkonversi 100%.

LA.4 TANGKI PENAMPUNG FERMENTASI (T-102)

Glukosa F10 F11 Glukosa Etanol Etanol Air Air Saccharomyces Saccharomyces

FG10 = FG

11 = 1401,5657 kg

FE10 = FE

11 = 13611 kg

FAir10 = FAir

11 = 193978,6362 kg

FSc10 = FSc

11 = 2886,1294 kg

Total substrat = (1401,5657 +13611 +193978,6362 + 2886,1294) kg

= kg3313,211877

LA. 5 FILTER PRESS (FP-101)

Glukosa F11 F13 Glukosa Etanol Etanol Air Air Saccharomyces F12

Air Saccharomyces

Diharapkan keseluruhan Saccharomyces tersaring dan cakenya mengandung air 10 %.


Neraca massa glukosa :

Glukosa masuk alur 11 = glukosa keluar alur 13

FG11 = FG

13 = 1401,5657 kg

Neraca massa etanol:

Etanol masuk alur 11 = etanol keluar alur 14

FE11 = FE

13 = 13611 kg

Neraca massa Saccharomyces:

FSc11 = FSc

12 = 2886,1294 kg

Neraca massa air:

FAir11 = 193978,6362 kg

FAir12 = 0,1 × FAir

11 = (0,1 ×193978,6362) kg

= 19397,86362 kg

FAir13 = FAir

11 - FAir12 = (193978,6362 – 19397,86362) kg

= 174580,7726 kg

Total keluaran dari alur 14 adalah:

Etanol : FE13 = 13611 kg

Glukosa : FG13 = 1401,5657 kg

Air : FAir13 = 174580,7726 kg

Maka :

FTotal13 = (13611 + 1401,5657 + 174580,7726) kg

= 189593,3383 kg

Dari total keluaran alur 13 diatas maka diperoleh :

XE13 = %18,7%100

3383,18959313611

=×kg

kg


XG13 = %74,0%100

3383,1895935657,1401

=×kg

kg

XAir13 = %08,92%100

3383,1895937726,174580

=×kgkg

LA. 6 DESTILASI (MD-101)

I-2

E-1P-10I-3

Neraca total :

F13 = F14 + F15

F13 = 189593,3383 kg

F14 = 13611 kg

F15 = F13 - F14

= (189593,3383 – 13611) kg

= 175982,3383 kg

Neraca alur F14 :

F14 = 13611 kg

F14 = (0,96 × 13611) kg = 13066,57 kg

MD

MD D

F14

F15 B

R-101

Lb

Vb

Vd

Ld

Glukosa Etanol Air

F13 Etanol Air

K-101


FAir14 = (13611 - 13066,57) kg = 544,43 kg

Neraca alur F15 :

F15 = 175982,3383 kg

FE15 = FE

13 – FE14

= (13611 – 13066,57) kg = 544,43 kg

FG15 = FG

13 = 1401,5657 kg

FAir15 = F15 – (FE

15 + FG15)

= 175982,3383 – (544,43 + 1401,5657) kg = 174036,3425 kg.

Perhitungan ratio refluks dengan metode Underwood :

Tabel LA.1 Data tekanan uap (Pa)

Persamaan tekanan uap :

Untuk etanol dan H2O : ln Pa = A - CT

B+

Untuk glukosa : ln Pa = EDTTCT

BA++

+ ln (Reklaitis,1983)

Neraca massa molar pada destilasi

Tabel LA.2 Neraca massa molar pada menara destilasi dapat dilihat pada tabel berikut :

Etanol

(KPa)

H2O

(KPa)

A 16,1952 16,5362

B 3423,53 3985,44

C -55,7152 -38,9974

Glukosa (Pa)

A 2,54410E+02

B -3,14230E+04

C 0,00000E-01

D -3,10060E+01

E 6,24170E-18

Laju

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


Titik didih umpan masuk :

Titik didih umpan masuk : dew point

Dew point destilat :

T = 354 K

P = 100 Kpa

Tabel LA.3 Data Untuk Mencari Dew Point Destilat

Komponen Yi Pa (Kpa) ki yi/ki αi

Etanol 0,9038 112,527504 1,12527504 0,803182 2,3012745

H2O 0,0962 48,897905 0,48897905 0,196737 1

∑ 1 0,999999

Syarat ∑ xi = ∑ 1=kiyi

Oleh karena ∑kiyi mendekati 1, maka dew point destilat adalah 354 K.

Bubble point bottom :

T = 370 K

P = 100 Kpa

F (kg) N (Kmol)

Xi F (kg) N (Kmol)

Yi F (kg) N (Kmol)

Xi

Etanol 13611 295,891 0,0295 13066,6 284,06 0,9038 544,43 11,8354 0,0012

H2O 174580,773 9698,93 0,9697 544,43 30,25 0,0962 174036,35 9668,69 0,9980

Glukosa 1401,5657 7,7864 0,0008 0 0 0 1401,566 7,7864 0,0008

∑ 189593,3383 10002,609

1 13611 314,31 1 175982,34 9688,31 1


Tabel LA.4 Data Untuk Mencari Bubble Point Bottom

Komponen Xi Pa (Kpa) ki ki.xi αi

Etanol 0,0012 202,367279 2,02367279 0,00242841 2,2390088

H2O 0,9980 90,382529 0,90382529 0,90201764 1

Glukosa 0,00080 138,529732 1,38529732 0,00110824 0,6524414

∑ 1 0,90555429

Syarat ∑ yi = ∑ ki.xi = 1

Oleh karena ∑ ki.xi mendekati 1 maka bubble point bottom adalah 370 K.

Refluks minimum destilat (RDM)

1 – q = ∑Φ−∝

∝

i

ifi x. ; Rm + 1 = ∑

Φ−∝∝

ixiDi . (Geankoplis, 2003)

Umpan masuk adalah cairan pada titik didihnya maka q = 1

Sehingga : ∑Φ−∝

∝

i

ifi x. = 0

Suhu yang digunakan pada perhitungan adalah suhu relatif,

T = KTT bubbledew 362

2370354

2=

−=

−

Trial nilai Φ :

Φ = 2,17705

Oleh karena ∑Φ−∝

∝

i

ifi x. = 0, maka Φ = 2,17705

Menghitung Rd :

Tabel LA.5 Data Untuk Menghitung Rd


Komponen Xid=yid Pa (362,185)

Kpa

ki αi Φ−∝

∝i

xiDi .

Etanol 0,9038 152,078981 1,52078981 2,2700458 22,0619361

H2O 0,0962 66,9937948 0,669937948 1 -0,0817297

∑ 1 21,9802064

Rm + 1 = ∑Φ−∝

∝i

xiDi .

Rm + 1 = 21,9802064

Rm = 21,9802064 – 1 = 20,9802064

Rd = 1,5 . Rm

= 1,5 . 21,9802064 = 31,4703095

Neraca disekitar kondensor pada menara destilasi :

Data :

Rd = 31,4703095

Ket : Vd : uap destilat

Ld : liquid destilat

F : Feed

D : destilat

B : bottom

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

Rd = Ld / D (Geankoplis, 2003)

D = N15

Ld = 31,4703095. 314,3019


= 9891,1781 Kmol

Vd = Ld + D

= 9891,1781 + 314,3019

= 10205,4799 Kmol

Neraca komponen Alur Ld :

Tabel LA.6 Neraca Komponen Alur Ld dapat dilihat pada tabel berikut :

Komponen xi N (Kmol) F (kg)

Etanol 0,9038 8939,6467 411223,7482

H2O 0,0962 951,5314 17127,5652

∑ 1 9891,6781 428351,3134

Neraca komponen Alur Vd :

VdE = LdE + FE14

= 411223,7482 + 13066,57 = 424290,3182 kg

VdAir = LdAir + FAir14

= 17127,5652 + 544,43 = 17671,9952 kg

Vd = VdE + VdAir

= (424290,3182 + 17671,9952) kg

= 441962,3134 kg

Neraca disekitar reboiler pada menara destilasi :

Keterangan : Lb : Liquid bottom

Vb : Vapor bottom

B : bottom


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

Lb = Ld + F (Geankoplis, 2003)

Lb = Ld + F13

Lb = (428351,3134 + 189593,3383) = 617944,6517 kg

Lb = 617944,6517 kg

Vb = Lb – B = Vd

= 441962,3134 kg

Neraca komponen F (Lb) :

Lb = 617944,6517 kg

LbE = 0,0031 × 617944,6517 kg = 2008,6284 kg

LbAir = 0,9888 × 617944,6517 kg = 640687,6716 kg

LbG = 0,00801 × 617944,6517 kg = 5190,0366 kg

Neraca komponen Vb :

Vb = 441962,3134 kg

VbE = 0,0031 × 441962,3134 kg

= 1370,0831 kg

VbAir = 0,9889 × 441962,3134 kg

= 437056,5317 kg

VbG = 0,008 × 441962,3134 kg

= 3535,6985 kg


LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA PANAS

Basis Perhitungan : 1 jam operasi

Satuan : kkal/jam

Temperatur referensi : 25oC = 298K

1. Reaktor (R-01)

Fungsi : Tempat berlangsungnya reaksi hidrolisa antara sukrosa dengan air untuk

menghasilkan glukosa

5

4 6

A. Masuk (N4)

Qsukrosa = m. Cp. ∆T

= 16612,921 kg ×0,301 kkal/kg.0C × (25 – 25) 0C = 0

Qglukosa = m. Cp. ∆T

= 10544,03 kg ×0,275 kkal/kg.0C × (25 – 25) 0C = 0

Qair = m. Cp. ∆T

= 11584,3419 kg ×1 kkal/kg.0C × (25 – 25) 0C = 0

B. Keluar (N6)


= 28031,3152 kg ×0,275 kkal/kg.0C × (40 – 25) 0C = 115629,1752 kkal

Qair = m. Cp. ∆T

= 193978,6362 kg ×1 kkal/kg.0C × (40 – 25) 0C = 2909679,543 kkal

Maka, Qkeluar = 3025308,718 kkal

R-01 12o Brix

Glukosa Air T = 40 0C

T=25oC Glukosa Sukrosa Air

Air T=25oC

Kondensat T = 40 0C

Steam T = 130


Panas Reaksi

C12H22O11 + H2O 2C6H12O6

Sukrosa air glukosa

∆Hf 25 oC (Reaktan)

∆Hf 25 oC Sukrosa = sukrosaH

sukrosaBMsukrosaMassa

f∆×

= )/07,531(/342921,16612 kmolkkal

kmolkgkg

−×

= -25797,1461 kkal

∆Hf 25 oC Air = AirH

AirBMAirMassa

f∆×

= )/3174,68(/183419,11584 kmolkkal

kmolkgkg

−×

= -43967,3399 kkal

∆Hf 25 oC (Reaktan) = (-25797,1461 kkal) – (-43967,3399 kkal)

= -69764,4861 kkal

∆Hf 25 oC (Produk)

∆Hf 25 oC Glukosa = GlukosaH

GlukosaBMGlukosaMassa

f∆×

= )/51,235(/180

3152,28031 kmolkkalkmolkg

kg−×

= -36675,8613 kkal

∆Hr 25 oC = ∆Hf 25

oC (Produk) - ∆Hf 25

oC (Reaktan)

= (-36675,8613 kkal) – (-69764,4861 kkal)

= 33088,6247 kkal (Endotrmis)

• Panas yang dibutuhkan = (Q keluar - ∆H 25 oC) - Q masuk

= (3025308,718 kkal + 33088,6247 kkal) – 0 kkal

= 3058397,343 kkal

• Jumlah steam yang dibutuhkan (m)

Temperature steam masuk = 130 0C


Panas laten (λ ) = 520 kkal/kg

m = Tcp

Qs

∆+ .λ

CCkgkkalkglkka

kkal00 )40130(./1/520

343,3058397−+

=

= 5013,7661 kg

Tabel LB.1. Neraca Panas Pada Reaktor



1.

2.

3.

Sukrosa

Glukosa

Air

0

0

0

-

115629,1752

2909679,543

Jumlah 0 3025308,718

4.

5.

Panas reaksi 25 0C


-

3058397,343

33088,6247

-

Total 3058397,343 3058397,343

2. Tangki Sterilisasi (ST-01)

Fungsi : Untuk mensterilkan bahan baku dari mikrobia – mikrobia yang terikut

kedalam umpan.

6 7

A. Masuk (N6)


= 28031,3152 kg ×0,275 kkal/kg.0C × (40 – 25) 0C = 115629,1752 kkal

ST- 01 T6= 400C N6

Glukosa Air

T7= 750C N7 Glukosa Air

Steam 1300C

Kondensat T = 45 0C


Qair = m. Cp. ∆T

= 193978,6362 kg ×1 kkal/kg.0C × (40 – 25) 0C = 2909679,543 kkal

Maka, Q masuk = 3025308,718 kkal

B. Keluar (N7)


= 28031,3152 kg ×0,275 kkal/kg.0C × (75 – 25) 0C = 385430,584 kkal

Qair = m. Cp. ∆T

= 193978,6362 kg ×1 kkal/kg.0C × (75 – 25) 0C = 9698931,81 kkal


Agar temperatur pada ST-01 menjadi 75oC maka perlu ditambahkan steam, steam

yang digunakan pada 130oC; 270,13 Kpa dari steam tabel diperoleh panas laten steam (λ )

=2173,6 kJ/kg = 520 kkal/kg (Reklaitis,1983)

• Panas yang dibutuhkan = Q keluar – Q masuk

= (10084362,39 - 3025308,718) kkal

= 7059053,672 kkal

• Jumlah steam yang dibutuhkan (m)

m =Tcp

QQ masukkeluar

∆+−

.

67

λ

= CCkgkkalkgkkal 00 )45130(./1/520

kkal 8)3025308,71- 39(10084362,−+

= 11667,8573 kg

Tabel LB.2. Neraca Panas Pada Tangki Sterilisasi



1.

2.

3

Glukosa

Air


115629,1752

2909679,543

7059053,672

385430,584

9698931,81

-

Total 10084362,39 10084362,39


3. Cooler (C-01)

Fungsi : Untuk mendinginkan bahan baku sebelum difermentasi

7 8

A. Masuk (N7)


= 28031,3152 kg ×0,275 kkal/kg.0C × (75 – 25) 0C = 385430,584 kkal

Qair = m. Cp. ∆T

= 193978,6362 kg ×1 kkal/kg.0C × (75 – 25) 0C = 9698931,81 kkal

Maka, Qmasuk = 10084362,39 kkal

B. Keluar (N6)


= 28031,3152 kg ×0,275 kkal/kg.0C × (30 – 25) 0C = 38543,0584 kkal

Qair = m. Cp. ∆T

= 193978,6362 kg ×1 kkal/kg.0C × (30 – 25) 0C = 969893,181 kkal


• Panas yang diserap air pendingin ;

Qs = Q masuk – Q keluar

= (10084362,39 - 1008436,239) kkal = 9075926,151 kkal

• Jumlah air pendingin yang dibutuhkan ;

Q = m. cp. ∆T

C- 01 T7= 750C N7

Glukosa Air

T8= 300C N8

Glukosa Air

Air pendingin 250C

Pendingin bekas 40oC


m = kgCCkgkkal

kkalTcp

Q 7434,605061)2540(./1

151,9075926. 00 =

−=

∆

Tabel LB.3. Neraca Panas Pada Cooler



1.

2.

3

Glukosa

Air

Air pendingin

385430,584

9698931,81

-

38543,0584

969893,181

9075926,151

Total 10084362,39 10084362,39

4. Fermentor (F-01)

Fungsi : Untuk memproduksi etanol dengan bantuan Sacaromyces Cereviciae

8 9

Catatan:

Pada fermentor terjadi reaksi pembentukan etanol dari glukosa dengan adanya

Sacharomyces Cerevisiae, sehingga harus dihitung panas reaksi, untuk itu bahan – bahan

yang tidak terlibat dalam reaksi seperti asam sulfat, amonium sulfat tidak dihitung panasnya

karena dianggap tidak terjadi perubahan panas.

F-01 T8 = 30oC Glukosa Air

T9= 30oC Etanol Glukosa Air

Air Pendingin T = 250C

Pendingin bekas T = 400C

CO2


A. Masuk (N8)


= 28031,3152 kg ×0,275 kkal/kg.0C × (30 – 25) 0C = 38543,0584 kkal

Qair = m. Cp. ∆T

= 193978,6362 kg ×1 kkal/kg.0C × (30 – 25) 0C = 969893,181 kkal


B. Keluar (N8)

Qetanol = m. Cp. ∆T

= 13622 kg ×0,67 kkal/kg.0C × (30 – 25) 0C = 45633,7 kkal


= 1401,5657 kg ×0,275 kkal/kg.0C × (30 – 25) 0C = 7007,8285 kkal

Qair = m. Cp. ∆T

= 193978,6362 kg ×1 kkal/kg.0C × (30 – 25) 0C = 969893,181 kkal


Panas Reaksi

C6H12O6 Sacharomyces Cerevisiae 2 C2H5OH + 2CO2

Gukosa etanol

∆Hf 25 oC (Reaktan)

∆Hf 25 oC Glukosa = glukosaH

glukosaBMglukosaMassa

f∆×

= )/51,235(/180


kg−×

= -36675,8613 kkal

∆Hf 25 oC (Produk)

∆Hf 25 oC Etanol = oleH

oleBMoleMassa

f tantantan

∆×

= )/35,66(/46

13622 kmolkkalkmolkgkg

−×


= -19648,2543 kkal

∆Hf 25 oC CO2 = 2

2

2 COHCOBMCOMassa

f∆×

= )/51,235(/180


kg−×

= -36675,8613 kkal

∆Hf 25 oC (Produk) = (-19648,2543 kkal) – (-27828,6799 kkal)

= -47476,9342 kkal

∆Hr 25 oC = ∆Hf 25

oC (Produk) - ∆Hf 25

oC (Reaktan)

= (-47476,9342 kkal) – (-36675,8613 kkal)

= -17395,8691 kkal (Eksotrmis)

• Panas diserap air pendingin; Qc

Qc = (Q keluar - ∆H 25 oC) - Q masuk

= {(1008436,239) + (17395,8691 kkal)} – 1022534,71 kkal

= 3297,3981 kkal

• Massa air pendingin yang dibutuhkan :

Q = m cp ∆T

m = Tcp

Q∆.

= kgCCkgkkal

8265,219)3040(./1

3981,329700 =

−

Tabel LB.4. Neraca Panas Pada Fermentor



1.

2.

3.

Etanol

Glukosa

Air

-

38543,0584

969893,181

45633,7

7007,8285

969893,181

Jumlah 1008436,239 1022534,71

4.

5.

Panas reaksi 25 0C

Panas diserap air pendingin

17395,8691

-

-

3297,3981

Total 1025832,108 1025832,108


5. Heater (H-01)

Fungsi : Untuk memanaskan etanol sebelum didestilasi

9 10

A. Masuk (N9)


= 13622 kg ×0,67 kkal/kg.0C × (30 – 25) 0C = 45633,7 kkal


= 1401,5657 kg ×0,275 kkal/kg.0C × (30 – 25) 0C = 7007,8285 kkal

Qair = m. Cp. ∆T

= 193978,6362 kg ×1 kkal/kg.0C × (30 – 25) 0C = 969893,181 kkal


B. Keluar (N10)


= 13622 kg ×0,67 kkal/kg.0C × (90 – 25) 0C = 593238,1 kkal


= 1401,5657 kg ×0,275 kkal/kg.0C × (90 – 25) 0C = 25052,9868 kkal

Qair = m. Cp. ∆T

= 193978,6362 kg ×1 kkal/kg.0C × (90 – 25) 0C = 12608611,35 kkal


Agar temperatur pada H-01 menjadi 90oC maka perlu ditambahkan steam, steam yang

digunakan pada 130oC; 270,13 K dari steam tabel diperoleh panas laten steam (λ ) =2173,6

kJ/kg = 520 kkal/kg (Reklaitis,1983)

H-01 N9 = 300C Etanol Glukosa Air

N10= 90oC Etanol Glukosa Air

Steam 130oC

Kondensate T = 40 0C


Panas yang dibutuhkan = Qkeluar – Qmasuk

= (13226902,44 - 1022534,71) kkal = 12204367,73 kkal

Jumlah steam yang dibutuhkan; m

m =Tcp

QQ masukkeluar

∆+−

.

1415

λ =

CCkgkkalkgkkal 00 )40130(./1/520kkal) 1022534,71 44(13226902,−+

−

= 20007,1602 kg

Tabel LB.5. Neraca Panas Pada Heater



1.

2.

3.

Etanol

Glukosa

Air

45633,7

7007,8285

969893,181

593238,1

25052,9868

12608611,35 Jumlah 1022534,71 13226902,44

4. Panas yang dibutuhkan steam 12204367,73 -

Total 13226902,44 13226902,44

6. Destilasi (MD-01)

Fungsi : Untuk mendestilasi etanol hingga 96%


I-

2

P-10I-3

A. Masuk (N10)


= 13622 kg ×0,67 kkal/kg.0C × (90 – 25) 0C = 593238,1 kkal


= 1401,5657 kg ×0,275 kkal/kg.0C × (90 – 25) 0C = 25052,9868 kkal

Qair = m. Cp. ∆T

= 193978,6362 kg ×1 kkal/kg.0C × (90 – 25) 0C = 12608611,35 kkal


• Kondensor

A. Masuk

Vapor destilation (Vd)


= 424290,3182 kg ×0,67 kkal/kg.0C × (80 – 25) 0C = 15635098,23 kkal

Qair = m. Cp. ∆T

MD

KD D

F11

Etanol Air

F12 B

R-101

Lb

Vb

Vd

Ld

Glukosa Etanol Air

F10

K-101


= 17671,9952 kg ×1 kkal/kg.0C × (80 – 25) 0C = 971959,736 kkal


B. Keluar

Liquid destilation (Ld)


= 411223,7482 kg ×0,67 kkal/kg.0C × (30 – 25) 0C = 1377599,556 kkal

Qair = m. Cp. ∆T

= 17127,5652 kg ×1 kkal/kg.0C × (30 – 25) 0C = 85637,826 kkal


Destilation (D)


= 13066,6 kg ×0,67 kkal/kg.0C × (30 – 25) 0C = 43773,11 kkal

Qair = m. Cp. ∆T

= 544,43 kg ×1 kkal/kg.0C × (30 – 25) 0C = 2722,15 kkal


∆Qout = QLd + QD

= (1463237,382 + 46495,26) kkal = 1509732,642 kkal

Menghitung kebutuhan air pendingin :

Q = Qin - Qout = (16607057,97 – 1509732,642) kkal = 15097325,33 kkal Jumlah air pendingin yang dibutuhkan :

Q = m. Cp. ∆T

m = Tcp

Q∆.

= kgCCkgkkal

5066,301946)3080(./1

kkal 315097325,300 =

−

Tabel LB.6 Neraca Panas Pada Kondensor No Komponen Panas (kkal/jam)

Masuk Keluar

1. Etanol 15635098,23 1421372,666


2. Air 971959,736 88359,976

Jumlah 16607057,97 15097325,33

3. Air pendingin - 15097325,33

Total 16607057,97 16607057,97

• Reboiler

A. Masuk

Liquid bottom (Lb)


= 2008,6284 kg ×0,67 kkal/kg.0C × (65 – 25) 0C = 53831,2411 kkal

Qair = m. Cp. ∆T

= 640687,6716 kg ×1 kkal/kg.0C × (65 – 25) 0C = 25627506,86 kkal


= 5190,0366 kg ×0,275 kkal/kg.0C × (65 – 25) 0C = 57090,4026 kkal


B. Keluar

Vapor bottom (Vb)


= 1370,0831 kg ×0,67 kkal/kg.0C × (90 – 25) 0C = 59667,1190 kkal

Qair = m. Cp. ∆T

= 437056,5317 kg ×1 kkal/kg.0C × (90 – 25) 0C = 28408674,56 kkal


= 3535,6985 kg ×0,275 kkal/kg.0C × (90 – 25) 0C = 63200,6106 kkal

Maka, Qtotal = 28531542,29 kkal

Bottom (B)



= 638,5453 kg ×0,67 kkal/kg.0C × (80 – 25) 0C = 23530,3943 kkal

Qair = m. Cp. ∆T

= 1654,3381 kg ×1 kkal/kg.0C × (80 – 25) 0C = 90988,5955 kkal


= 203631,1399 kg ×0,275 kkal/kg.0C × (80 – 25) 0C = 3079920,991 kkal

Maka, Qtotal = 3194439,981 kkal

∆Qout = Qvb + QB

= (28531542,29 +3194439,981) kkal = 31725982,27 kkal

Panas yang dibutuhkan = Qout - Qin

= (31725982,27 – 25738428,5) kkal

= 5987553,766

Jumlah panas yang dibutuhkan :

m = Tcp

Q∆+ .λ

= CCkgkkalkgkkal

kkal00 )8090(./1/520

93,3664356−+

= 6913,801 kg

Tabel LB.7 Neraca Panas Pada Reboiler


Masuk Keluar

1.

2.

3.

Etanol

Air Glukosa

53831,2411

25627506,86

57090,4026

83197,5133

25718495,46

3143121,602

Jumlah 25738428,5 31725982,27

4. Panas yang dibutuhkan 5987553,766 -

Total 31725982,27 31725982,27


LAMPIRAN C

SPESIFIKASI PERALATAN PROSES

1. Tangki Penampung Molase (T-101)

Fungsi : Menampung molase sebelum dipompakan ke SC-101

Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup datar.

Bahan konstruksi : Carbon steel SA – 287 grade C

Data:

Kondisi penampungan : Temperatur = 30oC

Tekanan = 1 atm

Tabel LC-1 Komposisi T-01

Komponen F; kg/jam Densitas; kg/m3 V; m3/jam Glukosa 10544,030 1544,00 6,8290 Sukrosa 16612,921 1588,00 10,4615 Air 11584,341 998,23 11,6048 Abu 8561,558 720,00 11,8911 Total 48590,000 40,7863

Densitas, ρ = jamm

jamkg/7863,40

/485903 = 1191,3298 kg/m3

Kebutuhan perancangan = 7 hari


Perhitungan :

Volume tangki; VT = 3/3298,1191/247/485902,1

mkgharijamharijamkg ×××

= 8222,5291 m3

Diameter tinggi silinder ; HS : 1,2 Dt

Volume tangki; Vt = HsDt 2

41π

8222,5291 m3 = DtDt 2,1)14,3(41 2

Diameter tangki ; Dt = 20,5897 m


Jari-jari tangki, R = 25897,20 = 10,2948 m = 405,3096 in

Tinggi tangki, HS = 1,2 × 20,5897 m = 24,7076 m = 81,0608 ft

Tekanan Operasi, PD = Po + ( )144

1−Hsρ (Brownell &Young,1959)

Dimana Po = Tekanan awal 1 atm = 14,7 psi

Ph = 14,7 Psi + ( )144

1 81,0608/74,375 3 −ftftlb = 56,0508 Psi

Faktor keamanan ; Fk = 20%

Tekanan disain; Pd = 1,2 × 56,0508 Psi = 67,261 Psi

Tebal Plat minimum, tp = ncPSE

RP+

−×

6,0 (Brownell &Young,1959)

Dimana;

P = Tekanan disain

S = Tegangan yang diizinkan 18.750 psi

E = Efesiensi sambungan; 80%

n = Umur alat 10 tahun

c = faktor korosi 0,01 in/tahun

R = jari-jari tangki (in)

ts = tahunintahunin /01,010Psi 261,676,00,8psi 18.750

3096,40567,261Psi×+

×−××

= 1,922 in = 2 in

2. Pompa Molase (P-101)

Fungsi : Untuk mengalirkan molase dari T-01 ke SC-101

Kondisi operasi :

Temperatur : 30oC.

Tekanan : 1atm


Perhitungan:

Laju alir bahan masuk, m = 48590 kg/jam = 29,7559 lb/detik

Densitas ; ρ = 1154,817 kg/m3 = 72,095 lb/ft3

Viskositas, µ = 3,559 cp

= 2,392 × 10-3 lbm/ft detik (Perry,1999)

Laju alir volumetrik; Q = ρm = 3lb/ft 72,095

lb/detik 29,7559 = 0,4127 ft3/detik

a. Perencanaan pompa

Diameter optimum,IDop = 3,9 (Q)0,45 ( ρ )0,13 (Peters&Timmerhaus,2004)

IDop = 3,9 (0,4127 )0,45 (72,095)0,13

= 4,5671 in = 0,3805 ft

Dipilih pipa 4 in schedule 40 dengan data – data sebagai berikut: (Kern,1950)

Diameter Luar; OD = 4,500 in

Diameter dalam; ID = 4,026 in = 0,3355 ft

Luas penampang; A = 12,7296 in2 = 0,0884 ft2

b. Bilangan Reynold

Kecepatan laju alir; v = AQ = 2

3

ft 0,0884 /detikft 0,4127 = 4,6690 ft/detik

Bilangan Reynold, NRe = µ

ρ vID ××

= ik lbm/ft.det 10 2,392

det/ ,689043355,0lb/ft 72,0953-

3

××× ikftft

= 47422,1846 > 2100 aliran turbulen

Untuk pipa commercial steel, ε = 0,00015 ft

Kekasaran relatif = 0004,03355,000015,0

==IDε (Geankoplis, 2003)

Untuk aliran turbulen, f = 0053,0)1846,47422(

079,0)(

079,025,025,0 ==

eNR

c. Menentukan panjang ekivalen total pipa, LΣ

Direncanakan sistem perpipaan sebagai berikut :

Sistem perpipaan L/D L (ft)


1. Panjang pipa lurus

2. Sambungan pipa

- 3 buah elbow standar 900

- 1 buah gate valve fully open

- Penyempitan mendadak, K = 0,5

- Pembesaran mendadak, K = 1,0

30

13

27 51

163

33,75

4,875

5,063

19,125

Total panjang pipa ekivalen, LΣ 224,9339

Kerugian karena gesekan; F∑

F∑ = gcID

Lfv2

4 2 ∑ (Geankoplis, 2003)

= ftiklbfftlbmft

3355,0det./.174,3229339,224ft/detik) 4,6890(0053,04

2

2

××× = 4,8565 ft lbf/lbm

Beda ketinggian yang dipompakan,∆Z = 163 ft

Ws = FgcgZ ∑+∆ (Alan Foust, 1980)

Kerja pompa; Ws = FgcgZ ∑+∆

= 163 ft × 2

2

det/174,32det/174,32

iklbfftlbmikft + 4,8565 ft lbf/lbm

= 166,9779 ft lbf/lbm

1 Hp = 550 ft.lbf/det

Daya pompa; P = Q × ρ × Wf

= 0,4127 ft3/detik × 72,095 lb/ft3 ×166,9779 ft lbf/lbm

= 4968,1948 lb ft/detik/550 = 9,0331 HP

Efesiensi pompa = 80%

Maka daya aktual motor; Pm = 0,8

HP9,0331 = 11,2913 HP = 12 HP

3. Screening (SC-101)

Fungsi : Untuk menyaring abu dari molase

Kondisi operasi :


Temperatur : 30oC.

Tekanan : 1atm

Perhitungan:

Laju alir bahan masuk = 48590 kg/jam




Waktu tinggal = ¼ jam

Faktor keamanann = 20%

Perhitungan:

Volume tangki; Vt = 3/817,11544/1/ 485902,1

mkgjamjamkg ××

= 12,6227 m3

Mesh:

Suatu bukaan dalam suatu jaringan yang biasanya digunakan untuk

merancang bukaan ayakan dalam bentuk jumlah bukaan/inci

Dalam hal ini bukaan sebesar 0,0029 in, yang merupakan bukaan ayakan sebesar 200 mesh

dengan kawat 0,0021 in. (M.Cabe, 1989)

1 in = 0,025 m

Luas ayakan; A = m5

3

1025,7m 12,6227−×

= 174106,206 m2

A = ¼ π D2

174106,206 m2 = 0,785D2

D = 60,5315 m

Jari – jari tangki, R = 2

m 60,5315 = 30,2657 m = 1191,5628 in

- tinggi : diameter = H : D = 3 : 2 = 1,5

Tinggi tangki; Hs = 1,5 × 60,5315 m = 90,7972 m = 297,8876 ft

Tekanan hidrostatis bahan, Ph = Po + ( )144

1−Hsρ



PD = 14,7 Psi + ( )144

1297,8876/ 72,095 3 −ftftlb = 163,3406 Psi



Tebal silinder, ts = ncPSE

RP+

−×

6,0

Dimana;

P = Tekanan disain




c = laju kecepatan korosi 0,01 in/tahun

ts = tahunintahun /01,010Psi 0087,1966,00,8psi 18.750

in 5628,1191Psi 196,0087×+

×−××

= 15,7934 in = 16 in

4. Pompa Sreening (P-102)

Fungsi : Untuk mengalirkan molase dari SC-01 ke R-01

Kondisi operasi :

Temperatur : 30oC.

Tekanan :1atm

Perhitungan:

Laju alir bahan masuk = 38741,293 kg/jam = 23,7247 lb/detik

Densitas ; ρ =

Tabel LC-2 Komposisi P-102

Komponen Massa (kg) Xi ρ (kg/m3) Glukosa 10544,03 0,2721 1544,00 Sukrosa 16612,921 0,4288 1588,00 Air 11584,342 0,2991 998,23 Total 38741,293 1


23 /7107,83/867,1340

23,9982990,0

00,15884288,0

1544,000,2721

1 ftlbmkgcamp ==+++

=ρ




lb/detik 27,7247 = 0,3312 ft3/detik



IDop = 3,9 (0,3312 )0,45 (83,7107)0,13

= 4,2176 in






3


b. Bilangan Reynold


ρ vID ××


det/ 7466,33355,0lb/ft 83,71073-

3

××× ikftft

= 23645,6659 > 2100 aliran turbulen





079,0)(

079,025,025,0 ==

eNR

c. Menentukan panjang ekivalen total pipa, LΣ





2. Sambungan pipa



-Penyempitan mendadak, K = 0,5

-Pembesaran mendadak, K = 1,0

30

13

27 51

217

56,250

4,875

5,063

19,125


Faktor kerugian karena kehilangan energi; F∑

F∑ = gcD

Lfv2

4 2 ∑

= ftiklbfftlbm

ft3355,0det./.174,322

3562,301ft/detik) ,74663(0064,042

2

××× = 5,0161 ft lbf/lbm

Tinggi pemompaan ∆Z = 217 ft

Dari persamaan Bernoulli;

∆ ∫ =∑++∆+

2

1

2

2

P

P

WfFdPVgcgZ

gcvα

(Sandler,1987)

Laju alir bahan yang masuk = laju alir bahan keluar; maka:

∆

αgc

v2

2

= 0

Karena tidak ada perbedaan tekanan; maka

∫2

1

P

P

dPV = 0

Sehingga persamaan Bernoulli menjadi;

Wf = FgcgZ ∑+∆

Kerja pompa; Wf = FgcgZ ∑+∆

= 217 ft × 2

2

det/174,32det/174,32


= 221,0598 ft lbf/lbm



= 0,3312 ft3/detik × 83,7107 lb/ft3 × 221.0598 ft lbf/lbm

= 6128,8797 lb ft/detik/550 = 11,1434 HP



HP11,1434 = 13,9292 HP = 14 HP

5. Pompa Air (P-103)

Fungsi : Memompakan air ke tangki hidrolisa

Kondisi operasi :

Temperatur : 30oC.

Tekanan : 1atm

Perhitungan :






lb/detik 125,8844 = 2,0245 ft3/detik



IDop = 3,9 (2,0245 )0,45 (62,1778)0,13

= 9,1640 in




Luas penampang; A = 50 in2 = 0,3472 ft2


3


b. Bilangan Reynold


ρ vID ××



det/ 8309,56650,0lb/ft 62,17784-

3

××× ikftft

= 448136,4965 > 2100 aliran turbulen




Untuk aliran turbulen, f = 0031,0) 5448136,496(

079,0)(

079,025,025,0 ==

eNR

c. Menentukan panjang ekivalen pipa, L∑




2. Sambungan pipa





13

30

27 51

20

8,645

39,9

17,955

33,915



F∑ = gcD

Lfv2

4 2 ∑

= ftiklbfftlbmft

6650,0det./.174,322415,120ft/detik) 8309,5(0031,04

2

2

×××× = 1,1863 ft lbf/lbm



∆ ∫ =∑++∆+

2

1

2

2

P

P

WfFdPVgcgZ

gcvα

(Sandler,1987)



∆

αgc

v2

2

= 0


∫2

1

P

P

dPV = 0


Wf = FgcgZ ∑+∆


= 20 ft × 2

2

det/174,32det/174,32


= 21,9893 ft lbf/lbm


= 2,0245 ft3/detik × 62,1778 lb/ft3 × 21,1863 ft lbf/lbm

= 2666,9169 lb ft/detik/550 = 4,8489 HP



HP4,8489 = 6,0611 HP = 6 HP

6. Reaktor (R-101)

Fungsi : Tempat berlangsungnya reaksi hidrolisa antara sukrosa dengan air

untuk menghasilkan glukosa

Data :


Tekanan = 1 atm

Waktu hidrolisa : 1 jam

Tabel LC-3 Komposisi pada R-101

Komponen F; kg/jam Densitas;kg/m3 V; m3/jam Xi Glukosa 10544,03 1544,00 6,8290 0,048 Sukrosa 16612,921 1588,00 10,4615 0,075 Air 194853,00 998,23 195,1985 0,877 Total 222009,9514 212,4890 1,000


Densitas , ρ camp = 333 /2275,65/8067,1044

/4890,212/9514,222009 ftlbmkgjamm

jamkg==

Reaksi yang terjadi :

½ C12H22O11 + ½ H2O 0 2C6H12O6 A B

FA0 = jamkmol /5757,48342

921,16612=

CA0 = 3/2286,04890,212

5757,48 mkmol=

Dari persamaan koefisien reaksi diperoleh CA0 = CB0

-rA = waktularuvol

teruraiyangAmol×tan

(Pers.3. levenspil, 1984)

= jammkmoljamjamm

jamkmol 33 /0011,0

/4890,212(/2286,0

=×

Menghitung Volume Reactor

V = FA0 A

A

rx

−∆

(levenspil,1984)

V = 0,2286 kmol/jam . jammkmol ./0011,0

13

Bahan – bahan yang tidak bereaksi juga harus diperhitungkan volumenya

Glukosa awal = 10544,03 kg/jam

Air = 194853 – 0,2286 (18) = 194848,8852 kg/jam

Total = 10544,03 + 194848,8852 = 205392,9152 kg/jam

Volume bahan yang tidak bereaksi; = 3kg/m 1044,8067kg/jam 2205392,915 = 196,5846 m3

Volume total = 207,8181 m3 + 196,5846 m3 = 404,4027 m3

Faktor keamanan, fk = 20%

Volume Reaktor , VT = (1 + fk) × Vt

VT = (1 + 0,2) ×404,4027 m3 = 485,2832 m3

b. Diameter tangki, DT dan tinggi tangki, HT

Direncanakan tinggi silinder; Hs/Dt = 1



41π

485,2832 m3 = DtDt 2)14,3(41

485,2832 m3 = 0,785 Dt3

Diameter tangki; Dt = 8,5187 m = 27,9481 ft


m 8,5187 = 4,2593 m = 167,6886 in

Tinggi tangki; Hs = 8,5187 m = 27,9481 ft

Tinggi elipsoidal; Hh = 2 41 × 8,5187 = 4,2513 m

Tinggi tangki total; HT = 8,5187 m + 4,2513 m = 12,77 m = 41,8958 ft


1−Hsρ


Ph = 14,7 Psi + ( )144

1ft 27,9481/ 65,2275 3 −ftlb = 26,8613 Psi




RxP+

− 6,0

Dimana;

P = Tekanan disain






in 6886,167Psi 32,2336×+

×−××

= 0,4608 in

Digunakan silinder dengan ketebalan ½ in

Tebal tutup dianggap sama karena terbuat dari bahan yang sama.


Tangki ini menggunakan pengaduk untuk mempercepat proses pencampuran, jenis pengaduk

yang digunakan adalah propeler, dengan ketentuan;

4,41,

51,3,0 ====

ED

DaL

DaW

DtDa

Dimana:

Dt = diameter tangki (ft)

Da = diameter pengaduk = 0,3 × Dt = 0,3 ×27,9481 = 8,3844 ft

W = lebar pengaduk = 1/5 × Da = 1/5 ×8,3844 = 1,6768 ft

L = panjang daun pengaduk = ¼ × Da = ¼ × 8,3844 = 2,0961 ft

E = jarak pengaduk dari dasar = ¼ × Dt = ¼ × 27,9481 = 6,9870 ft

Daya yang dibutuhkan untuk melakukan pengadukan;

P = 550

53

×gcDanK campT ρ

Dimana;

KT = konstanta pengaduk 6,3

n = kecepatan pengadukan 60 rpm = 1 rps

gc = konstanta gravitasi 32,174 lbm ft/lbf detik2

Sehingga daya; P =550det/174,32

/ 65,2441) 8,3844()1(3,62

353

×iklbfftlbmftlbftrps

= 962,4406 HP

Efesiensi motor 80%;

Pm = 0,8

962,4406 = 1203,0509 HP

Coil Pemanas

Jenis : Single Helix

Diambil data :

IPS = 1 in

Schedulle = 40

OD = 8,625 = 0,11 ft

ID = 7,981 in = 0,6650


Cplarutan = (Cpair ×%) + (Cpgluk ×%) + (Cpsukrosa ×%)

= (1 Btu/lb.oF ×29,91 %) + (0,275 Btu/lb.oF ×27,21 %) +

(0,301 Btu/lb.oF ×42,88 %)

= 0,5029 Btu/lb.oF

Konduktifitas larutan pada suhu 40 oC

K = (Cpair ×%) + (Cpgluk ×%) + (Cpsukrosa ×%)

= (0,346 W/m. oC ×29,91 %) + (0,09 W/m. oC ×27,21 %) +

(0,091 W/m. oC ×42,88 %)

= 0,1669 W/m. oC ×1,7307 Btu/ft/jam.oF

= 0,2890 Btu/ft/jam.oF

Bilangan Reynold, NRe = det./1004,6

/2275,65)3844,8(1..4

322

ftlbftlbftrpsDan

−×××

=µ

ρ

= 759167,7898

Maka diperoleh, JH = 500 (Fig. 28 Kern 1965)

ho = JH. k. ID-1 3/1

3/1)(k

Cp µ×

= 500 ×0,2890 Btu/ft/jam.oF × (0,6650)-1 × Fo.Btu/ft.jam0,2890

lb/ft.jam) 2,7416FBtu/lb.5029,0( 1/3o ×

= 2629,1964 Btu/jam.ft2.oF

hi = ×=×0874,011,0ho

IDOD 2629,1964 Btu/jam.ft2.oF

= 3309,0573 Btu/jam.ft2.oF

Uc = =+×

hihohiho

2.oFBtu/jam.ft 3309,05732.oFBtu/jam.ft 2629,19642.oFBtu/jam.ft 3309,05732.oFBtu/jam.ft 2629,1964

+×

= 1465,1043 Btu/jam.ft2.oF

Asumsi Rd = 0,005

hd = 200005,011

==Rd

UD = =+×

hdUchdUc

2.oFBtu/jam.ft 2002.oFBtu/jam.ft 1465,10432.oFBtu/jam.ft 200 2.oFBtu/jam.ft 1465,1043

+×

= 175,9774 Btu/jam.ft2.oF

T1 = 40 oC = 104 oF


T2 = 130 oC = 266 oF

Q = 3058397,343 kkal Btukkal

Btu 57,12128796252,01

=×

A = FFftjamBtu

BtuTU

Qoo

D 162../9774,17557,12128796

2 ×=

∆×

= 425,4473 ft2

External Surface 1 in,IPS, Schedulle 40 = 0,262 ft2/ft (Tabel 10, Kern 1965)

Luas lilitan = π ×3,5 × 0,262 ft2/ft = 2,88 ft2

Banyak lilitan = 72,14788,24473,425

2

2

=ft

ft lilitan

= 148 lilitan

Panjang Coil = SurfaceExternal

A

= ftftft

ft 8446,1623/262,0

4473,4252

2

= = 494,9538 m

7. Pompa Reaktor (P-104)

Fungsi : Untuk mengalirkan produk R-01 ke ST-01

Kondisi operasi : Temperatur = 30oC

Tekanan = 1 atm

Perhitungan:






lb/detik 135,9564 = 2,0843 ft3/detik

a. perencanaan pompa


IDop = 3,9 (2,0843 )0,45 (65,2275)0,13

= 9,3427 in







3


b. Bilangan Reynold, NRe


ρ vID ××


det/ 6,00276650,0lb/ft 65,22754-

3

××× ikftft

= 431090,2063 > 2100 aliran turbulen



==IDε


079,0079,025,025,0

Re

==N

(Geankoplis, 2003)





2. Sambungan pipa





30

13

27

51

68

79,800

8,645

17,955

33,915




F∑ = gcD

Lfv2

4 2 ∑

= ftiklbfftlbmft

6650,0det./.174,3227771,208ft/detik)0027,6(0031,04

2

2

×××× = 2,1799 ft lbf/lbm



∆ ∫ =∑++∆+

2

1

2

2

P

P

WfFdPVgcgZ

gcvα

(Sandler,1987)


∆

αgc

v2

2

= 0


∫2

1

P

P

dPV = 0


Wf = FgcgZ ∑+∆


= 68 ft × 2

2

det/174,32det/174,32





= 9604,0428 lb ft/detik/550 = 17,4618 HP


Daya pompa; P = 0,8

HP17,4618 = 22 HP


8. Tangki Sterilisasi (TS-101)

Fungsi : Memanaskan umpan untuk mensterilkan dari mikroba - mikroba

Bahan konstruksi : Carbon steel SA – 287 grade C

Data:


Tekanan = 2 atm

Tabel LC-4 Komposisi pada ST-101

Komponen F; kg/jam Densitas;kg/m3 V; m3/jam Xi

Glukosa 576,64 1544,00 18,1549 0,1262

Air 3990,284 998,23 194,3225 0,8738

Total 4566,924 212,4774 1,000

Densitas campuran, ρ camp

Laju volumetrik, Vo = 212,4774 m3 = 7503,2175 ft3

3/2295,65/8391,1044

23,9988738,0

1544,000,1262

1 ftlbjamkgcamp ==+

=ρ

- Menentukan ukuran tangki

a. Volume tangki, VT


Volume tangki, VT = (1 + fk) × Vo

VT = (1 + 0,2) ×212,4774 m3 = 254,9728 m3


Direncanakan tinggi silinder; Hs/Dt = 1


41π

254,9728 m3 = DtDt 2)14,3(41

254,9728 m3 = 0,785 Dt3

Diameter tangki; Dt = 6,8739 m = 22,5518 ft


m 6,8739 = 3,4369 m = 135,3142 in


Tinggi tangki; Hs = 6,8739 m = 22,5518 ft

Tinggi elipsoidal; Hh = 41 × 6,8739 = 1,7184 m

Tinggi tangki total; HT = 6,8739 m + 1,7184 m = 8,5923 m = 28,1898 ft


1−Hsρ Brownell & Young, 1959)


Ph = 29,4 Psi + ( )144

122,5518/ 65,2295 3 −ftftlb = 39,0625 Psi




RP+

−×

6,0

Dimana;

P = Tekanan disain






in 3142,135Psi 46,875×+

×−××

= 0,5236 in

Digunakan silinder dengan ketebalan 1/2 in


Tangki ini menggunakan pengaduk untuk mempercepat proses pencampuran, jenis

pengaduk yang digunakan adalah propeler, dengan ketentuan;

4,41,

51,3,0 ====

ED

DaL

DaW

DtDa

Dimana:


Da = diameter pengaduk = 0,3 × 22,5518 ft = 6,7655 ft

W = lebar pengaduk = 1/5 × 6,7655 ft = 1,3531 ft


L = panjang daun pengaduk = ¼ × 6,7655 ft = 1,6913 ft

E = jarak pengaduk dari dasar = ¼ × 22,5518 ft = 5,6379 ft


P = 550

53

gcmDanKT ρ

Dimana;





/ 65,2295) 6,7655()1(3,62

353

iklbfftlbmftlbftrps

= 329,1670 HP

Efesiensi motor = 80%;

P = 0,8

329,1670 = 411,4588 Hp

Penentuan coil jaket pemanas

Bahan koil yang digunakan Copper OD = 1/2 in

Temperatur masuk umpan ST-01 = 40oC = 104 oF

Temperatur umpan keluar ST-01 = 75oC = 167 oF

Temperatur steam masuk = 130oC = 266 oF

2t∆ = 266 – 167 = 99oF

1t∆ = 266– 104 = 162 oF

1

2

12

lntt

ttLMTD

∆∆∆−∆

=

16299ln

16299 −=LMTD = 127,9248 oF

Dari neraca panas Q = 7059053,672 kkal/jam

= 6690665,558 Btu/jam

Untuk fluida dingin heavy organic, fluida panas steam UD = 6 –60

(Tabel 8 Kern, 1965)


Diambil UD = 60 , maka

Luas perpindahan panas yang dibutuhkan; A

A =txU

Q

D ∆

= 127,924860

86690665,55x

= 871,6925 ft2

Untuk tube ½ in luas permukaan perpindahan panas/ft = 0,1309 ft2

Luas perpindahan panas per lilitan = π ×A ×Hs

= 3,14 × 0,1309 × 22,5518 ft

= 9,2693 ft2/lilitan

Jumlah lilitan secara keseluruhan = 942613,96925,871

= lilitan

9. Pompa Tangki Sterilisasi (P-105)

Fungsi : Untuk mengalirkan produk ST-101 ke C-101

Kondisi operasi : Temperatur = 75oC

Tekanan = 1 atm

Perhitungan:


Densitas ; ρ camp = 1044,8067 kg/m3 = 65,2275 lb/ft3




lb/detik 135,9564 = 2,0843 ft3/detik



IDop = 3,9 (2,0843 )0,45 (65,2275)0,13

= 9,3427 in







3

ft 0,3472 /detik2,0843ft = 6,0027 ft/detik



ρ vID ××


det/ 6,00276650,0lb/ft 65,22754-

3

××× ikftft

= 993039,0579 > 2100 aliran turbulen



==IDε


079,0079,025,025,0

Re

==N

(Geankoplis, 2003)

c. Menentukan panjang ekivalen total pipa, L∑




2. Sambungan pipa





30

13

27

51

57

59,850

8,645

17,955

33,915



F∑ = gcD

Lfv2

4 2 ∑

= ftiklbfftlbmft

6650,0det./.174,3227446,176ft/detik)0027,6(0025,04

2

2

×××× = 1,4882 ft lbf/lbm




∆ ∫ =∑++∆+

2

1

2

2

P

P

WfFdPVgcgZ

gcvα

(Sandler,1987)


∆

αgc

v2

2

= 0


∫2

1

P

P

dPV = 0


Wf = FgcgZ ∑+∆


= 57 ft × 2

2

det/174,32det/174,32





= 7951,6959 lb ft/detik/550 = 14,4576 HP



HP14,4576 = 18,0720 HP = 19 HP

10. Cooler (C-101)


Fungsi : Mendinginkan umpan sebelum dimasukkan ke R-102 .

Data:


Tekanan = 2 atm

1. Perhitungan LMTD

Tabel LC-5 Perhitungan LMTD

Fluida panas 0F Temperatur Fluida dingin 0F Differensial 0F 167 Temperatur tinggi 104 63 86 Temperatur rendah 77 9 81 Differensial 27 54

LMTD = )(/)((ln

)()(

1221

1221

tTtTtTtT−−

−−−

Dimana :

∆ t1 = selisih temperatur larutan glukosa masuk dengan temperatur air pendingin masuk

∆ t2 = selisih temperatur larutan glukosa keluar dengan temperatur air pendingin keluar

t1 = temperatur air pendingin masuk

t2 = temperatur air pendingin keluar

T1 = temperatur larutan glukosa masuk

T2 = temperatur larutan glukosa keluar

Maka :

LMTD = =−−−−−

)7786(/)104167((ln)7786()104167( 27,7505 0F

Faktor koreksi untuk fluida panas, R :

R = 3)77104()86167(

0

0

12

21 =−−

=−−

FF

ttTT 0F (Pers. 5.14 Kern 1950)

Faktor koreksi untuk fluida dingin, S :

R = 3,0)77167()77104(

0

0

11

12 =−−

=−−

FF

tTtt 0F (Pers. 5.14 Kern 1950)

Dari gambar 18, Kern diperoleh FT = 0,755

Jadi :

∆T = FT. LMTD (Pers. 7.42 Kern 1950)

= 0,755. 27,7505 = 20,9516 0F


2. Temperatur rata-rata

Ta = FF 00

5,1262

)86167(=

+ ta = FF 00

5,902

)77104(=

+

Untuk sistem fluida panas yaitu larutan glukosa masuk melalui shell side, sedangkan fluida

dingin yaitu air melalui tube side. Harga UD = 75-150 Btu/jam ft2.0F (Tabel 8, Kern

1950)

Diambil UD = 150 Btu/jam ft2.0F

Dari tabel 10, kern 1950 diambil ukuran tube :

OD = 1 21 in = 0,125 ft

ID = 1,28 in = 0,10667 ft

BWG = 12

at = 0,3925 ft2/ft

L = 24,3696 ft

Luas perpindahan panas (A) :

ΔtU

QAD ×

=

ΔtUQA

D ×=

2002 9929,1145

9516,20/150Btu/jam 636015579,9A ft

FFftBtu=

×=

Luas permukaan luar untuk tube ¾ in (a″) = 0,3925 ft2/ft (Tabel 10, Kern, 1965)

Jumlah tube, 119,81/ftft 0,3925ft 24,3696

ft 1117,070aL

AN 2

2

"t =×

=×

= buah

Ukuran Shell :

Dari tabel 9 Kern,1965 diperoleh data :

Heat exchanger = 6 Pass

Susunan triangular pitch, PT = 1 in = 0,0833 ft

Nt = 118

ID = 15 41 in = 1,2708 ft


OD = ¾ in

a) Koreksi UD

A = L × Nt × a”

A = 24,3696 × 118 × 0,3925 = 1128,6780 ft2

UD = tA

Q∆×

= 9516,209929,1145 63601557,99

×= 150,2151 Btu/jam ft2 0F

* Flow Area (a)

a. shell side

Pt144B'CIDa s ×××

= (Pers. 7.1 Kern, 1965)

Baffle specing, B = ID/5 = 15,25/5 = 3,05 in

C = PT – OD = 1 – ¾ = 0,25 in

0,08071144

05,325,025,15=

×××

=sa ft2

* Mass Velocity (G)

sa

WGs = (Pers. 7.2 Kern, 1965)

Ws = 222009,9514 kg/jam = 489443,1389 lb/jam

742,60649700,0807

9489443,138==Gs lb/h ft2

Diketahui temperatur rata – rata (Ta) = 126,5 0F

Viskositas, µ = 1,908307 lbm/ft2 jam

Konduktivitas termal, k = 0,500103 (kern, 1965)

Panas spesifik, C = 0,8361 Btu/lbm 0F

Equivalent diameter shell, Des :

Des = OD

ODPP TT

ππ

2/14/2/186,02/14 2−×× (Pers. 7.5 kern 1965)

Des = )0625,0(2/1

4/)0625,0(2/1)0833,0(86,0)0833,0(2/14 2

ftftftft

ππ−××

= 0,106 ft


Res = jamftlbm

ftjamlbftGD se2

2

/908307,1/742,6064970106,0 ×

=×µ

= 336888,6131

Diperoleh JH = 350 (Fig. 28 kern 1965)

96729,024,2

908307,114,014,0

tan =

=

=Φ

w

glukosalarus µ

µ

47213,150010,0

918,90830,18361,0.3/13/1

=

×=

kC µ

967290,047213,109,0

050010350. 3/1

×××=Φ

××= s

eo k

CDkJHh µ

= 2769,3972

* Flow Area (a)

tube side

n144'aNt

a tt ×

×=

n = 6

a ’t = 0,204 (Tabel 10, Kern, 1965)

0,176614429,1118

=××

=ta ft2

* Mass Velocity (G)

taWGt = (Pers. 7.2 Kern, 1965)

3,18034930,259

6467104,764==Gt lb/h ft2

Diketahui temperatur rata – rata (ta) = 90,5 0F


Konduktivitas termal, k = 0,336 Btu/ft.jam 0F (kern, 1965)


Ret = jamftlbm

ftjamlbftGID ts2

2

/0037,2/3,18034931066,0 ×

=×µ

= 95948,6878



0048,1936,10037,2

14,014,0

=

=

=Φ

w

pendinginairs µ

µ

8127,1336,0

0037,29988,0.3/13/1

=

×=

kC µ

0048,18127,11066,0336,0250. 3/1

0 ×××=Φ

××= tkC

IDkJHh µ

= 1435,2502

75,0

1066,02502,1435 ×=×=ODIDhh io = 203,9969 Btu/jam.ft2.0F

* Koefisien panas bersih keseluruhan ; (Uc)

oio

oio

hhhh

Uc+×

=

190,00112769,3972203,99692769,3972203,9969

=+×

=Uc Btu/ h ft2 0F

* Koefisien kotor ; (RD)

DC

DCD UU

UUR

⋅−

= 0,002150190,0011150190,0011

=×−

=

Rd = 0,002 > Rd min = 0,001 (Tabel 12. Kern 1965)

Perhitungan Pressure Drop :

a. Shell side

se10

2s

s sD1022.5)1N(DGf

21P

φ⋅⋅⋅⋅+⋅⋅⋅

⋅=∆ (Kern, 1965)

untuk Res = 336888,6131 , f = 0,0011 ft2/in2 (Fig.29, Kern, 1965)

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

= 12×24,3696 /3,5 = 83,55

psi4179,0,0048198,01022,5

55,8327083,1)742,6064970.(0011,05.0 10

2

=×××

×××=∆ sP


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

Tube side

t10

2t

t sID1022.5NLGf

Pφ⋅⋅⋅⋅

⋅⋅⋅=∆ (Kern, 1965)

untuk Re = 95948,6878 , f = 0,00015 ft2/in2 (Fig.26, Kern, 1965)

0362,0110,106671022,5

63696,24948,6878)0,00015(9510

2

=××××

××=∆ tP psi

'

2

r g2V

sn4P ⋅=∆

untuk Gt = 1803493,3 ; '

2

g2V = 0,41 (Fig.27, Kern, 1965)

84,90,411

44=

⋅=∆ rP psi

rtT PPP ∆+∆=∆

psiPT 8762,984,90362,0 =+=∆

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

11. Pompa Cooler (P-106)

Fungsi : Untuk mengalirkan produk C-101 ke R-101

Kondisi operasi : Temperatur = 30 oC

Tekanan = 1 atm

Perhitungan:






lb/detik 135,9564 = 2,0843 ft3/detik




IDop = 3,9 (2,0843 )0,45 (65,2275)0,13

= 9,3427 in






3

ft 0,3472 /detik2,0843ft = 6,0027 ft/detik



ρ vID ××


det/ 6,00276650,0lb/ft 65,22754-

3

××× ikftft

= 993039,0579 > 2100 aliran turbulen



==IDε


079,0079,025,025,0

Re

==N

(Geankoplis, 2003)

c. Menentukan panjang ekivalen total pipa, L∑




4. Sambungan pipa





30

13

27

51

57

59,850

8,645

17,955

33,915




F∑ = gcD

Lfv2

4 2 ∑

= ftiklbfftlbmft

6650,0det./.174,3227446,176ft/detik)0027,6(0025,04

2

2

×××× = 1,4882 ft lbf/lbm



∆ ∫ =∑++∆+

2

1

2

2

P

P

WfFdPVgcgZ

gcvα

(Sandler,1987)


∆

αgc

v2

2

= 0


∫2

1

P

P

dPV = 0


Wf = FgcgZ ∑+∆


= 57 ft × 2

2

det/174,32det/174,32





= 7951,6959 lb ft/detik/550 = 14,4576 HP



HP14,4576 = 18,0720 HP = 19 HP


12. Fermentor (R-102)

Fungsi : Tempat berlangsungnya fermentasi

Data:


Tekanan = 1 atm

Tabel LC-6 Komposisi Pada Fermentor

Komponen F; kg/jam Densitas;kg/m3 V;m3/jam Glukosa 28031,3152 1544 18,1549 Air 193978,6362 998,23 194,3225 Asam sulfat 888,0398 1834 0,4842 Amonium sulfat 888,0398 1769 5,0456 Saccharomyces 1110,0498 1800 0,6166 Total 224896,3299 218,6238

Densitas; ρ camp = 33 /6909,1028

/6238,218/3299,224896 mkgjamm

jamkg=

Perhitungan:



Viskositas, µ = 5,9355 × 10-4 lbm/ft detik (Perry,1999)

- Menentukan ukuran tangki

Volume tangki, VT


Kebutuhan perancangan = 30 jam

Volume tangki, VT = 3/6909,102830/3299,2248962,1

mkgjamjamkg ××

= 7070,4573 m3

Diambil tinggi silinder ; HS/Dt = 1,4


41π

7070,4573 m3 = DtDt 2

41π


Diameter tangki ; Dt = 18,5987 m = 61,0187 ft

Jari – jari tangki ; R = 2

5987,18 m = 9,2993 m = 366,1159 in

Tinggi tangki HS = 1,4 ×18,5987 m = 26,0381 m = 85,426 ft

Tinggi ellipsoidal ; He = 41 ×18,5987 m = 4,6496 m

Tinggi tangki total ; HT = 26,0381 m + 4,6496 m = 30,6877 m = 100,6804 ft


1−Hsρ


Ph = 14,7 Psi + ( )144

185,426/64,2214 3 −ftftlb = 52,3524 Psi




RP+

−×

6,0

Dimana;

P = Tekanan disain





ts = tahunintahunin /01,010Psi 62,82296,00,8psi 18.750

1159,366Psi 62,8229×+

×−××

= 1,637 in

Digunakan silinder dengan ketebalan 2 in


Tangki ini menggunakan pengaduk untuk mempercepat proses pencampuran, jenis pengaduk

yang digunakan adalah pitched bade turbin (turbin enam daun rata)

Kecepatan putaran = 60 rpm = 1 rps


Diameter pengaduk tangki, Da;

121,

41,1,

51,

31

=====DtJ

DaL

DE

DaW

DtDa (Mc.Cabe 1994)

Dimana:


Da = diameter pengaduk = 1/3 × 21,1355 ft = 7,0451 ft

W = lebar pengaduk = 1/5 × 7,0451 ft = 1,4090 ft

E = jarak pengaduk dari dasar = E = Da = 7,0451 ft

L = panjang daun pengaduk = ¼ ×7,0451 ft = 1,7612 ft

J = lebar baffle = 1/12 × 21,1355 ft = 1,7612 ft


ρ nDa ×× 2


1rps)0451,7(lb/ft 65,22144-

23

××× ft

= 5370278,189 > 2100 aliran turbulen

Konstanta pengadukan, KT = 6,3 (Mc. Cabe, 1994)


P = 550

53

gcmDanKT ρ

Dimana;





/ 65,2214) 7,0451()1(3,62

353

iklbfftlbmftlbftrps

= 396,8152 HP

Efesiensi motor = 80%;

P = 0,8

396,8152 = 496,0190HP

Perencanaan jaket untuk mempertahankan reaksi eksoterm. Desain jeket yang diinginkan

adalah sesuai dengan bentuk tangki yang diletakkan disekeliling tangki.


R2

R1

Massa air pendingin yang digunakan, m = 219,8265 kg

ρair = 1000 kg/m3

waktu tinggal air pendingin ; 10 menit

• Penentuan volume jaket, Vj

Vj = menitmkg

tinggalwaktupendinginair 10/1000

8265,2193 ×=×

ρ= 2,1982 m3

• Penentuan R1

V = ( ) ( ){ } sp HtRR ×+−× 22

21 ππ

0,11 m3 = ( ) ( ){ } 0526,80092,02210,3 221 ×+−× ππ R

R1 = 3,2375 m

• Penentuan tebal jaket :

R1 = R2 + ts + tj

tj = R1 – (R2 + ts)

= 0,0073 m

13. Pompa Fermentor (P-106)

Fungsi : Untuk mengalirkan produk F-01 ke T-02


Tekanan = 1 atm

Perhitungan:







lb/detik 137,7240 = 2,1445 ft3/detik



IDop = 3,9 (2,1445 )0,45 (64,2214)0,13

= 9,4441 in


Diameter Luar; OD = 8,625




3


b. Bilangan Reynold


ρ vID ××


det/ 6,17656650,0lb/ft 64,22144-

3

××× ikftft

= 490299,6511 > 2100 aliran turbulen



==IDε

Untuk aliran turbulen, f = 0029,0) 1490299,651(

079,0079,025,025,0

Re

==N

(Geankoplis, 2003)





2. Sambungan pipa

178






30

13

27

51

79,800

8,645

17,955

33,915



F∑ = gcD

Lfv2

4 2 ∑

= ftiklbfftlbm

ft6650,0det./.174,322

318,315ft/detik)1765,6(0029,042

2

××× = 3,2918 ft lbf/lbm



∆ ∫ =∑++∆+

2

1

2

2

P

P

WfFdPVgcgZ

gcvα

(Sandler,1987)


∆

αgc

v2

2

= 0


∫2

1

P

P

dPV = 0


Wf = FgcgZ ∑+∆


= 178 ft × 2

2

det/174,32det/174,32


= 181,2918 ft lbf/lbm




= 24968,0232 lb ft/detik/550 = 45,3964 HP



HP45,3964 = 56,7455 HP = 57 HP

14. Tangki Penampung Etanol (T-103)

Fungsi : Menampung etanol sementara

Data:


Tekanan = 1 atm

Laju bahan masuk; F = 224896,3299 kg/jam

Tabel LC-7 Komposisi pada Tangki Penampung Etanol

Komponen F; kg/jam Densitas;kg/m3 V; m3/jam Glukosa 1401,5657 1544,00 0,9077 Etanol 13622 789,00 17,2648 Air 193978,6362 998,23 194,3225 Saccharomyces 2886,1294 1800,0 1,6034 Total 211877,3313 214,0984

Densitas campuran,

ρ camp = 333 /7826,61/6259,989

/0984,214/3313,211877 mlbmkgjamm

jamkgvm

===

Menentukan ukuran tangki


Volume bahan; V = ρm = 3kg/m 989,6259

kg 3211877,331 = 214,0984 m3


Volume tangki, VT = (1 + fk) × Vo

VT = (1 + 0,2) ×214,0984 m3 = 256,9180 m3


Tangki dirancang berbentuk silinder tegak perbandingan antara tinggi tangki terhadap

diameter tangki 5 : 4, sedangkan perbandingan antara ellipsoidal terhadap diameter 1 : 4

Diameter tangki; D



41π

= 22

165

45)14,3(

41

tDDtDt π=

33)14,3(16

59180,256

165

==π

VtDt = 6,3974 m = 20,9886 ft

Jari – jari tangki = inm 9328,1251987,32

3974,6==

Tinggi tangki; Hs = Dt×45

= 3974,645 × m = 7,9967 m = 26,2357 ft

Tinggi ellipsoidal; Hh = 41 × 6,3974 m = 1,5993 m = 5,2471 ft

Tinggi tangki total; HT = (7,9967 m + 1,5943) m = 9,591 m = 31,4661 ft

Volume silinder, Vs = 41 π Dt2 Hs

= 41 (3,14) (6,3974 m)2 (7,9967)m

= 327,2787 m3

Volume ellipsoidal, Ve = mmHR h )5993,1(.)1987,3(314,3

322 =

π

= 17,1271 m3 = 56,1907 ft3

Volume total tangki yang terpakai = Vs + Ve

= 327,2787 m3 + 17,1271 m3)

= 344,5497 m3 = 1130,3986 ft3


1−Hsρ


Ph = 14,7 Psi + ( )144

126,2357 / 61,7826 3 −ftftlb = 25,5272 Psi





RxP+

− 6,0

Dimana;

P = Tekanan disain






in 125,93281Psi 30,6327×+

×−××

= 0,3574 in = 1/3 in

15. Pompa Tangki etanol (P-107)

Fungsi : Untuk mengalirkan produk dari T-102 ke Fp-101


Tekanan = 1 atm

Perhitungan:






lb/detik 129,7513 = 2,1001 ft3/detik



IDop = 3,9 (2,1001 )0,45 (61,7826)0,13

= 9,3086 in







3


b. Bilangan Reynold


ρ vID ××

NRe = ik lbm/ft.det 10 5,38

det/ 6,04866650,0lb/ft 61,78264-

3

××× ikftft

= 461918,9814 > 2100 aliran turbulen


==IDε


079,0079,025,025,0

Re

==N

(Geankoplis, 2003)




2. Sambungan pipa





30

13

27

51

63

59,850

8,645

17,955

33,915



F∑ = gcD

Lfv2

4 2 ∑

= ftiklbfftlbmft

6650,0det./.174,322183,365ft/detik)0486,6(0030,04

2

2

×××× = 1,8812 ft lbf/lbm




∆ ∫ =∑++∆+

2

1

2

2

P

P

WfFdPVgcgZ

gcvα

(Sandler,1987)


∆

αgc

v2

2

= 0


∫2

1

P

P

dPV = 0


Wf = FgcgZ ∑+∆


= 63 ft × 2

2

det/174,32det/174,32





= 8418,3210 lb ft/detik/550 = 15,3060 HP



HP15,3060 = 19,1325 HP = 20 HP

16. Filter Press (Fp-101)

Fungsi : Untuk memisahkan Sacaromycess dari produk etanol

Kondisi Operasi

Suhu : 300C

Tekanan : 45 psia

Diketahui:

Laju alir umpan = 221867,779 kg/jam


Laju alir cake, Fc = 663,91 kg/jam

Laju alir filtrat, Ff = 189593,3383 kg/jam = 116,1048 lb/det

Densitas filtrat; ρ f

Komponen F; kg/jam Densitas;kg/m3 V; m3/jam Glukosa 1401,5657 1544,00 0,0074 Etanol 13611 789,00 0,0718 Air 174580,7726 998,23 0,9208 Total 189593,3383 1,000

Densitas, ρ filtrat = 33 /1001,982

/0489,193/3383,189593 mkgjamm

jamkgvm

==

= 61,3127 lb/ft3

Volume filtrat, Vf = 33 0488,193

/1001,9823383,189593 m

mkgkgF

f

f ==ρ

Densitas cake; ρ c

Komponen F; kg/jam Densitas;kg/m3 V;

m3/jam Saccharomyces 2886,1294 1800,0 1,6034 Air 19397,86362 998,23 19,4322 Total 22283,9930 21,0356

Densitas, ρ cake = 33 /3466,1059

/0356,21/9930,22283 mkgjamm

jamkgvm

==

Volume filtrat, Vc = 33 0356,21

/3466,10599930,22283 m

mkgkgF

c

c ==ρ

Maka luas penyaringan efektif ; A adalah:

LA (1 - ε ) ρ c = ρ (V + ε LA ) (W

W−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 = 2 m3

• W = 1004,0779,221867

9930,22283==

umpanalirlajucakemassaalirlaju

• Porositas cake, ε = 0696,03466,10598,7318,731 =−=−

cakeρ

Luas efektif penyaringan, A

0,01 A (1 – 0,0696) 1059,3466 = ( ){ }

−

×+1004,01

1004,01001,98201,00696,00488,193 A

9,8561 A = 21159,5841 + 0,0762 A

11,5544 A – 0,2675 A = 21159,5841

A = 2163,5787 m2

Faktor keamanan, fk = 20 %

Maka luas plate = ( 1 + fk ) A = 2596,2945 m2

Jumlah plate yang dibutuhkan = =22945,2596 1298 buah

Digunakan jumlah plate sebanyak 1298 buah

17. Bak Penampung (BP-101)

Fungsi : Untuk menampung hasil samping dari Sc-01


Tekanan = 1 atm

Perhitungan:

Laju alir bahan masuk = 9848,7071 kg/jam

Densitas ; ρ bahan = 1326,5154 kg/m3 (Perry,1999)

Faktor keamanan; Fk = 20%

- Volume bak;

Volume filtrat; Vf = 3/5154,1326 jam 1 x kg/jam 9848,7071

mkg= 7,2283 m3

Volume cake 1 hari proses = 24 ×7,2283 m3 = 173,4798 m3

Volume bak = (1 + Fk) ×Vc

= (1,2×173,4798 m3 = 208,1758 m3


- Ukuran bak penampung;

Dimana :

P : L : T = 1 : 1 : ½

Vb = p × l × t

= 1/2 × ×3

× = 1758,20812

3 ×

× = 7,4671 m

Maka :

panjang = 7,5 m

lebar = 7,5 m

tinggi = 3,75 m

18. Heater (H-101)

Fungsi :Memanaskan etanol sebelum dialirkan ke MD-101

Jenis : Shell and tube exchanger

Digunakan : 1-8 Shell and exchanger, 11 BWG, 1 ½ in tube segi tiga pith 1 7/8

Fluida panas (steam)

Laju alir steam masuk = 20007,1602 kg/jam = 44107,7853 lb/jam

Temperatur steam masuk T1 = 130oC = 266oF

Temperatur steam keluar T2 = 130oC = 266oF

Fluida dingin (campuran etanol)

Laju alir bahan masuk = 189593,3383 kg/jam = 417977,4736 lb/jam

Temperatur fluida masuk; t1 = 30oC = 86oF

Temperatur fluida keluar; t2 = 90oC = 194oF

2t∆ = 266 – 194 = 72 oF

1t∆ = 266 – 86 = 180 oF


1

2

12

lntt

ttLMTD

∆∆∆−∆

= (kern, 1965)

180108ln

18072 −=LMTD = 211,4224 oF

Koreksi LMTD (CMTD)

CMTD (Δt) = LMTD × Ft

12

21

ttTT

R−−

= = 086194266266

=−−

11

12

tTtt

S−−

= = 0,68626686194

=−− 0F

Dimana ; R = 0, maka Ft = 1

CMTD (Δt) = 141 × 1 = 141 0F

Temperatur rata – rata (Ta dan ta)

2662

2662662

TTT 21a =

+=

+= 0F

401219486

2ttt 21

a =+

=+

= 0F

Menghitung jumlah tubes yang digunakan

Dari Tabel 8. Kern, 1965, heater untuk fluida dingin light organic dan fluida panas steam,

diperoleh UD =200 – 700, faktor pengotor (Rd) = 0,003

Diambil UD = 700 Btu/jam⋅ft2⋅°F

a. Luas permukaan untuk perpindahan panas,

ΔtUQA

D ×=

Q = 12204367,73 kkal/jam kkal

Btu252,01

× = 48430030,67 Btu/jam

2002 2394,327

4224,211/700Btu/jam 748430030,6A ft

FFftBtu=

×=

Diambil panjang silinder 25 ft

Luas permukaan luar untuk tube ¾ in (a″) = 0,1963 ft2/ft (Tabel 10, Kern, 1965)


Jumlah tube, 66,6815/ftft 0,1963ft 25

ft 327,2394aL

AN 2

2

"t =×

=×

= buah

Nilai terdekat adalah 66 buah dengan ID shell = 13,25 in (Tabel 9. Kern, 1965)

Ukuran Shell :


Hear exchanger = 2 Pass

Susunan triangular pitch, PT = 1,25 in

Nt = 66

ID = 13,25 in

OD = 1 in

b) Koreksi UD

A = L × Nt × a”

A = 25 × 66,6815 × 0,1963 = 327,2394 ft2

UD = tAx

Q∆

= 2394,327

748430030,6 = 700,0005 Btu/jam ft2 0F

* Flow Area (a)

a. shell side


= (Pers. 7.1 Kern, 1965)


C = PT – OD = 1,25 – 1 = 0,25 in

0,000925,1144

05,025,025,13=

×××

=sa ft2

* Mass Velocity (G)

sa

WGs = (Pers. 7.2 Kern, 1965)

Ws = 189593,3383 kg/jam = 417977,4736 lb/jam

1464419415,0,0009

6417977,473==Gs lb/h ft2


Diketahui temperatur rata – rata (Ta) = 266 0F


Konduktivitas termal, k = 0,087 (kern, 1965)



Des = OD

ODPP TT

ππ

2/14/2/186,02/14 2−×× (Pers. 7.5 kern 1965)

Des = )0833,0(2/1

4/)0833,0(2/1)1042,0(86,0)1042,0(2/14 2

ftftftft

ππ−××

= 0,1219 ft

Res = jamftlbm

ftjamlbftGD se2

2

/918,0/1,464419415044,0 ×

=×µ

= 6,171×104


6493,7078,0

918,06603,15.3/13/1

=

−=

kC µ

6493,71219,0087,016. 3/1

××=

××=

Φ kC

DkJH

h

es

o µ

= 191,075

* Flow Area (a)

tube side

n144'aNt

a tt ×

×=

n = 2

a ’t = 0,204 (Tabel 10, Kern, 1965)

0,047221440,2046815,66

=××

=ta ft2

* Mass Velocity (G)

taWGt = (Pers. 7.2 Kern, 1965)

4388,9338390,0472

44107,7853==Gt lb/h ft2


* Bilangan Reynold (Ret)

µ = 0,013 cp = 0,03146 lb/ft2 jam (Gbr 15 Kern 1965)

ID = 0,510 in = 0,0425 ft (Tbl.10 Kern 1965)

Kondisi steam

hi0 = 1500 Btu/jam.ft2.0F

* Koefisien panas bersih keseluruhan ; (Uc)

oio

oio

hhhh

Uc+×

=

169,48531500191,0751500191,075

=+×

=Uc Btu/ h ft2 0F

* Koefisien kotor ; (RD)

DC

DCD UU

UUR

⋅−

=

0,0044169,4853700,005169,4853700,005

=×−

=DR

Untuk Rd >= 0,003 diterima, maka spesifikasi dapat diterima.

19. Menara Destilasi (MD-101)

Fungsi : memurnikan etanol menjadi 96%.

Jenis : sieve-tray

Bahan Konstruksi : carbon steel SA 283 grade C

Kondisi Operasi :

Temperatur : 90 0C

Tekanan : 1 atm

Data :

Dari perhitungan neraca massa, diperoleh :

light key (LK) = etanol

heavy key (HK) = air


RDM = 20,9802 ×HF = 0,9697

RD = 31,4703 ×LF = 0,0295

×LW = 0,0012 D = 13066,57 kg/jam

×HW = 0,9980 W = 174036,3425 kg/jam

×HD = 0,09602 αLD = 2.3012

×LD = 0,9038 αLW = 2.2390

Mencari tahap minimum dengan menggunakan metode Fenske:

(Pers11.7-12 Geankoplis, 2003)

)(log

)]./.()./.log[(

Lav

LWHWHDLDm

WXWXDXDXN

α=

Dimana : LWLDLav ααα .= (Pers 11.7-13 Geankoplis, 2003)

2698,22390,23012,2 =×=Lavα

9374,102698,2log

)]0012,0/9980,0()09602,0/09038,0log[(==mN ≈ 11 tahap

Mencari tahap teoritis dengan menggunakan persamaan Molokanov:

3333,014753,319802,204703,31

1RR

d

d =+

−=

+−

= amRX

−

×+×+

−+−

= 5.0X1X

2,117114,541exp1

1 XX

NNN

Y m (Walas, 1980)

4420,00,3333

10,33333333,02,11711

3333,04,541exp11 5.0 =

−

×+×+

−+−

=N

NNY m

tahap26 8868,250,442010,442011

1

1

==−+

=

−+

=

+−

=

N

YYN

N

NNN

Y

m

m

Maka, jumlah tahap teoritis = 26 tahap = 25 tray teoritis + 1 reboiler

Efisiensi tray 80%, maka jumlah tray = 25,318.0

25= ≈ 32 trays = 31 tahap


Penentuan Umpan Masuk dengan metode Kirkbride:

=

2

HD

LW

LF

HF

XX

XXlog206.0log

DW

NsNe (Pers 11.7-21 Geankoplis, 2003)

=

2

0,99980,0012

57,130663425,174036

0,02950,9697log206.0log

NsNe

-0,6592log =NsNe

0,2192=NsNe

Ne = 0,2192 Ns

N = Ne + Ns

31 = 0,2192 Ns + Ns

Ns = 26

Ne = 31 – 26 = 5

Jadi, umpan masuk pada piring ke – 5 dari atas.

Disain kolom Destilasi

Direncanakan :

Jarak tray (t) = 0.4 m

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

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

Weir height (hw) = 5 cm

Pitch = triangular ¾ in

Data :

Suhu dan tekanan pada destilasi adalah 356 K dan 1 atm

Tabel Komposisi bahan pada alur Vd

Komponen alur Vd(kmol/jam) %mol Mr %mol × Mr EtOH 9225,7538 0,904 46 41,584 H2O 979,7261 0,096 18 1,7317

Avg.mol wieght 10205,4799 43,3157 Laju alir gas (G`) = 10205,4799 kmol/jam = 2,8348 kmol/s


ρv= 354273

4,223157,43

× = 1,4912 kg/m3

Laju alir volumetrik gas (Q) =2733544,228348,2 ×× = 3,6758 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 544,43 0,2427 512,358 0,0217 0,0012 0,6148 H2O 174036,3425 198,894 1615,00 6,9875 0,9980 1611,77 Glukosa 1401,5657 0,1602 330,790 0,0562 0,0008 0,26460 Total 175982,3383 199,297 7,0654 1 1612,649

Laju alir massa cairan (L`) = 3620,088 kg/jam = 1,0056 kg/s

Laju alir volumetrik cairan (Q) = 649,1612

1,0056 = 0,0006 m3/s

Perforations

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

= = 0,25

Konstanta Flooding (CF) 2/12/1

V

L

1.49121612,649

3,67580.0303

ρρ

Q'q

=

= 0,276

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

1,4912)(1612,649/6758)(0,0303/3,1log 0,04149

+

= 0,0407


VF = 5,0

V

VLF ρ

ρρC

−

= 5,0

3,67583,67581612,6490,0407

−

= 0,0,8515 m/s

Asumsi 80 % kecepatan flooding (Treybal, 1984)

V = 0,8 × 0,8515 = 0,6812 m/s

An = m/s0,6812

/m 3,6758 3 sVQ

= = 5,3959 m2

Untuk W = 0,7T dari tabel 6.1 Treybal, diketahui bahwa luas downspout sebesar 8,8%.

At = 5,9166088,01

5,3959088,01

=−

=−

nA m2

Column Diameter (T) = [4(5,9166)/π]0.5 = 2,7453 m = 108,0855 in

Weir length (W) = 0,7(5,9166) = 4,1416 m

Downsput area (Ad) = 0,088(5,9166) = 0,5206 m2

Active area (Aa) = At – 2Ad =5,9166 – 2(0,5206) = 4,8752 m2

Weir crest (h1)

Misalkan h1 = 0.025 m

h1/T = 0,025/2,7453 = 0,0091 2

1

5,0222eff

WT

Th21

WT

WT

WW

+

−

−

=

(Treybal,1984)

25,0222eff

4,141612,7453

2,74530,02521

4,14162,7453

4,14162,7453

WW

+

−

−

=

0,6536W

Weff =

3/2eff

3/2

1 WW

Wq666,0h

= ( ) 3/2

3/2

0,65364,14160,0303666,0

=

m 0,0189h1 =


Perhitungan Pressure Drop

Dry pressure drop

Ao = 0.2268 × 4,8752 = 1,1056 m2

uo = 0274,01,10560,0303

AQ

o

==

Co = 25.0

o

ld

09.1

untuk do = 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

=

1612,6491.4912

1.44920,02740.51h 2

2

d

mm106,1h 5d

−×=

Hydraulic head

2

3

aa m4,8752

/m3,6758AQV s

== = 0,7539 m/s

2

1416,4m2,74532 W Tz m+

=+

= = 3,4434 m

+−+=

zq225,1ρVh 238,0h 725,00061,0h 5,0

VawwL

+−+=

3,44340.0303225,12)539)(1,491(0,05)(0,7 238,0(0,05) 725,00061,0h 5,0

L

m 0,0421h L =

Residual pressure drop

gdρ

g σ 6h

oL

cR =

8)(0,006)(9, 1612,649

(1) (0,04) 6h R = = 0.0025 m


Total gas pressure drop

hG = hd + hL + hR

hG = 1,6×10-5 + 0,0421 + 0,0025

hG = 0,0447 m

Pressure loss at liquid entrance

Ada = 0,025 W = 0,025 ×4,1416 m = 0,1035 m2 2

da2 A

qg23h

=

2

2 0,10350,0303

g23h

= = 0,0131 m

Backup in downspout

h3 = hG + h2

h3 = 0,0447 m + 0,0131 m

h3 = 0,0578 m

Pengecekan luapan

hw + h1 + h3 = 0,05 + 0,0189 + 0,0578

hw + h1 + h3 = 0,1267 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 = 30 × 0,4 m = 12 m

Tinggi tutup = ( )7453,241 = 0,6863 m

Tinggi total = 12 + 2(0,6863) = 13,3726 m

Tebal tray = oo

ddl×

= 632,0 × = 1,92 mm

Tekanan operasi = 1 atm = 14,7 psi


Faktor kelonggaran = 20 %

Maka, Pdesign = (1,2) (14,7) = 17,64 psi

Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959)

Allowable stress = 18750 psia (Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

1,2P-2SEPDt =

thnintahun /01,0101,2(17,64)-,8)2(18750)(0

)(17,64)(40t ×+= = 0,125 in

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

20. Kondensor (K-101)

Fungsi : mengubah fasa uap campuran etanol-air menjadi fasa cair.

Jenis : shell and tube exchanger

Fluida panas : campuran etanol

Temperatur fluida masuk : 80 0C = 176 0F

Temperatur fluida keluar : 30 0C = 86 0F

Fluida dingin : air



Mencari Δt

( )12

12

t/tlnttLMTD∆∆∆−∆

= (Kern, 1965)

untuk aliran counter: 122

211

tTt

tTt

−=∆

−=∆

Keterangan :

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

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

FLMTD o30,29

)7786()104176(ln

)7786()104(176=

−−

−−−=


Koreksi LMTD (CMTD)


12

21

ttTT

R−−

= = 3,337710486176

=−−

11

12

tTtt

S−−

= = 0,277717677104

=−−

Dari Fig. 18, Kern, 1988 didapat Ft = 0,79

CMTD (Δt) = 30,29 × 0,79 = 23,9291 0F

Caloric Temperature (Tc dan tc)

1312

861762

TTT 21a =

+=

+= 0F

5,90210477

2ttt 21

a =+

=+

= 0F


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

Dari tabel 10, Kern 1965 diambil ukuran tube

OD = 121 in = 0,125 ft

ID = 1,28 in = 0,1667 ft

BWG = 12

At = 0,3921 ft2/ft

L = 24,3696 ft,


ΔtUQA

D ×=

Q = 15097325,33 kkal/jam kkal

Btu252,01

× = 59910021,15 Btu/jam

2002 3008,27818

9291,23/90Btu/jam 559910021,1A ft

FFftBtu=

×=



ft3008,27818aL

AN 2

2

"t =×

=×

= buah

Nilai terdekat adalah 48 buah dengan ID shell = 39 in (Tabel 9. Kern, 1965)

b. Koreksi UD (Dirt Overall Heat Transfer Coefficient)

tA

QU D ∆⋅=

Akoreksi = Nt × L × at = 1377 × 24,3696 × 0,3925 = 13171,0986 ft2

909291,233008,27818

5991002,15=

×=DU Btu/ h ft2 0F

Ukuran Shell :


Heat exchanger = 1 Pass

Susunan triangular pitch, PT = 15/16 in = 0,0781 ft

Nt = 1377

ID = 39 in = 3,25 ft

OD = 3/4 in = 0,0625 ft

Penentuan RD design:

Flow Area (a)

shell side


= (Pers. 7.1 Kern, 1965)

Baffle specing, B = ID/5 = 39/5 = 7,8 in

C = PT – OD = 0,9375 in – 0,75 in = 0,1875 in

0,42259375,0144

8,71875,039=

×××

=sa ft2

tube side

n144'aNt

a tt ×

×=

a ’t = 1,29 (Tabel 10, Kern, 1965)

12,33561144

1,291377=

××

=ta ft2

Mass Velocity (G)


shell side

saWGs = (Kern, 1965)

78986,8442ft12,3356lb/jam1974350,116

2 ==Gs lb/h ft2

tube side

taWGt = (Kern, 1965)

4284,53963ft 12,3356lb/jam2685,665671

2 ==Gt lb/h ft2

V = ρ3600

Gt

V = fps8lb/ft64,4283600

ft lb/jam4284,539633

2

=⋅

Koefisien Perpindahan Panas

shell side

asumsi awal ho = 300 Btu/hr ft2 F

tube side

untuk V = 8 fps (90,5 0F), hi = 1650 Btu/hr ft2 F (Fig 25, Kern, 1965)

ODIDhh iio ×=

283875,0

1,291650 =×=ioh Btu/hr ft2 F

Wall Temperature (Tw)

Tw = ( )aaa tThohio

hot −+

+

Tw = ( ) 3,87185,901313002838

3005,90 =−+

+ oF

Film temperature (tf)

89,93592

8718,31762

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” = 78986,8442 lb/h ft2 dan data-data pada tf didapat,

ho sebenarnya = 250 Btu/ft2 h (fig 12.9, Kern, 1965)

Clean Overall Heat Transfer Coefficient (Uc)

oio

oio

hhhh

Uc+×

=

229,760325028382502838

=+×

=Uc Btu/ h ft2 0F

Dirt Factor (RD)

DC

DCD UU

UUR

⋅−

=

0,00690229,760390229,7603

=×−

=DR

RD hitung ≥RD ketentuan, maka spesifikasi dapat diterima.

Bilangan Reynold (NRe)

shell side

fs

GsDeµ×

=Re

( ) in0,062575,012

4/75,014 22

=⋅⋅⋅×

=ππDe

8981,41132,1

8442,789860625,0Re =×

=s

tube side

µ×

=GtDRe t

D = ID tube = 1,28 in (Tabel 10. Kern, 1965)

0944,431641,645

2685,66567112/28,1Re =×

=t



Shell side

se10

2s

s sD1022.5)1N(DGf

21P

φ⋅⋅⋅⋅+⋅⋅⋅

⋅=∆ (Kern, 1965)


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

= 144 /7,8 =

18,4615


Tube side

t10

2t

t sID1022.5NLGf

Pφ⋅⋅⋅⋅

⋅⋅⋅=∆ (Kern, 1965)

untuk Re = 43164,0944 , f = 0.00018 ft2/in2 (Fig.26, Kern, 1965)

002,0111,28/121022,5

412164,0944)0,00018(4310

2

=××××××

=∆ tP psi

'

2

r g2V

sn4P ⋅=∆

untuk Gt = 43164,0944 ; '

2

g2V = 0,002 (Fig.27, Kern, 1965)

008,00,0021

14=⋅

⋅=∆ rP psi

rtT PPP ∆+∆=∆

psiPT 01,0008,0002,0 =+=∆


21. Tangki Penampung Destilasi Produk(T-104)

Fungsi : Menampung etanol

Data :


Tekanan = 1 atm

psi8114,51,210625,01022,5

4025,3739)8442,78986.(0025,05.0 10

2

=××××

×××=∆ sP


Laju bahan masuk; m = 13611 kg/jam


Perhitungan :


Volume bahan; Vb = ρm = 3kg/m 795,7088

jam/hari 24hari 7kg 13611 ×× = 2874,3311 m3


Volume tangki, VT = (1 + fk) × Vb

VT = (1 + 0,2) ×2874,3311 m3 = 3449,4973 m3


Perbandingan antara tinggi tangki terhadap diameter tangki 5 : 4, sedangkan perbandingan

antara ellipsoidalterhadap diameter 1 : 4

Diameter tangki; D


41π

= 22

165

45)14,3(

41

tDDtDt π=

33)14,3(16

54973,3449

165

==π

VtDt = 15,2036 m = 49,8802 ft


= 2036,1545 × m = 19,004 m = 62,3503 ft

Tinggi elipsoidal; Hh = 41 × 15,2036 m = 3,8009 m = 12,4701 ft

Tinggi tangki total; HT = (19,004 m +3,8009) m = 22,8049 m = 74,8183 ft

Volume silinder; Vs = 41 π Dt2 Hs

= 41 (3,14) (15,2036 m)2 (19,004)m

= 3448,3592 m3

Volume ellipsoidal, Ve = 33

)2036,15(2414,3

3mD

=π

= 2758,7285 m3



= (3448,3592 m3 + 2758,7285 m3)

= 6207,0877 m3


1−Hsρ (Brownll &Young, 1959)

Dimana : Po = Tekanan awal 1 atm = 14,7 psi

Ph = 14,7 Psi + ( )144

1 62,3503/ 49,6763 3 −ftftlb = 35,8642 Psi




DP+

−×

6,02

Dimana;

P = Tekanan disain





ts = tahunintahunftinft /01,010Psi 43,03716,00,8psi 18.7502

/128802,49Psi 43,0371×+

×−××××

= 0,9594 = 1 in

22. Pompa Refluks Destilasi (P-108)

Fungsi : memompa campuran refluks ke menara destilasi

Bahan konstruksi : Carbon steel

Kondisi operasi : 30oC.1atm

Perhitungan:


Densitas ; ρ = 7956 kg/m3 = 49,6301 lb/ft3

= 7,394 × 10-4 lbm/ft detik (Kern,1965)


lb/detik 262,3175 = 5,2854 ft3/detik



IDop = 3,9 (5,2854 )0,45 (49,6301)0,13

= 13,7056 in






3



ρ vxIDx


det/ 5,51521042,01lb/ft 49,63014-

3

××× ikftft

= 408987,2043 > 2100 aliran turbulen



==IDε


079,0079,025,025,0

Re

==N

(Geankoplis, 2003)




2. Sambungan pipa





13

30

27

51

44

14,3546

99,360

29,8134

56,3142




F∑ = gcD

Lfv2

4 2 ∑

= ftiklbfftlbm

ft104,1det./.174,322

76,48,229ft/detik)5152,5(0083,042

2

×××× = 3,2622 ft lbf/lbm



∆ ∫ =∑++∆+

2

1

2

2

P

P

WfFdPVgcgZ

gcvα

(Sandler,1987)

Laju alir bahan yang masuk = laju alir bahan keluar; maka :

∆

αgc

v2

2

= 0

Karena tidak ada perbedaan tekanan; maka :

∫2

1

P

P

dPV = 0


Wf = FgcgZ ∑+∆


= 44 ft × 2

2

det/174,32det/174,32





= 12397,5908 lb ft/detik/550 = 22,5410 HP


Maka daya aktual motor ; Pm = 0,8

HP22,5410 = 28,1763 HP = 29 HP

23. Pompa Destilasi (P-109)

Fungsi : Untuk mengalirkan destilat ke tangki produk



Tekanan = 1 atm

Perhitungan:

Laju alir bahan masuk = 13611 kg/jam = 8,3352 lb/detik



= 7,394 × 10-4 lbm/ft detik (Kern,1965)


lb/detik 0,8,3352 = 0,1677 ft3/detik


IDop = 3,9 (0,1677 )0,45 (49,6763)0,13

= 2,9020 in






3



ρ vID ××


det/38,82441722,0lb/ft 49,67634-

3

××× ikftft

= 449410,4016 > 2100 aliran turbulen



==IDε


079,0079,025,0

Re

==N

(Geankoplis, 2003)



1. Panjang pipa lurus 55


2. Sambungan pipa





13

30

27

51

2,2386

5,166

4,6494

8,7822



F∑ = gcD

Lfv2

4 2 ∑

= ftiklbfftlbmft

1722,0det./.174,32275,8362ft/detik) 38,8244(0031,04

2

2

×××× = 127,9203 ft lbf/lbm



∆ ∫ =∑++∆+

2

1

2

2

P

P

WfFdPVgcgZ

gcvα

(Sandler,1987)


∆

αgc

v2

2

= 0


∫2

1

P

P

dPV = 0


Wf = FgcgZ ∑+∆


= 55 ft × 2

2

det/174,32det/174,32


= 182,9203 ft lbf/lbm




= 1523,8571 lb ft/detik/550 = 2,7706 HP


Daya pompa; P = 0,8

HP2,7706 = 3,4633 HP = 4 HP

24. Tangki Penyimpan Saccharomyces (T-105)

Fungsi : Menyimpan saccharomyces

Data:


Tekanan = 1 atm

Laju bahan masuk; m = 1110,04975 kg/jam

Densitas ; ρ camp = 1800 kg/m3 = 112,375 lb/ft3

Perhitungan :


Volume bahan; Vb = ρm = 3kg/m 1800

kg 1110,04975 = 0,6166 m3



VT = (1 + 0,2) ×0,6166 m3 = 0,7401 m3



antara ellipsoidal terhadap diameter 1 : 4

Diameter tangki; D


41π

= 22

82

42)14,3(

41

tDDtDt π=


33)14,3(8

27401,0

82

==π

VtDt = 0,9805 m = 3,2170 ft


= 9805,042 × m = 0,2451 m = 0,8042 ft

Tinggi ellipsoidal; Hh = 41 × 0,578 m = 0,1445 m = 0,474 ft

Tinggi tangki total; HT = (0,4902 m +0,2451 m) = 1,2945 m = 4,2468 ft


= 41 (3,14) (0,9805 m)2 (0,4902)m

= 0,3699 m3


)9805,0(2414,3

3mD

=π

= 0,025 m3


= (0,3699 m3 + 0,1233 m3)

= 0,4932 m3




Ph = 14,7 Psi + ( )144

11,6084/ 112,375 3 −ftftlb = 15,1747 Psi




DP+

−×

6,02

Dimana;

P = Tekanan disain







/122570,3Psi17,4510×+

×−××××

= 0,1813 = 1/10 in

25. Tangki Penyimpan (NH4)2SO4 (T-106)

Fungsi : Menyimpan (NH4)2SO4

Data :


Tekanan = 1 atm



Perhitungan :



kg 888,0398 = 0,5020 m3



VT = (1 + 0,2) ×0,5020 m3 = 0,6024 m3




Diameter tangki; D


41π

= 22

82

42)14,3(

41

tDDtDt π=

33)14,3(8

26024,0

82

==π

VtDt = 0,9155 m = 3,0036 ft



= 9155,042 × m = 0,4577 m = 1,5017 ft




= 41 (3,14) (0,9155 m)2 (0,4577)m

= 0,3011 m3


)2288,0(2414,3

3mD

=π

= 0,0015 m3


= (0,3011 m3 + 0,0015 m3)

= 0,3026 m3




Ph = 14,7 Psi + ( )144

1 1,5017/ 110,435 3 −ftftlb = 15,0847 Psi




DP+

−×

6,02

Dimana;

P = Tekanan disain






/120036,3Psi 17,3474×+

×−××××

= 0,1790 = 1/6 in


26. Tangki Penyimpan H2SO4 (T-107)

Fungsi : Menyimpan H2SO4

Data:


Tekanan = 1 atm



Perhitungan :



kg 888,0398 = 0,4842 m3



VT = (1 + 0,2) ×0,4842 m3 = 0,5810 m3




Diameter tangki; D


41π

= 22

82

42)14,3(

41

tDDtDt π=

33)14,3(8

25810,0

82

==π

VtDt = 0,9045 m = 2,9676 ft


= 9045,042 × m = 0,4522 m = 1,4837 ft





= 41 (3,14) (0,9045 m)2 (0,4522)m

= 0,2904 m3


)9045,0(14,33

33

=Dπ

= 0,0968 m3


= (0,2904 m3 + 0,0968 m3)

= 0,3872 m3




Ph = 14,7 Psi + ( )144

1 1,4837/ 114,493 3 −ftftlb = 15,0845 Psi




DP+

−×

6,02

Dimana;

P = Tekanan disain





ts = tahunintahunx

ftinft /01,015Psi 17,34726,00,85psi 12.6502

/129676,2Psi 17,3472×+

−××××

= 0,1787 = 2/11 in

27. Pompa H2SO4 (P-110)

Fungsi : Untuk mengalirkan H2SO4 ke Fermentor


Tipe : Pompa sentrifugal

Jumlah : 1 buah

Bahan konstruksi : Carbon steel


Tekanan = 1 atm

Perhitungan:


Densitas ; ρ = 1834 kg/m3 = 114,493 lb/ft3


= 2 × 10-4 lbm/ft detik (Kern,1965)


lb/detik 0,5438 = 4,7498 ×10-3 ft3/detik


IDop = 3,9 (4,7498 × 10-3 )0,45 (114,493)0,13

= 0,6504 in

Dipilih pipa ½ in schedule 40 dengan data – data sebagai berikut: (Kern,1950)





3-3

ft 0,0021 /detikft 10 4,7498× = 2,2499 ft/detik


ρ vID ××

= ik lbm/ft.det 10 2

det/2,24990406,2lb/ft 114,4934-

3

××× ikftft

= 2628276,509 > 2100 aliran turbulen

Dari Geankoplis, 2003 untuk pipa commercial steel, ε = 0,00015 ft


==IDε


079,0079,025,025,0

Re

==N

(Geankoplis, 2003)





2. Sambungan pipa





13

30

27

51

65

26,5278

122,436

55,0962

104,0705



F∑ = gcD

Lfv2

4 2 ∑

= ftiklbfftlbm

ft0406,2det./.174,322

308,0266ft/detik) 10,0518(0016,042

2

×××× = 1,1376 ft lbf/lbm



∆ ∫ =∑++∆+

2

1

2

2

P

P

WfFdPVgcgZ

gcvα

(Sandler,1987)


∆

αgc

v2

2

= 0

Karena tidak ada perbedaan tekanan; maka :

∫2

1

P

P

dPV = 0


Wf = FgcgZ ∑+∆



= 65 ft × 2

2

det/174,32det/174,32




= 4,7498 × 10-3 ft3/detik × 114,493 lb/ft3 × 66,1376 ft lbf/lbm

= 35,9669 lb ft/detik/550 = 0,0653 HP


Daya pompa; P = 0,8

HP0,0653 = 0,081 HP = 1/10 HP

28. Reboiler (RB-101)

Fungsi : Menaikkan suhu campuran etanol, air dan glukosa sebelum

dimasukkan ke dalam kolom destilasi.

Jenis : shell and tube exchanger

Fluida panas : Steam



Fluida dingin : Campuran etanol



Mencari Δt

( )12

12

t/tlnttLMTD∆∆∆−∆

= (Kern, 1965)

untuk aliran counter: 122

211

tTt

tTt

−=∆

−=∆

Keterangan :

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

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

FLMTD o102,9103

)149266()176626ln

)149266()176(266=

−−

−−−=


Koreksi LMTD (CMTD)


12

21

ttTT

R−−

= = 0176194266266

=−−

11

12

tTtt

S−−

= = 0,2307149266149176

=−−

R = 0, maka Ft = 1

CMTD (Δt) = 102,9103 ×1 = 102,9103 0F

Caloric Temperature (Tc dan tc)

2662

2662662

TTT 21a =

+=

+= 0F

5,1622

1761492

ttt 21a =

+=

+= 0F


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

steam, diperoleh UD =100 – 200 Btu/jam⋅ft2⋅°F

Diambil UD =150 Btu/jam⋅ft2⋅°F

Dari tabel 10, Kern 1965 diambil ukuran tube

OD = 121 in = 0,125 ft

ID = 1,28 in = 0,1667 ft

BWG = 12

at = 0,3921 ft2/ft

L = 24,3696 ft,


ΔtUQA

D ×=

2002 2132,1539

9103,102/150Btu/jam 923760133,9A ft

FFftBtu=

×=


ft1539,2132aL

AN 2

2

"t =×

=×

= buah


b. Koreksi UD (Dirt Overall Heat Transfer Coefficient)

tA

QU D ∆⋅=

Akoreksi = Nt × L × at = 160 × 24,3696 × 0,3925 = 1528,8512 ft2

151,01669103,1021528,8512923760133,9

=×

=DU Btu/ h ft2 0F

Ukuran Shell :


Hear exchanger = 2 Pass

Susunan triangular pitch, PT = 15/16 in = 0,0781 ft

Nt = 160

ID = 15 1/4 in = 1,2708 ft

OD = 3/4 in = 0,0625 ft

Penentuan RD design:

Flow Area (a)

shell side


= (Pers. 7.1 Kern, 1965)


C = PT – OD = 0,9375 in – 0,75 in = 0,1875 in

0,06469375,0144

05,31875,025,15=

×××

=sa ft2

tube side

n144'aNt

a tt ×

×=

a ’t = 1,29 (Tabel 10, Kern, 1965)

0,71662144

1,29160=

××

=ta ft2

Mass Velocity (G)

shell side


saWGs = (Pers 7.2 Kern, 1965)

66005737,87ft0,0646

lb/jam8387950,6662 ==Gs lb/h ft2

tube side

taWGt = (Pers 7.2 Kern, 1965)

1167,21270ft 0,7166lb/jam15242,1656

2 ==Gt lb/h ft2

Bilangan Reynold

Diketahui temperatur rata – rata (Ta) = 266 0F

Viskositas, µ = 2,0037 lbm/ft. jam

Konduktivitas termal, k = 0,336 Btu/ft.jam. 0F (kern, 1965)



Des = OD

ODPP TT

ππ

2/14/2/186,02/14 2−×× (Pers. 7.5 kern 1965)

Des = )0625,0(2/1

4/)0625,0(2/1)0781,0(86,0)0781,0(2/14 2

ftftftft

ππ−××

= 0,0089 ft

Res = jamftlbm

ftjamlbftGD se2

2

/0037,2/876,60057370089,0 ×

=×µ

= 26850,4025


9739,042,2

0037,214,014,0

=

=

=Φ

w

panasairs µ

µ

9854,1336,0

0037,29988,0.3/13/1

=

×=

kC µ

9739,09854,10089,0336,082. 3/1

×××=Φ

××= s

eo k

CDkJHh µ

= 5985,8455 Btu/jam.ft2.0F

Diketahui temperatur rata – rata (ta) = 162,5 0F


Viskositas, µ = 1,908307 lbm/ft. jam

Konduktivitas termal, k = 0,500103 Btu/ft.jam. 0F (kern, 1965)



Ret = jamftlbm

ftjamlbftGID t2

2

/908307,1/1167,212700832,3 ×

=×µ

= 14164,4213


997,0936,1

908307,114,014,0

tan =

=

=Φ

air

larut µ

µ

4715,1500103,0

908307,18361,0.3/13/1

=

×=

kC µ

997,04715,12708,1

500103,0300. 3/1

×××=Φ

××= t

ei k

CDkJHh µ

= 173,2044 Btu/jam.ft2.0F

FftjamBtuftftFftjamBtu

ODIDhh io

0202 ../7305,35210625,02708,1../2044,173 =×=×=

Koefisien Perpindahan Panas menyeluruh bersih (Uc)

oio

oio

hhhh

Uc+×

=

0852,1657305,3521173,20447305,3521173,2044

=+×

=Uc Btu/ h ft2 0F

Faktor Pengotor (RD)

DC

DCD UU

UUR

⋅−

=

0,0050166,151165,08520166,151165,0852

=×−

=DR

RD hitung ≥RD ketentuan, maka spesifikasi dapat diterima.



Shell side

se10

2s

s sD1022.5)1N(DGf

21P

φ⋅⋅⋅⋅+⋅⋅⋅

⋅=∆ (Kern, 1965)


(N+1) = 12 L/B (Kern, 1965)

= 12×24,3696 /3,05 = 95,8803


Tube side

t10

2t

t sID1022.5NLGf

Pφ⋅⋅⋅⋅

⋅⋅⋅=∆ (Kern, 1965)


010,011,27081022,5

43696,24270,1167)0,00025(2110

2

=×××

××=∆ tP psi

'

2

r g2V

sn4P ⋅=∆

untuk Gt = 21270,1167 ; '

2

g2V = 0,0059 (Fig.27, Kern, 1965)

0944,00,00591

44=⋅

⋅=∆ rP psi

rtT PPP ∆+∆=∆

psiPT 9864,00944,08920,0 =+=∆


29. Pompa Bottom Produk (P-111)

Fungsi : Untuk memompakan liquid bottom ke reboiler


Perhitungan:

psi8920,09739,0,9800089,01022,5

8803,952708,1)876,6005737.(0018,05.0 10

2

=××××

×××=∆ sP





= 1,1 × 10-4 lbm/ft detik (Kern,1965)


lb/detik 378,4224 = 5,5006 ft3/detik


IDop = 3,9 (5,5006 )0,45 (68,7954)0,13

= 14,5591 in






3



ρ vID ××

= ik lbm/ft.det 101,1

det/10,0518835,0lb/ft 68,79544-

3

××× ikftft

= 5249277,469 > 2100 aliran turbulen


Kekasaran relatif = 00017,0835,0

00015,0==

IDε


079,0079,025,025,0

Re

==N

(Geankoplis, 2003)




2. Sambungan pipa

80






13

30

27

51

10,855

50,1

22,545

42,585



F∑ = gcD

Lfv2

4 2 ∑

= ftiklbfftlbmft

835,0det./.174,322196,085ft/detik) 10,0518(0016,04

2

2

×××× = 2,3598 ft lbf/lbm



∆ ∫ =∑++∆+

2

1

2

2

P

P

WfFdPVgcgZ

gcvα

(Sandler,1987)


∆

αgc

v2

2

= 0

Karena tidak ada perbedaan tekanan; maka:

∫2

1

P

P

dPV = 0


Wf = FgcgZ ∑+∆


= 80 ft × 2

2

det/174,32det/174,32






= 31166,2956 lb ft/detik/550 = 56,6659 HP


Daya pompa; P = 0,8

HP56,6659 = 70,832 HP = 71 HP

30. Pompa Reboiler (P-112)

Fungsi : memompakan larutan dari reboiler ke tangki penampung hasil

samping.


Perhitungan:




= 1,1 × 10-4 lbm/ft detik (Kern,1965)


lb/detik 107,7696 = 1,5665 ft3/detik


IDop = 3,9 (1,5665 )0,45 (68,7954)0,13

= 8,2731 in






3



ρ vID ××

= ik lbm/ft.det 101,1

det/4,51186650,0lb/ft 68,79544-

3

××× ikftft

= 1876458,842 aliran turbulen




==IDε


079,0079,025,025,0

Re

==N

(Geankoplis, 2003)




2. Sambungan pipa





13

30

27

51

39

8,645

39,9

17,955

33,915



F∑ = gcD

Lfv2

4 2 ∑

= ftiklbfftlbmft

6650,0det./.174,322129,415ft/detik) 4,5118(0021,04

2

2

×××× = 0,5171 ft lbf/lbm



∆ ∫ =∑++∆+

2

1

2

2

P

P

WfFdPVgcgZ

gcvα

(Sandler,1987)


∆

αgc

v2

2

= 0

Karena tidak ada perbedaan tekanan; maka:

∫2

1

P

P

dPV = 0



Wf = FgcgZ ∑+∆


= 39 ft × 2

2

det/174,32det/174,32





= 425,6827 lb ft/detik/550 = 7,7431 HP


Daya pompa; P = 0,8

HP7,7431 = 9,678 HP = 10 HP

LAMPIRAN D

PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

UTILITAS

LD.1 Pompa Air Sungai (P-101)

Fungsi : memompa air dari sungai ke bak penampungan


Jumlah : 1 unit

Bahan konstruksi : Commercial Steel


Kondisi operasi :

Temperatur : 30oC

Laju alir massa (F) : 239870,8764 kg/jam = 146,8942 lbm/det

Densitas air : 998,23 kg/m3 = 62,1778 lbm/ft3 (Perry, 1997)

Viskositas air : 0,8 cP = 5,38 × 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997)

Laju alir volume, Q : ρF = 3/1778,62

det/8942,146ftlbm

lbm = 2,3624 ft3/s

Diameter optimum, De= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Timmerhouse, 2004)

= 3,9 × (2,3624) 0,45 × (62,1778) 0,13

= 9,8232 in

Digunakan pipa 10 in schedule 30 dengan data – data sebagai berikut :

− Diameter dalam (ID) : 10,02 in = 0,835 ft

− Diameter luar (OD) : 10,75 in

− Luas penampang dalam (Ai) : 78,8 in2 = 0,5472 ft2

Kecepatan linier, v = iA

Q = 2

3

5472,0/3624,2

ftsft = 4,3170 ft/s


ρ Dv = 410.38,5)835,0)(3170,4)(1778,62(

− = 416602,2394

Untuk Commercial Steel, ε = 0,0015 ft


00015,0==

IDε

Untuk aliran turbulen, f = 0031,04416602,239

079,0Re079,0

25,025,0 ==N

Direncanakan Sistem perpipaan sebagai berikut :

Sistem Perpipaan L/D L (ft)


2. Sambungan pipa




- Pembesaran mendadak, K = 1

13

30

27

51

140

10,855

50,1

22,545

42,585

Total panjang pipa ekivalen, ∑ L 266,085



F∑ = gcD

Lfv2

4 2 ∑

= ftiklbfftlbm

ft835,0det./.174,322

085,136ft/detik) ,31704(0031,042

2

××× = 1,1444 ft lbf/lbm



∆ ∫ =∑++∆+

2

1

2

2

P

P

WfFdPVgcgZ

gcvα

(Sandler,1987)


∆

αgc

v2

2

= 0


∫2

1

P

P

dPV = 0


Wf = FgcgZ ∑+∆


= 20 ft × 2

2

det/174,32det/174,32





= 3105,8762 lb ft/detik/550 = 5,647 HP



HP5,647 = 7 HP

LD.2 Bak Penampungan (BP-101)


Fungsi : untuk menampung air dan mengendapkan lumpur yang terbawa dari

sungai

Bentuk : bak dengan permukaan persegi

Konstruksi : beton kedap air

Densitas air pada suhu 30oC : 998,23 kg/m3

Direncanakan lama penampungan 10 jam, maka :

Laju alir = 10 jam ×239870,8764 kg/jam = 2398708,764 kg/jam


Volume bak = 3/23,998kg/jam 4239870,8761,1

mkg× = 2638579,64 m3

Dimensi bak : - Panjang (p) = 3 × tinggi bak (t)

- Lebar (l) = 2 × tinggi bak (t)

Maka,

V = p × l × t

2638579,64 = 9t2

t = 39

64,2638579 = 66,4317 m

diperoleh :

Panjang (p) = 3 × 66,4317 m = 199,2953 m

Lebar (l) = 2 ×66,4317 m = 132,8634 m

LD.3 Pompa Bak Penampung (P-102)

Fungsi : memompa air dari bak penampung ke clarifier


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Temperatur : 30oC







det/8942,146ftlbm

lbm = 2,3624 ft3/s


= 3,9 × (2,3624) 0,45 × (62,1778) 0,13

= 9,8232 in






Q = 2

3

5472,0/3624,2

ftsft = 4,3170 ft/s


ρ Dv = 410.38,5)835,0)(3170,4)(1778,62(

− = 416602,2394



00015,0==

IDε


079,0Re079,0

25,025,0 ==N




2. Sambungan pipa





13

30

27

51

80

10,855

50,1

22,545

42,585




F∑ = gcD

Lfv2

4 2 ∑

= ftiklbfftlbmft

835,0det./.174,322085,206ft/detik) ,31704(0031,04

2

2

××× = 0,8863 ft lbf/lbm



∆ ∫ =∑++∆+

2

1

2

2

P

P

WfFdPVgcgZ

gcvα

(Sandler,1987)


∆

αgc

v2

2

= 0


∫2

1

P

P

dPV = 0


Wf = FgcgZ ∑+∆


= 20 ft × 2

2

det/174,32det/174,32


= 20,08863 ft lbf/lbm



= 2950,7954 lb ft/detik/550 = 5,3650 HP



HP5,3650 = 7 HP

LD.4 Tangki Pelarutan Aluminium Sulfat Al2(SO4)3 (TP-101)

Fungsi : Tempat untuk melarutkan Aluminium Sulfat Al2(SO4)3


Bentuk : silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 grade C

Kondisi pelarutan : Temperatur = 30oC

Tekanan = 1 atm

Jumlah air yang diolah = 239870,8764 kg/jam

Jumlah alum yang dibutuhkan = 11,9935 kg/jam

Tangki pelarutan aluminium sulfat dirancang untuk 1 hari

Banyak alum yang dilarutkan = 24 × 2,7432 = 65,8384 kg

Densitas Al2(SO4)3 30% = 1363 kg/m3

Lama penampungan persediaan = 7 hari

Banyak alum yang dilarutkan = 7 × 24 jam × 11,9935 kg/jam

= 2014,908 kg

a. Jenis dan sifat bahan

Bahan yang dipakai Al2(SO4)3 dengan kadar 30% berat, sifat – sifat :

Densitas Al2(SO4)3 pada 25 oC, 1 atm = 1363 kg/m3 = 84,8986 lb/ft3

Viskositas Al2(SO4)3 pada 25 oC, 1 atm = 6,72 × 10-4 lbm/f.detik (kirk

othmer,1976)

b. Penentuan volume tangki

Volume larutan Al2(SO4)3 = alumdensitasberat

dilarutkanyangalumjumlah×%

= kg

lbftlb

kg4536,01

/8986,843,0908,2014

3 ××

= 56,1498 ft3

Faktor keamanan digunakan = 20%

Volume tangki, Vt = 1,2 × 56,1498 ft3 = 67,3798 ft3

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

V = 41 π D2 H (Brownell, 1959)

67,3798 ft3 = 41 π D2

D

23


67,3798 ft3 = 83 π D3

Maka,

D = 3,8535 ft = 1,1745 m

H = 5,7802 ft = 1,7618 m

c. Menentukan tebal dinding tangki

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

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

− Allowable stress (s) = 18750

− Efisiensi sambungan (E) = 0,8

− Umur alat (n) = 10 tahun

− Faktor korosi,( c ) = 0,01 in/tahun




Ph = 14,7 Psi + ( )144

1 5,7802/84,8986 3 −ftftlb = 17,5182 Psi




RP+

−×



/128535,3Psi 21,0219×+

×−××××

= 0,1324 in = 2/15 in

Daya pengaduk

Tipe pengaduk : marine propeller dengan jarak pitch = 2Di

Dt/Di = 3 , Baffle = 4 (Brown, G.G 1978)

Dt = 3,8535 ft

Di = 1/3 ×3,8535 ft = 1,2845 ft

Panjang pengadukan, L = ¼ × 1,2845 ft = 0,3211 ft

Kecepatan pengadukan, N = 60 rpm = 1 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

23

1072,6)2845,1)(1)(/8986,84(

−×ftrpsftlb = 208448,8353 > 10.000

Dari gambar 3.4-5 Geankoplis, untuk NRe = 208448,8353 > 10.000

Konstanta pengadukan,KT = 6,3

Daya yang dibutuhkan pengadu sebesar :

P = c

T

gDinK ρ53

= 550det/.174,32

)/8986,84()2845,1()1)(3,6(2

353

×ftlbftlbftrps = 0,1056

Efisiensi motor penggerak = 80 %

Daya motor penggerak = 8,0

1056,0 = 0,1321

Maka daya motor yang dipilih = 1/8 Hp

LD.5 Pompa Larutan Aluminium Sulfat (P-103)

Fungsi : Menginjeksikan larutan alum ke clarifier


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Temperatur : 30oC


Laju alir masuk : 11,9935 kg/jam = 7,344 × 10-3 lbm/det

Densitas campuran, ρ : 1363 kg/m3 = 84,8986 lbm/ft3 (Perry, 1997)

Viskositas air : 6,72 × 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997)

Laju alir volumetrik, Q : ρF = 3

-3

/8986,84det/10 344,7

ftlbmlbm× = 8,651 × 10-5 ft3/s

Diameter optimum, De = 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Timmerhouse, 2004)

= 3,9 × (8,651 ×10-5) 0,45 × (84,8986) 0,13


= 0,1031 in

Digunakan pipa 1/8 in schedule 40 dengan data – data sebagai berikut :





Q = 2

3-5

0004,0/10 8,651

ftsft× = 0,2162 ft/s


ρ Dv = det./1072,6

)2162,0)(0224,0)(/8986,84(4

3

ftlbmftftlb

−×

= 612,048 < 2100 aliran laminer



==IDε

Untuk aliran laminer, f = 0216,0612,048

16Re

16==

N




2. Sambungan pipa





13

30

27

51

50

0,2912

1,3440

0,6048

1,1424



F∑ = gcD

Lfv2

4 2 ∑


= ftiklbfftlbm

ft0224,0det./.174,322

3824,53ft/detik) 0,2162(0261,042

2

××× = 0,1807 ft lbf/lbm



∆ ∫ =∑++∆+

2

1

2

2

P

P

WfFdPVgcgZ

gcvα

(Sandler,1987)


∆

αgc

v2

2

= 0


∫2

1

P

P

dPV = 0


Wf = FgcgZ ∑+∆


= 40 ft × 2

2

det/174,32det/174,32




= 1,9787×10-5 ft3/detik×84,8986 lb/ft3 ×40,1807 ft lbf/lbm

= 0,0674 lb ft/detik/550 = 1,2×10-4 HP



HP10 1,2 -4

= 1,5×10-4 HP = 1/10 HP

LD.6 Tangki Pelarutan Natrium Karbonat (Na2CO3) (TP-102)

Fungsi : Tempat untuk melarutkan Natrium Karbonat

Bentuk : silinder tegak dengan tutup dan bawah berbentuk datar.

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283grade C



Tekanan = 1 atm

Jumlah air yang diolah = 239870,8764 kg/jam

Jumlah soda abu yang dibutuhkan = 6,4756 kg/jam

Lama penampungan persediaan = 7 hari

Banyak soda abu yang dilarutkan = 7 × 24 × 6,4756 = 1088,052 kg

Densitas Al2(SO4)3 30% = 1327 kg/m3 = 82,6562 lb/ft3


Bahan yang dipakai Na2CO3 dengan kadar 30% berat, sifat – sifat :

Densitas Na2CO 3 pada 25 oC, 1 atm = 1372 kg/m3 = 82,6562 lb/ft3

Viskositas Na2CO3 pada 25oC, 1 atm = 3,69 × 10-4 lbm/f.detik (kirk

othmer,1976)


Volume larutan Na2CO 3 = abusodadensitasberat

dilarutkanyangjumlah×%

CONa 32

= 4536,01

/6562,823,0052,1088

3

lbftlb

kg×

×

= 96,7341 ft3





116,0810 ft3 = 41 π D2

D

23

116,0810 ft3 = 83 π D3

Maka,

D = 4,6195 ft = 1,4080 m

H = 6,9293 ft = 2,1120 m


Tebal dinding tangki

Direncanakan digunakan bahan konstruksi plate steel SA-283 grade C





− Umur alat = 10 tahun




Ph = 14,7 Psi + ( )144

1 6,9293/82,6562 3 −ftftlb = 18,1034 Psi




DP+

−×


= tahunintahunpsi

ftinftpsi /01,010)7241,21(6,0)8,0)(18750.(2

/12)6195,4)(7241,21(×+

−×

= 0,0401 in

Dari tabel 5.4 Brownell & Young (1979) dipilih tebal tangki standar 1/10 in.

Daya pengaduk



Dt = 4,6195 ft

Di = 1/3 × 4,6195 ft = 1,5398 ft

Panjang pengaduk, L = ¼ × 1,5398 ft = 0,3849 ft


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

Bilangan Reynold, NRe :

NRe = µ

ρ 2)(Din


= 4

2

1069,3)5398,1)(1)(6562,82(

−× = 531101,71 > 10.000

Dari gambar 3.4-4 Geankoplis, untuk NRe > 10.000 :

Konstanta pengadukan, KT = 6,3

P = 550

53

×c

T

gDinK ρ

= 550174,32

)6562,82()5398,1()5,2)(3,6( 53

× = 0,2547



2547,0 = 0,3184

Maka daya motor yang dipilih = 1/3 HP

LD.7 Pompa Larutn Natrium Karbonat (Na2CO3) (P-104)

Fungsi : Menginjeksikan larutan Na2CO3 ke tangki clarifier


Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Temperatur : 30oC

Densitas Na2CO3 : 1327 kg/m3 = 82,6562 lbm/ft3 (Perry, 1997)

Viskositas Na2CO3 : 3,69 × 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997)

Laju alir massa (F) : 6,4765 kg/jam = 3,9661 ×10-4 lbm/det

Laju alir volume, Q : ρF = 3

-4

/6562,82det/10 3,9661

ftlbmlbm× = 4,798 ×10-5 ft3/s

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

= 3,9 × (4,798 ×10-5 ft3/s) 0,45 × (82,6562) 0,13

= 0,0788 in

Dipilih pipa 1/8 in schedule 40 dengan data – data sebagai berikut :

(Kern, 1950)






Q = 2

35

0004,0/10798,4

ftsft−× = 0,1199 ft/s


ρ Dv = 410.69,3)1199,0)(0224,0)(6562,82(

− = 601,8625



==IDε

Untuk aliran laminar, f = 0265,08625,601

16Re

16==

N




2. Sambungan pipa





13

30

27

51

65

0,2912

1,3440

0,6048

1,1424



F∑ = gcD

Lfv2

4 2 ∑

= ftiklbfftlbm

ft0224,0det./.174,322

3824,68ft/detik) ,11990(0265,042

2

××× = 0,072 ft lbf/lbm




∆ ∫ =∑++∆+

2

1

2

2

P

P

WfFdPVgcgZ

gcvα

(Sandler,1987)


∆

αgc

v2

2

= 0


∫2

1

P

P

dPV = 0


Wf = FgcgZ ∑+∆


= 45 ft × 2

2

det/174,32det/174,32




= 4,798×10-5 ft3/detik×82,6562 lb/ft3 ×45,0722 ft lbf/lbm

= 0,1787 lb ft/detik/550 = 3,2×10-4 HP



HP10 3,2 -4× = 4×10-4 HP = 1/20 HP

LD.8 Clarifier (CL)

Fungsi : Sebagai tempat untuk memisahkan kontaminan- kontaminan

terlarut dan tersuspensi dari air dengan menambahkan alum yang

menyebabkan frekuensi dan penambahan soda abu agar reaksi alum

dengan lumpur dapat terjadi dengan sempurna.

Jenis : Continous thickener

Kondisi operasi :


Air yang diklarifikasi berjumlah : 548653,986 kg/jam

Reaksi : Al2(SO4)3 + H2O 2Al2(OH)3 + 3H2SO4

Jumlah Al2(SO4)3 yang digunakan = 11,9935 kg/jam

BM Al2(SO4)3 = 324 kmol/jam

Jumlah Al2(SO4)3 = 11,9935/342 = 0,0080 kmol/jam

Jumlah Al2(OH)3 yang terbebtuk = 2 ×0,0080 = 0,0350 kmol/jam

BM Al2(OH)3 = 78 kg/kmol

Sehingga Al2(OH)3 = 0,0350 kmol/jam ×78 kg/kmol

= 2,7353 kg/jam

Densitas Al2(OH)3 = 2420 kg/m3

Densitas Na2CO3 = 1327 kg/m3

Jumlah Na2CO3 yang terbentuk diperkirakan sama dengan jumlah Al2(OH)3 yang

terbentuk :

Massa Na2CO3 = 2,7353 kg/jam

Massa Al2(OH)3 = 2,7353 kg/jam

Total massa = 5,4707 kg/jam

Volume Al2(OH)3 = (5,4707 kg/jam)/(2420 kg/m3) = 0,00226 m3

Volume Na2CO3 = (5,4707 kg/jam)/ 1327 kg/m3) = 0,00412 m3

Total volume = 0,00638 m3

Densitas campuran = (0,5 × 2420) + (0,5 ×1327) = 1873,5 kg/m3

= 116,9631 lb/ft3

Terminal seeting velocity dari hukum stoke

µρρ

18)(2 gD

U st

−= (Ulritch,1984)

Dimana :

D = Diameter partikel = 20 mikron = 0,002 cm (Perry, 1997)

ρ = Densitas air = 0,9982 gr/ml (Perry, 1997)

sρ = Densitas partikel = 2,52 gr/ml (Perry, 1997)

µ = Viskositas air = 0,007 gr/cm.s (Kern,1950)

g = Kecepatan gravitasi = 980 cm/s2

Sehingga : scmU t /0473,0007,018

980)9982,052,2(002,0 2

=×−

=


Menghitung diameter clarifier

D = 12

2

25,0

×× mKC

(Brown, 1978)

Dimana :

C = Kapasitas clarifier = 239870,8764 kg/jam = 528819,3341 lb/jam

D = Diameter clarifier

M = Putaran motor dalam 1000 rpm direncanakan 2,5

K = konstanta pengendapan = 995

D = mft 0677,43453,1312

25,29953341,528819 25,0

==

××

Tinggi clarifier, H = 1,5 D = 1,5 ×13,3453 ft = 20,0179 ft = 6,1015 m

Tinggi konis, h = 1/3 H = 1/3 ×20,0179 ft = 6,6726 ft = 2,0338 m

Waktu pengendapan :

t = 3600

48,30××

tUH (Ulritch, 1984)

t = jam5831,336000473,0

48,300179,20=

××

Daya clarifier :

P = 0,006 ×D2

Dimana :

P = Daya yang dibutuhkan clarifier = KW

P = 0,006 × (4,0677)2 = 0,099 HP = 0,0735 KW

Tebal dinding clarifier

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

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



− Faktor korosi = 1/8 in

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





Ph = 14,7 Psi + ( )144

1 20,0179/116,9631 3 −ftftlb = 30,1471 Psi




DP+

−×


= tahunintahunpsi

ftinftpsi /01,010)1766,36(6,0)8,0)(18750.(2

/12)3453,13)(1766,36(×+

−×

= 0,2932 in

Tebal plat rancangan yang dipilih 1/3 in

LD.9 Pompa Clarifier (P-105)

Fungsi : Memompa air dari clarifier menuju sand filter


Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

Temperatur : 30oC





det/8942,146ftlbm

lbm = 2,3624 ft3/s


= 3,9 × (2,3624) 0,45 × (62,1778) 0,13

= 9,8232 in







Q = 2

3

5472,0/3624,2

ftsft = 4,3170 ft/s


ρ Dv = 410.38,5)835,0)(3170,4)(1778,62(

− = 416602,2394



00015,0==

IDε


079,0Re079,0

25,025,0 ==N




2. Sambungan pipa





13

30

27

51

80

10,855

50,1

22,545

42,585



F∑ = gcD

Lfv2

4 2 ∑

= ftiklbfftlbmft

835,0det./.174,322085,206ft/detik) ,31704(0031,04

2

2

××× = 0,8863 ft lbf/lbm




∆ ∫ =∑++∆+

2

1

2

2

P

P

WfFdPVgcgZ

gcvα

(Sandler,1987)


∆

αgc

v2

2

= 0


∫2

1

P

P

dPV = 0


Wf = FgcgZ ∑+∆


= 40 ft × 2

2

det/174,32det/174,32





= 6005,7499 lb ft/detik/550 = 11 HP



HP11 = 14 HP

LD.10 Sand Filter (SF)

Fungsi : Menyaring partikel – pertikel yang masih terbawa dalam air

yang keluar dari clarifier

Bentuk : Silinder tegak dengan tutup berbentuk bersegment bola

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283grade C

Kondisi penyaringan : Temperatur = 30 oC

Tekanan = 1 atm





Direncanakan volume bahan penyaring 1/3 volume tangki

Media penyaring adalah :

- Lapisan pertama pasir halus

- Lapisan kedua pasir kasar

- Lapisan ketiga batu koral

Sand filter yang dirancang untuk penampungan 1 jam operasi

a. Ukuran sand filter

Volume air = jammmkg

jamkg /2912,240/2507,998/8764,239870 3

3 =


Untuk operasi 1 jam = 1 × 240,2912 m3/jam = 240,2912 m3/jam

Volume tangki, Vt = 1,2 × 240,2912 m3/jam = 288,3494 m3/jam

Total volume tangki = 4/3 × 288,3494 m3/jam = 384,4659 m3/jam

Diambil tinggi dinding tangki, H = 1,684 dan tinggi head tangki, h = ¼ D. V =

41 π D2 H (Brownell, 1959)

384,4658 m3 = 41 π D2

D

23

384,4658 m3 = 83 π D3

Maka,

D = 6,6255 m = 21,7369 ft

H = 11,1573 m = 36,6048 ft

h = 1,6563 m = 5,4342 ft

b. Tebal dinding sand filter

Tinggi cairan dalam tangki = mjammjamm 1573,11

/4659,384/2912,240

3

3

×

= 6,9733 m = 22,8780 ft

Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon steel










Ph = 14,7 Psi + ( )144

1 36,6048/62,179 3 −ftftlb = 30,0741 Psi




DP+

−×



/127369,21Psi 36,08899×+

×−××××

= 0,4140 in = 1/3 in

LD.11 Pompa Sand Filter (P-106)

Fungsi : Memompa air dari sand filter ke menara air


Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

Temperatur : 30oC





det/8942,146ftlbm

lbm = 2,3624 ft3/s


= 3,9 × (2,3624) 0,45 × (62,1778) 0,13

= 9,8232 in







Q = 2

3

5472,0/3624,2

ftsft = 4,3170 ft/s


ρ Dv = 410.38,5)835,0)(3170,4)(1778,62(

− = 416602,2394



00015,0==

IDε


079,0Re079,0

25,025,0 ==N




2. Sambungan pipa





13

30

27

51

100

10,855

50,1

22,545

42,585



F∑ = gcD

Lfv2

4 2 ∑

= ftiklbfftlbmft

835,0det./.174,322085,226ft/detik) ,31704(0031,04

2

2

××× = 0,9723 ft lbf/lbm



∆ ∫ =∑++∆+

2

1

2

2

P

P

WfFdPVgcgZ

gcvα

(Sandler,1987)



∆

αgc

v2

2

= 0


∫2

1

P

P

dPV = 0


Wf = FgcgZ ∑+∆


= 20 ft × 2

2

det/174,32det/174,32





= 6752,8401 lb ft/detik/550 = 13 HP



HP13 = 16 HP

LD.12 Menara Air (MA)

Fungsi : Menampung air untuk didistribusikan sebagai air domestik

dan air umpan ketel.

Bentuk : silinder tegak dengan tutup dan alas berbentuk datar

Bahan konstruksi : Beton

Kondisi penyaringan : Temperatur = 30 oC

Tekanan = 1 atm




Faktor keamanan : 20%

Direncanakan untuk penampungan selama 1 jam


Banyak air yang ditampung adalah :

Volume air = jammmkg

jamkg /2912,240/2507,998/8764,239870 3

3 =

Volume tangki, Vt = 1,2 × 240,2912 m3/jam = 288,3494 m3/jam

Direncanakan tinggi silinder, H = 5/4 D


288,3554 m3 = 41 π D2

D

23

288,3554 m3 = 83 π D3

Maka,

D = 6,6483 m = 21,8117 ft

H = 8,3103 m = 27,2646 ft

Tebal Dinding Menara Air

Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon steel









Ph = 14,7 Psi + ( )144

1 27,2646/62,179 3 −ftftlb = 26,0408 Psi




DP+

−×



/128117,21Psi 31,2489×+

×−××××

= 0,3725 in = 5/13 in


LD.13 Tangki Pelarutan Asam Sulfat (H2SO4) (TP-103)

Fungsi : Tempat membuat larutan Asam Sulfat H2SO4




Tekanan = 1 atm

Jumlah asam sulfat yang dibutuhkan = 7,7591 kg/jam = 17,1057 lb/jam


Bahan yang dipakai H2SO4 dengan kadar 30% berat, sifat – sifat :

Densitas H2SO4 pada 25 oC, 1 atm = 1387 kg/m3 = 86,587 lb/ft3

Viskositas H2SO4 pada 25 oC, 1 atm = 3,7 × 10-4 lbm/f.detik

(kirk othmer,1976)


Kebutuhan rancangan = 7 hari

Volume larutan H2SO4 = 42

42

SOH%SOH

densitasberatdibutuhkanyangjumlah

×

= 3/587,863,0247/1057,17

ftlbjamharijamlb

×××

= 110,6308 ft3





132,7570 ft3 = 41 π D2

D

23

132,7570 ft3 = 83 π D3

Maka,

D = 4,8309 ft = 1,4724 m

H = 7,2463 ft = 2,2087 m



Direncanakan digunakan bahan konstruksi plate steel









Ph = 14,7 Psi + ( )144

1 7,2463/86,587 3 −ftftlb = 18,4558 Psi




DP+

−×

6,0.2 (Brownell &Young,1959)


/128309,4Psi 22,1470×+

×−××××

= 0,1428 in = 1/7 in

Daya pengaduk



Dt = 4,8309 ft

Di = 1/3 ×4,8309 ft = 1,6103 ft



Viskositas H2SO4 = 3,7 × 10-4 lbm/ft.det (Kirk Othmer, 1967)


NRe = µ

ρ 2)(DiN


= 4

23

107,3)6103,1)(1)(/587,86(

−×ftrpsftlb = 60682,6523 > 10.000



Daya yang dibutuhkan pengadu sebesar :

P = c

T

gDinK ρ53

= 550det/.174,32

)/587,86()6103,1()1)(3,6(2

353




3337,0 = 0,417


LD.14 Pompa Larutan Asam Sulfat (P-107)

Fungsi : Menginjeksikan larutan asam sulfat ke cation exchanger.


Jumlah : 1 unit


Kondisi operasi :

Temperatur : 30oC

Laju alir massa (F) : 7,7591 kg/jam = 17,1057 lbm/jam

Densitas 30% : 1387 kg/m3 = 86,587 lbm/ft3 (Perry, 1997)

Viskositas air : 0,8 cP = 3,7× 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997)


det/1057,17ftlbm

lbm = 0,1975 ft3/s


= 3,9 × (0,1975) 0,45 × (86,587) 0,13

= 3,3573 in




− Diameter luar (OD) : 3,50 in = 0,2916 ft



Q = 2

3

0512,0/1975,0

ftsft = 8,8574 ft/s


ρ Dv = 410.7,3)2556,0)(8574,3)(587,86(

− = 23071,8208



==IDε


079,0Re079,0

25,025,0 ==N




2. Sambungan pipa





13

30

27

51

20

3,3228

15,336

6,9012

13,0356



F∑ = gcD

Lfv2

4 2 ∑

= ftiklbfftlbm

ft2556,0det./.174,322

5956,58ft/detik) 3,8674(0064,042

2

××× = 1,3641 ft lbf/lbm



∆ ∫ =∑++∆+

2

1

2

2

P

P

WfFdPVgcgZ

gcvα

(Sandler,1987)



∆

αgc

v2

2

= 0


∫2

1

P

P

dPV = 0


Wf = FgcgZ ∑+∆


= 20 ft × 2

2

det/174,32det/174,32





= 365,346 lb ft/detik/550 = 0,6642 HP



HP0,6642 = 0,83 HP = 1 HP

LD.15. Penukaran Kation/Cation Exchanger (CE)

Fungsi : Mengurangi kesadahan air

Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon Stell SA-283 Grade C

Jumlah : 1 buah

Jumlah air yang masuk ke cation exchanger sama dengan jumlah air yang dibutuhkan

untuk ketel = 10464,6203 kg/jam = 6,4084 lb/detik

Densitas air = 998,23 kg/m3 = 62,1778 lb/ft3

Direncanakan ¼ volume tangki diisi resin

Volume resin = (1/4 × laju alir air) / densitas air

= (1/4 ×10464,6203 kg/jam) / (998,23 kg/m3)


= 2,6207 m3

Volume air dan resin = (5/4 ×10464,6203 kg/jam) / (998,23 kg/m3)

= 6,9887 m3

Faktor keamanan = 20 %, sehingga :

V = 1,2 ×6,9887 m3 = 8,3865 m3

Dipilih tinggi dinding tangki, H : D = 2 : 3

Tinggi tutup, h = 1/8 D

Volume tangki = V = 41 π D2 H (Brownell, 1959)

Maka : D = 1,9240 m = 6,3122 ft

H = 1,2826 m = 4,2079 ft

h = 0,2405 m = 0,7890 ft

Tinggi tangki = H + 2h = 1,2826 m + (2 ×0,2405) m

= 1,7636 m










Ph = 14,7 Psi + ( )144

1 4,2079/62,1778 3 −ftftlb = 16,0851 Psi




DP+

−×



/123122,6Psi 19,3021×+

×−××××

= 0,1487 in = 1/7 in


LD.16 Pompa Cation Exchanger (P-109)

Fungsi : Memompakan air dari cation exchanger ke anion exchanger.


Jumlah : 1 buah


Kondisi operasi :

Laju alir massa (F) : 10464,6203 kg/jam = 6,4084 lbm/detik




det/4084,6ftlbm

lbm = 0,1030 ft3/s


= 3,9 × (0,1030) 0,45 × (62,1778) 0,13

= 2,3989 in






Q = 2

3

0332,0/1030,0

ftsft = 3,0964 ft/s


ρ Dv = 410.38,5)0964,3)(2057,0)(1778,62(

− = 73612,5006



==IDε


079,0Re079,0

25,025,0 ==N





2. Sambungan pipa





13

30

27

51

2,6741

12,342

5,5539

10,4907



F∑ = gcD

Lfv2

4 2 ∑

= ftiklbfftlbm

ft2057,0det./.174,322

0607,51ft/detik) 3,0964(0047,042

2

××× = 0,6953 ft lbf/lbm



∆ ∫ =∑++∆+

2

1

2

2

P

P

WfFdPVgcgZ

gcvα

(Sandler,1987)


∆

αgc

v2

2

= 0


∫2

1

P

P

dPV = 0


Wf = FgcgZ ∑+∆


= 10 ft × 2

2

det/174,32det/174,32






= 68,4962 lb ft/detik/550 = 0,1245 HP



HP0,1245 = 0,15 HP = 2/13 HP

LD.17 Tangki Pelarutan Natrium Hidroksida (TP-104)

Fungsi :Tempat membuat larutan Natrium Hidroksida (NaOH)


Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283, grade C

Jumlah NaOH yang digunakan = 0,7689 kg/jam = 1,6951 lb/jam


Bahan yang dipakai NaOH dengan kadar 50% berat, sifat – sifat :

Densitas NaOH pada 25 oC, 1 atm = 1518 kg/m3 = 94,577 lb/ft3

Viskositas NaOH pada 25 oC, 1 atm = 4,302 × 10-4 lbm/f.detik

(kirk othmer,1976)



Volume larutan = NaOH%

NaOHdensitasberat

dibutuhkanyangjumlah×

= 3/557,943,02430/6951,1

ftlbjamharijamlb

×××

= 43,0155 ft3





51,6186 ft3 = 41 π D2

D

23


51,6186 ft3 = 83 π D3

Maka,

D = 2,7985 ft = 0,8530 m

H = 8,3955 ft = 2,5589 m











Ph = 14,7 Psi + ( )144

1 8,3955/94,557 3 −ftftlb = 19,5572 Psi




DP+

−×



/127985,2Psi 23,4687×+

×−××××

= 0,1262 in = 2/16 in

Daya pengaduk



Dt = 2,7985 ft

Di = 1/3 ×2,7985 ft = 0,9328 ft



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



NRe = µ

ρ 2)(DiN

= 4

23

10302,4)9328,0)(1)(/557,94(

−×ftrpsftlb = 382579,9433 > 10.000



Daya yang dibutuhkan pengaduk sebesar :

P = c

T

gDinK ρ53

= 550det/.174,32

)/557,94()9328,0()1)(3,6(2

353




1902,0 = 0,2377


LD.18 Pompa Larutan Natrium Hidroksida (P-108)

Fungsi : Menginjeksikan larutan natrium hidroksida ke anion

exchanger.


Jumlah : 1 buah


Kondisi operasi :

Laju alir massa (F) : 0,7689 kg/jam = 4,708 × 10-4 lbm/detik

Densitas bahan : 1518 kg/m3 = 94,557 lbm/ft3 (Perry, 1997)



det/ 4-10 4,708ftlbm

lbm× = 4,9×10-4 ft3/s


= 3,9 × (4,9×10-4 ) 0,45 × (94,557) 0,13

= 0,0289 in







Q = 2

34

0004,0/109,4

ftsft−× = 0,0122 ft/s


ρ Dv = 410302,4)0122,0)(0224,0)(557,94(

−× = 60,3125



==IDε


16Re16

==N




2. Sambungan pipa





13

30

27

51

50

2,6741

12,342

5,5539

10,4907



F∑ = gcD

Lfv2

4 2 ∑

= ftiklbfftlbm

ft0224,0det./.174,322

0607,81ft/detik) 0,0122(2652,042

2

××× = 0,0088 ft lbf/lbm



∆ ∫ =∑++∆+

2

1

2

2

P

P

WfFdPVgcgZ

gcvα

(Sandler,1987)



∆

αgc

v2

2

= 0


∫2

1

P

P

dPV = 0


Wf = FgcgZ ∑+∆


= 10 ft × 2

2

det/174,32det/174,32




= 4,9×10-4 ft3/detik × 94,557 lb/ft3 × 10,0088 ft lbf/lbm

= 0,4637 lb ft/detik/550 = 8,4×10-5 HP



HP 10 8,4 -5

= 1,05×10-3 HP = 1/20 HP

LD.19 Penukar Anion / Anion Exchanger (AE)

Fungsi : Mengurangi kesadahan air

Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon Stell SA-283 Grade C

Jumlah : 1 buah

Jumlah air yang masuk ke anion exchanger sama dengan jumlah air yang dibutuhkan

untuk ketel = 10464,6203 kg/jam = 6,4084 lb/detik

Densitas air = 998,23 kg/m3 = 62,1778 lb/ft3

Direncanakan ¼ volume tangki diisi resin

Volume resin = (1/4 × laju alir air) / densitas air

= (1/4 ×10464,6203 kg/jam) / (998,23 kg/m3)

= 2,6207 m3


Volume air dan resin = (5/4 ×10464,6203 kg/jam) / (998,23 kg/m3)

= 6,9887 m3

Faktor keamanan = 20 %, sehingga :

V = 1,2 ×6,9887 m3 = 8,3865 m3

Dipilih tinggi dinding tangki, H : D = 2 : 3

Tinggi tutup, h = 1/8 D

Volume tangki, V = 41 π D2 H (Brownell, 1959)

Maka : D = 1,9240 m = 6,3122 ft

H = 1,2826 m = 4,2079 ft

h = 0,2405 m = 0,7890 ft

Tinggi tangki = H + 2h = 1,2826 m + (2 ×0,2405) m

= 1,7636 m









Dimana: Po = Tekanan awal 1 atm = 14,7 psi

Ph = 14,7 Psi + ( )144

1 4,2079/62,1778 3 −ftftlb = 16,0851 Psi




DP+

−×



/123122,6Psi 19,3021×+

×−××××

= 0,1487 in = 1/7 in

LD.20 Pompa Anion Exchanger (P-110)


Fungsi : Memompakan air dari anion exchanger menuju daerator.


Jumlah : 1 buah


Kondisi operasi :





det/4084,6ftlbm

lbm = 0,1030 ft3/s


= 3,9 × (0,1030) 0,45 × (62,1778) 0,13

= 2,3989 in






Q = 2

3

0332,0/1030,0

ftsft = 3,0964 ft/s


ρ Dv = 410.38,5)0964,3)(2057,0)(1778,62(

− = 73612,5006



==IDε


079,0Re079,0

25,025,0 ==N




2. Sambungan pipa


13

120

2,6741





30

27

51

12,342

5,5539

10,4907



F∑ = gcD

Lfv2

4 2 ∑

= ftiklbfftlbm

ft2057,0det./.174,322

0607,131ft/detik) 3,0964(0047,042

2

××× = 1,7847 ft lbf/lbm



∆ ∫ =∑++∆+

2

1

2

2

P

P

WfFdPVgcgZ

gcvα

(Sandler,1987)


∆

αgc

v2

2

= 0


∫2

1

P

P

dPV = 0


Wf = FgcgZ ∑+∆


= 50 ft × 2

2

det/174,32det/174,32





= 331,6454 lb ft/detik/550 = 0,629 HP




HP0,6029 = 0,75 HP = 1 HP

LD.21 Menara pendingin Air/Cooling Tower (CT)

Fungsi : Mendinginkan air pendingin bekas.

Jenis : Mechanical induced draf fan

Jumlah : 1 buah

Laju alir massa : 43602,5846 kg/jam

Suhu air pendingin masuk : 40 oC = 104 oF

Suhu air pendingin keluar : 25 oC = 77 oF

Wet bulb temperatur udara : 80 oF

Dari figure 12-1Perry, 1997 diperoleh kecepatan alir 0,75 gpm/ft2

Laju alir pendingin = jammmkg

jamkg /6798,43/23,998

/5846,43602 33 =

= 43,6798 m3/jam = 0,7279 m3/menit

1 m3 = 264,17 gallon

Laju alir air pendingin = 0,7279 m3/menit ×264,17 gallon = 192,2893 gpm

Faktor keamanan = 20 % maka,

Laju alir pendingin = 1,2 ×192,2893 gpm = 230,7472 gpm

Luas menara yang digunakan = (230,7472 gpm) / (0,75 gpm/ft3) = 307,6629 ft3

Diambil performance menara pendingin 90 % dari figure 12-15 Perry, 1997

0,026 hp/ft2 ×307,6629 ft3 = 7,9992 hp

Dimensi perbandingan : p : l : t : = 2 : 3 : 3

Sehingga, V = 9/4 p3

43,6798 = 9/4 p3

p = 2,6876 m

l = 4,0314 m

t = 4,0314


LD.22 Pompa Menara Air Pendingin (P-112)

Fungsi : Memompakan air pendingin bekas dari menara pendingin

menuju proses.


Jumlah : 1 buah


Kondisi operasi :




Temperatur : 40 oC


det/ 26,7017ftlbm

lbm = 0,4294 ft3/s


= 3,9 × (0,4294) 0,45 × (62,1778) 0,13

= 4,5606 in






Q = 2

3

0881,0/ 0,4294

ftsft = 4,8687 ft/s


ρ Dv = 410.38,5)3355,0)( 4,8687)(1778,62(

− = 188781,144



==IDε


079,0Re079,0

25,025,0 ==N





2. Sambungan pipa





13

30

39

78

4,3615

20,13

6,5422

26,169



F∑ = gcD

Lfv2

4 2 ∑

= ftiklbfftlbmft

3355,0det./.174,3222027,157ft/detik) 4,8687(0037,04

2

2

××× = 2,5545 ft lbf/lbm



∆ ∫ =∑++∆+

2

1

2

2

P

P

WfFdPVgcgZ

gcvα

(Sandler,1987)


∆

αgc

v2

2

= 0


∫2

1

P

P

dPV = 0


Wf = FgcgZ ∑+∆


= 20 ft × 2

2

det/174,32det/174,32





= 0,4294 f t3/detik × 62,1778 lb/ft3 × 22,5545 ft lbf/lbm

= 602,1881 lb ft/detik/550 = 1,0948 HP



HP1,0948 = 1,36 HP = 3/2 HP

LD.23 Tangki Pelarut Kaporit (CaOCl2) (TP-106)

Fungsi : Tempat membuat larutan kaporit CaOCl2

Bentuk : silinder tegak dengan alas dan tutup berbentuk datar



Tekanan = 1 atm

Jumlah kaporit yang dibutuhkan = 0,0044 kg/jam = 0,0097 lb/jam


Bahan yang dipakai CaOCl2 dengan kadar 30% berat, sifat – sifat :

Densitas CaOCl2pada 25 oC, 1 atm = 1,560 kg/m3 = 97,387 lb/ft3

Viskositas CaOCl2 pada 25 oC, 1 atm = 6,72 × 10-4 lbm/f.detik (kirk othmer,1976)



Volume larutan CaOCl2 = 42SOH%

CaOCl2densitasberat

dibutuhkanyangjumlah×

= 3/387,973,02460/0097,0

ftlbjamharijamlb

×××

= 0,4780 ft3



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



0,5737 ft3 = 41 π D2

D

23

0,5737 ft3 = 83 π D3

Maka,

D = 0,6245 ft = 0,1903 m

H = 1,8736 ft = 0,5710 m











Ph = 14,7 Psi + ( )144

1 1,8736/97,387 3 −ftftlb = 15,2908 Psi




DP+

−×



/126245,0Psi 18,3489×+

×−××××

= 0,1045 in = 1/10 in

Daya pengaduk

Tipe pengaduk : pitched blade turbin (turbin enam daun rata)


Dt = 0,6245 ft

Di = 1/3 ×0,6245 ft = 0,2081 ft



Kecepatan pengadukan, N = 150 rpm = 2,5 rps

Viskositas CaOCl2 = 6,72 × 10-4 lbm/ft.det (Kirk Othmer, 1967)


NRe = µ

ρ 2)(DiN

= 4

23

1072,6)2081,0)(5,2)(/387,97(

−×ftrpsftlb = 15689,7449 > 10.000



Daya yang dibutuhkan pengaduk sebesar :

P = c

T

gDinK ρ53

= 550det/.174,32

)/387,97()2081,0()5,2)(3,6(2

353

×ftlbftlbftrps = 3,38 × 10-4



4-10 3,38× = 4,22 × 10-4


LD.24 Pompa Larutan Kaporit (CaOCl2) (P-113)

Fungsi : Menginjeksikan larutan kaporit ke air domestik


Jumlah : 1 buah


Kondisi operasi :

Laju alir massa (F) : 0,0044 kg/jam = 2,694 × 10-6 lbm/detik

Densitas campuran : 1272 kg/m3 = 79,2447 lbm/ft3 (Perry, 1997)


Laju alir volume, Q : ρF = 3/ 79,2447

det/ 6-10 2,694ftlbm

lbm× = 3,4 × 10-8 ft3/s



= 3,9 × (3,4 × 10-8 ) 0,45 × (79,2447) 0,13

= 0,0029in


− Diameter dalam (ID) : 0,269in = 0,0,0224 ft


− Luas penampang dalam (Ai) : 0,0004 ft2


Q = 2

3

0004,0/ 8-10 3,4

ftsft× = 8,5 × 10-5 ft/s


ρ Dv = 4

-5

10 72,6)0224,0)( 10 8,5)(2447,79(

−×× = 0,2245



==IDε


16Re

16==

N




2. Sambungan pipa





13

30

39

78

15

0,2913

0,672

0,4308

1,7472



F∑ = gcD

Lfv2

4 2 ∑

= ftiklbfftlbmft

0224,0det./.174,3221472,18ft/detik) 108,5(2610,714

2

2-5

×××× = 0,000025 ft lbf/lbm




∆ ∫ =∑++∆+

2

1

2

2

P

P

WfFdPVgcgZ

gcvα

(Sandler,1987)


∆

αgc

v2

2

= 0


∫2

1

P

P

dPV = 0


Wf = FgcgZ ∑+∆


= 12 ft × 2

2

det/174,32det/174,32


= 12,000025 ft lbf/lbm


= 3,4 ×10-8 ft3/detik × 79,2447 lb/ft3 × 12,000025 ft lbf/lbm

= 3,233 ×10-5 lb ft/detik/550 = 5,8 ×10-8 HP



HP 10 5,8 -8

= 7,2×10-8 HP = 1/20 HP

LD.25 Tangki Penampung Sementara Air Domestik (TP-105)

Fungsi : Tempat menampung sementara air domestik selama 1 hari.

Bentuk : silinder tegak dengan alas berbentuk datar


Laju alir massa (F) : 1550 kg/jam = 0,9492 lbm/detik

Densitas air ( )ρ : 998,23 kg/m3 = 62,1778 lbm/ft3 (Perry, 1997)


Viskositas )(µ : 5,38 ×10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997)

Faktor keamanan : 20 %

a. Penentuan volume tangki

Volume larutan = densitasberatdibutuhkanyangjumlah

×%

= 3/23,998241/1550

mkgjamharijamkg ××

= 37,2659 m3

Volume tangki, Vt = 1,2 × 37,2659 m3 = 44,7191m3



44,7191m3 = 41 π D2

D

23

44,7191m3 = 83 π D3

Maka,

D = 11,0278 ft = 3,3613 m

H = 16,5416 ft = 5,0419 m

b. Menentukan tebal dinding tangki









Dimana: Po = Tekanan awal 1 atm = 14,7 psi

Ph = 14,7 Psi + ( )144

1 16,5416/62,1778 3 −ftftlb = 21,4107 Psi





DP+

−×



/120278,11Psi 25,6928×+

×−××××

= 0,2133 in = 1/5 in

LD.26 Pompa Tangki Air Domestik(P-114)

Fungsi : Memompakan air domestik dari tangki penampung ke kebutuhan

domestik


Jumlah : 1 buah


Kondisi operasi :

Laju alir massa (F) : 1550 kg/jam = 0,9492 lbm/detik




det/ 0,9492ftlbm

lbm = 0,0152 ft3/s


= 3,9 × (0,0152 ) 0,45 × (62,1778) 0,13

= 1,0160 in






Q = 2

3

006,0/ 0,0152

ftsft = 2,5333 ft/s


ρ Dv = 410 38,5)0874,0)( 2,5333)(1778,62(

−× = 25588,8714




==IDε


079,0Re079,0

0,2525,0 ==N




2. Sambungan pipa





13

30

39

78

60

1,1362

5,244

1,7043

6,8172



F∑ = gcD

Lfv2

4 2 ∑

= ftiklbfftlbm

ft0874,0det./.174,322

9017,74ft/detik) 2,5333(0062,042

2

××× = 2,1196 ft lbf/lbm



∆ ∫ =∑++∆+

2

1

2

2

P

P

WfFdPVgcgZ

gcvα

(Sandler,1987)


∆

αgc

v2

2

= 0



∫2

1

P

P

dPV = 0


Wf = FgcgZ ∑+∆


= 20 ft × 2

2

det/174,32det/174,32




= 0,0152 ft3/detik ×62,1778 lb/ft3 × 22,1196 ft lbf/lbm

= 20,9052 lb ft/detik/550 = 0,0380 HP



HP 0,0380 = 0,0475 HP = 1/20 HP

LD.27 Daerator (DE)

Fungsi : Menghilangkan gas-gas terlarut dalam air.

Bentuk : silinder tegak dengan kedua tutup ellipsoidal



Densitas air ( )ρ : 998,23 kg/m3 = 62,1778 lbm/ft3 (Perry, 1997)

Viskositas )(µ : 0,8 cp = 5,38 ×10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997)

Faktor keamanan : 20 %

a. Penentuan volume tangki

Volume larutan = densitas

massaalirlaju

= jammkg

jamkg 48/23,998

/6203,104643 ×

= 503,1924 m3


Panas yang dibutuhkan = m.c.dT

= 10464,6203 × 1 × (90-25)

= 680200,3195 kkal

Steam yang digunakan adalah uap jenuh pada temperatur 90 oC

λ = 2283,2 KJ/kg = 545,6978 kkal

Kebutuhan steam = 680200,3195 kkal/545,6978 = 1246,4780 kg

Silinder berisi 75 % air, volume silinder = 100/75 × 503,1924 = 670,9232 m3



670,9232 m3 = 41 π D2

D

23

670,9232 m3 = 83 π D3

Maka,

D = 22,9403 ft = 6,9923 m

H = 57,3509 ft = 17,4807 m

b. Menentukan tebal dinding tangki










Ph = 14,7 Psi + ( )144

1 57,3509/62,1778 3 −ftftlb = 39,0317 Psi





DP+

−×


ts = tahuninftinft /0625,0Psi 46,83816,00,8psi 18.7502

/129403,22Psi 46,8381+

×−××××

= 0,4926 in = 2/4 in

LD.28. Pompa Daerator (P-111)

Fungsi : Memompakan air dari menuju daerator boiler.


Jumlah : 1 buah


Kondisi operasi :

Laju alir massa (F) : 10464,6203kg/jam = 6,4084 lbm/detik




det/ 6,4084ftlbm

lbm = 0,1030 ft3/s


= 3,9 × (0,1030 ) 0,45 × (62,1778) 0,13

= 2,3995 in



− Diameter luar (OD) : 2,88 in = 0,0,24 ft



Q = 2

3

0332,0/ 0,1030

ftsft = 3,0964 ft/s


ρ Dv = 410 38,5)2057,0)( 3,0964)(1778,62(

−× = 73611,2896




==IDε


079,0Re079,0

0,2525,0 ==N




2. Sambungan pipa





13

30

39

78

80

2,6741

12,342

4,0111

16,0446



F∑ = gcD

Lfv2

4 2 ∑

= ftiklbfftlbm

ft2057,0det./.174,322

0718,115ft/detik) 3,0964(0047,042

2

××× = 1,5670 ft lbf/lbm



∆ ∫ =∑++∆+

2

1

2

2

P

P

WfFdPVgcgZ

gcvα

(Sandler,1987)


∆

αgc

v2

2

= 0


∫2

1

P

P

dPV = 0



Wf = FgcgZ ∑+∆


= 20 ft × 2

2

det/174,32det/174,32




= 0,1030 ft3/detik ×62,1778 lb/ft3 × 21,5670 ft lbf/lbm

= 138,1218 lb ft/detik/550 = 0,2511 HP



HP 0,2511 = 0,3139 HP = 1/3 HP

LD.29 Boiler (B)

Fungsi : Menghasilkan uap untuk keperluan proses.

Jenis : Pipa api

Jumlah : 1 buah

Bahan konstruksi : Aluminium untuk bejana dan stainless steel untuk pipa.

Uap yang dihasilkan : 52323,1015 kg/jam = 115351,5096 lb/jam

Daya ketel uap (BHP)

W = H

BHP 3,9705,34 ××

Dimana :

BHP = Daya boiler, Hp

W = Kebutuhan uap yang dihasilkan = 115351,5096 lb/jam

H = Entalpi saturated steam pada 130 oC = 2063,4921 Btu/kg

= 935,9938 Btu/lb (Smith,1966)

BHP = 970,334,5

Btu/lb 935,9938lb/jam 6115351,509××


= 3225,3075 Hp

Menghitung jumlah pipa ketel (Nt)

Luas permukaan perpindahan panas, A = BHP ×10 ft2/hp (El-Wakil, 1984)

Dimana :

A = Luas perpindahan panas, ft2

BHP = Daya ketel uap = 3225,3075 Hp

Maka :

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

= 3225,3075 Hp ×10 ft2/hp

= 32253,075 ft2

Direncanakan menggunakan pipa dengan spesifikasi :

- Panjang pipa, L = 20 ft

- Diameter pipa = 6 in

- Luas permukaan pipa, a = 1,734 ft2/hp

Sehingga jumlah pipa,

Nl = 0194,930/734,120

075,322532

2

=×

=× hpftft

ftaL

A

Jumlah pipa ketel yang dipergunakan = 930


LAMPIRAN E PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI

Dalam rencana pra rancangan pabrik Pembuatan etanol ini digunakan asumsi

sebagai berikut:

Pabrik beroperasi selama 300 hari dalam setahun.

Kapasitas maksimum adalah 98000 ton/tahun.

Perhitungan didasarkan pada harga peralatan tiba di pabrik atau purchased-equipment

delivered (Timmerhaus et al, 2004).

Harga alat disesuaikan dengan nilai tukar dollar terhadap rupiah adalah :

US$ 1 = Rp 11000,- (Analisa, 12 April 2009).

1. Modal Investasi Tetap (Fixed Capital Investment)

1.1 Modal Investasi Tetap Langsung (MITL)

1.1.1 Modal untuk Pembelian Tanah Lokasi Pabrik Luas tanah seluruhnya = 29000 m2

Harga tanah pada lokasi pabrik berkisar Rp 800.000/m2.

Harga tanah seluruhnya = 29000 m2 × Rp 800.000/m2 = Rp 23,200,000,000,-

Biaya perataan tanah diperkirakan 20%

Biaya perataan tanah = 0,2 × Rp 23,200,000,000 = Rp 4,640,000,000,-

Maka modal untuk pembelian tanah adalah Rp 27,840,000,000,-

A. Harga Bangunan dan Sarana

Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya

No Nama Bangunan Luas Harga/m2 Harga 1 Areal proses 8000 1,000,000 8,000,000,000 2 Areal produk 3000 800,000 2,400,000,000 3 Bengkel 200 1,000,000 200,000,000 4 Areal bahan baku 4000 700,000 2,800,000,000 5 Pengolahan limbah 1000 400,000 400,000,000 6 Laboratorium 100 1,200,000 120,000,000 7 Stasiun operator 100 900,000 90,000,000 8 Pengolahan air 3000 250,000 750,000,000 9 Ruang boiler 100 1,000,000 100,000,000


10 Pembangkit listrik 400 1,200,000 480,000,000 11 Pemadam kebakaran 80 500,000 40,000,000 12 Kantin 120 300,000 36,000,000 13 Perpustakaan 80 700,000 56,000,000 14 Parkir 200 200,000 40,000,000 15 Perkantoran 300 800,000 240,000,000 16 Daerah perluasan 6000 300,000 1,800,000,000 17 Pos keamanan 40 350,000 14,000,000 18 Tempat ibadah 80 400,000 32,000,000 19 Poliklinik 50 600,000 30,000,000 20 Mess karyawan 1000 750,000 750,000,000 21 Taman 200 100,000 20,000,000 22 Jalan 870 250,000 217,500,000 23 Aula 80 200,000 16,000,000 Total 29000 18,631,500,000

B. Perincian Harga Peralatan

Harga peralatan dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut:

Cx = Cy

y

x

m

II

XX

1

2 (Peter&Timmerhaus. 2004)

Dimana Cx = Harga peralatan pada tahun 2009

Cy = Harga peralatan pada tahun dan kapasitas yang tersedia

X1 = Kapasitas alat yang tersedia

X2 = Kapasitas alat yang diinginkan

Ix= = Indeks harga pada tahun 2009

Iy = Indeks harga pada tahun yang tersedia

m = faktor eksponensial

Tabel LE – 2 Harga Indeks Marshall dan Swift

No Tahun X1

Indeks (Y1)

n X12 Y1

2 X1Y1

1 1987 814 1 3948169 662596 1617418 2 1988 852 2 3952144 725904 1693776 3 1989 895 3 3956121 801025 1780155 4 1990 915.1 4 3960100 837403 1821049 5 1991 930.6 5 3964081 866016 1852824.6 6 1992 943.1 6 3968064 889438 1878655.2 7 1993 964.2 7 3972049 929682 1921650.6


8 1994 993.4 8 3976036 986844 1980839.6 9 1995 1027.5 9 3980025 1055756 2049862.5 10 1996 1039.1 10 3984016 1079729 2074043.6 11 1997 1056.8 11 3988009 1116826 2110429.6 12 1998 1061.9 12 3992004 1127632 2121676.2 13 1999 1068.3 13 3996001 1141265 2135531.7 14 2000 1089.0 14 4000000 1185921 2178000.0 15 2001 1095.9 15 4004001 1196617 2188893.9 16 2002 1102.5 16 4008004 1215506 2207205.0 Total 11573 63.648.824 15.818.164 31612010.5

Sumber: Peters&Timmerhaus. 2004

Untuk menentukan indeks harga pada tahun 2009. digunakan metode regresi koefisien

korelasi sebagai berikut:

[ ]

∑∑∑∑ ∑ ∑

−−

−=

])(()(.[

...2222

iiii

iiii

YYnxXXn

YXYXnr

Dengan memasukkan harga pada tabel LE-2 . maka diperoleh harga koefisien korelasi:

])4,15846()15818164)(16[(])31912()63648824)(16[(

)]4,15846)(31912()31612010,5)(16[(22 −×−

−=r = 1

Harga koefisien 1 menyatakan bahwa terdapat hubungan linear antara variabel X dan

Y. sehingga persamaan regresi yang mendekati adalah persamaan regresi linier.

Persamaan regresi linier. Y = a + b X

Dengan Y = indeks harga pada tahun yang dicari (2009)

X = variabel tahun ke n – 1

a.b = tetapan persamaan regresi

Untuk mengetahui harga indeks tahun yang diinginkan. lebih dahulu dicari tetapan a dan b.

a = [ ] [ ]

∑∑ −

Σ×Σ−Σ×Σ22

11112

1

)().().(

ii XXnYXXYX

b = ∑∑

∑ ∑ ∑−

−22 )().(

)().(

ii

iiii

XXn

YXYXn

Jika disubtitusikan harga pada tabel L-E 2, diperoleh harga:

a = [ ] [ ]2)31912()63.648.82416(

)31612010,5319124,1584663.648.824−×

×−× =-36351.92


b = [ ] [ ]2)31912()63.648.82416(

)4,584613191231612010,516−×

×−× =18,7226

Sehingga persamaan regresi linier adalah:

Y = a + b.X

Y = -36351.92 + 18,7226X

Dengan demikian harga indeks pada tahun 2009(X = 2009) adalah

Y2009 = -36351,92 + 18.7226(2009)

Y = 1261,7834

Contoh perhitungan estimasi harga peralatan

Tangki Penyimpan molase (T-101)

X2 = 50,491m3 (Lampiran C)

X1 = 3,8 m3

Cy= = US$ 3.300.- (Perry dkk.1999)

Ix 2009 = 1261,7834

Iy 2002 = 1102,5

m = 0,3

Cx = US$ 3.300.- ×

×

5,1102

1261,78348,3

50.4913,0

× Rp 11.000/US$

= Rp 902,190,458.-

Tabel LE-3. Perkiraan Harga Peralatan Proses

No Kode Alat

Kapasitas

Jumlah

Total Harga

1 TP-101 50.491 1 902,190,458 2 P-101 0.75 1 10,486,632 3 SC-01 5435.4 1 2,747,459,930 4 P-102 0.67 1 10,137,716 5 P-103 3 1 15,894,763 6 R-101 485.2832 1 1,981,566,394 7 P-104 3.40 1 16,502,941 8 ST-102 254.9728 1 4,174,813,424 9 P-105 3 1 15,894,763

10 C-101 1128.67 1 233,594,623 11 P-106 3 6 95,368,578 11 P-107 3 1 15,894,763


12 R-102 262.3485 6 5,654,059,602 13 P-108 3.5 1 16,647,081 14 T-103 256.918 1 166,538,599 15 P-109 3 1 15,894,763 16 Fp-101 23271.4525 2 3,255,783,052 17 HE 327.2394 1 94,610,824 18 MD-01 31 1 1,458,388,800 19 K-101 27818.3008 1 2,423,540,507 19 T-104 3449.50 1 2,715,428,484 20 P-110 6.5 1 20,044,336 21 P-111 1.25 1 12,223,362 22 T-105 0.62 1 27,263,249 23 T-106 0.60 1 27,073,352 24 T-108 0.58 1 26,781,160 25 P-112 0.1 1 5,729,512 26 R-101 1539.21 1 292,965,887 27 P-113 10.00 1 22,809,600 28 P-14 2.50 1 15,048,724 29 B-101 208.1758 1 100,000 30 B-1-2 22.1948 1 50,000

Total 26,983,645,752

Tabel LE-4 Perkiraan Harga Peralatan Utilitas

No Kode Alat Kapasitas Jumlah Total Harga 1 PU-101 6.872 1 20,381,804 2 BP-101 1 4,653,810 3 PU-102 6.872 1 20,381,804 4 TPU-101 67.3798 1 111,464,215 5 PU-103 0-Jan 1 5,729,512 6 TPU-102 116.081 1 131,221,467 7 PU-104 0.05 1 4,653,810 8 CL 0.00638 2 6,918,672 9 PU-105 6.872 1 20,381,804

10 SF 288.3494 1 172,405,955 11 PU-106 6.872 2 20,381,804 12 MA 288.3494 1 172,405,955 13 TPU-103 1.5 1 3,559,622 14 PU-107 110 1 129,120,248 15 CE 8.3865 1 150,000,000 16 PU-109 0.4286 1 8,865,937 17 TPU-104 1.4617 1 9,364,573 18 PU-108 0.1 1 5,729,512 19 AE 8.3865 1 150,000,000


20 PU-110 0.1538 1 6,519,941 21 CT 43.6798 1 500,000 22 PU-112 83 1 43,036,911 23 TPU-106 0.0162 1 26,679,765 24 PU-113 0.1538 1 21,636,743 25 TPU-105 44.7191 1 102,900,720 26 PU-114 0.5670 1 45,036,911 27 DE 670.9293 1 393,813,784 28 PU-111 0.05 1 4,653,810 29 B 1 750,000,000

Total 25,613,482,331

Total harga peralatan proses dan utilitas

= Rp 23,845,185,316 + Rp 2,492,708,371

= Rp 26,337,893,687,-

Untuk harga alat sampai dilokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut

- Biaya transportasi = 5%

- Biaya asuransi = 1%

- Biaya 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%

Total harga peralatan proses.dan utilitas

= Rp 26,337,893,687,- ×1,43

= Rp 37,663,187,972.26.-

Biaya pemasangan diperkirakan 70% dari harga peralatan (Peters&Timmerhaus.2004)

Biaya pemasangan = 0,7 × 37,663,187,972.26-

= Rp 26,364,231,580.58,-

Harga peralatan terpasang (HPT)

= Rp 37,663,187,972.26.- + Rp 26,364,231,580.58,-

= Rp 64,027,419,552.84,-


C. Instrumentasi dan Alat Kontrol

Diperkirakan instrumentasi dan alat control 10% dari HPT

(Peters&Timmerhaus. 2004)

Biaya instrumentasi dan alat control = 0,1 × Rp 64,027,419,552.84,-

= Rp 6,402,741,955.28,-

D. Biaya Perpipaan

Diperkirakan biaya perpipaan 40% dari HPT (Peters&Timmerhaus.2004)

Biaya perpipaan = 0,4 × Rp 64,027,419,552.84,-

= Rp 25,610,967,821.14,-

E. Biaya Instalasi Listrik

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

Biaya instalasi listrik = 0,1 × Rp 64,027,419,552.84,-

= Rp 6,402,741,955.28,-

F. Biaya Insulasi

Diperkirakan biaya insulasi 10% dari HPT (Peters&Timmerhaus.2004)

Biaya insulasi = 0,1 × Rp 64,027,419,552.84,-

= Rp 6,402,741,955.28,-

G. Biaya Inventaris Kantor dan Gudang

Diperkirakan biaya inventaris kantor 10% dari HPT (Peters&Timmerhaus.2004)

Biaya inventaris kantor = 0,1 × Rp 64,027,419,552.84,-

= Rp 6,402,741,955.28,-

H. Biaya Sarana Pemadam Kebakaran

Diperkirakan biaya pemadam kebakaran 10% dari HPT (Timmerhaus. 2004)

Biaya inventaris kantor = 0,1 × Rp 64,027,419,552.84,-

= Rp 6,402,741,955.28,-

I. Sarana Transportasi

Tabel LE-5 Sarana Tranportasi

Jenis Kendaraan

Jumlah

Tipe

Harga per Unit

(Rp) Harga Total

(Rp)

Mobil direktur 1 Toyota fortuner 375.000.000 375.000.000


Mobil manajer 5 Kijang inova 210.000.000 1.050.000.000 Bus karyawan 3 Bus 350.000.000 1.050.000.000 Mobil karyawan 2 L-300 150.000.000 300.000.000 Truk 5 Truk 300.000.000 1.500.000.000 Mobil pemasaran 3

Minibus L-300 120.000.000 360.000.000

Mobil pemadam kebakaran 2 Truk tangki 350.000.000 700.000.000

Total 5.335.000.000

J. Biaya Pondasi

Diperkirakan biaya pondasi 25% dari HPT (Peters&Timmerhaus. 2004)

Biaya biaya pondasi = 0,25 × Rp 64,027,419,552.84,-

= Rp 16,006,854,888.21,-

K. Biaya Perluasan

Diperkirakan biaya perluasan 20% dari HPT (Peters&Timmerhaus. 2004)

Biaya biaya perluasan = 0,2 ×Rp 64,027,419,552.84,-

= Rp 12,805,483,910.57,-

L. Biaya Lingkungan

Diperkirakan biaya lingkungan 5% dari HPT (Peters&Timmerhaus. 2004)

Biaya biaya lingkungan = 0,05 × Rp 64,027,419,552.84,-

= Rp 3,201,370,977.64,-

M. Biaya Konstruksi

Diperkirakan biaya konstruksi 25% dari HPT (Peters&Timmerhaus. 2004)

Biaya biaya konstruksi = 0,25 × Rp 64,027,419,552.84,-

= Rp 16,006,854,888.21,-

N. Biaya Kontingensi

Diperkirakan biaya kontingensi 25% dari HPT (Peters&Timmerhaus. 2004)

Biaya biaya kontingensi = 0,25 × Rp 64,027,419,552.84,-

= Rp 16,006,854,888.21,-

Total MITL = Rp 237,486,016,703.24.-


1.2 Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL)

A. Pra Investasi

Diperkirakan 10% dari MITL = 0,1 × Rp 237,486,016,703.24,-

= Rp 23,748,601,670.32,-

B. Engineering dan Supervisi

Diperkirakan 1% dari MITL = 0,01 × Rp 237,486,016,703.24,- =

Rp 2,374,860,167.03.-

C. Biaya Kontraktor

Diperkirakan 1% dari MITL = 0,01 × Rp 237,486,016,703.24,-

= Rp 2,374,860,167.03.-

D. Biaya Tak Terduga

Diperkirakan 10% dari Engineering dan Supervisi

= 0,1 × Rp 2,374,860,167.03

= Rp 237,486,016.70,-

Total MITTL = Rp 28,735,808,021.09,-

Total MIT = MITL + MITTL

= Rp 237,486,016,703.24,- + Rp 28,735,808,021.09,

= Rp 266,221,824,724.34-

2. Modal Kerja

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

2.1 Persediaan Bahan Baku Proses

Molase

Kebutuhan = 48,590.00 kg/jam

Harga = Rp 800 /kg

Harga total = 90 × 24 × 48,590.00 kg/jam × Rp 800 /kg

= Rp 83,963,520,000,-

Saccharomyces

Kebutuhan = 1110.04975 kg/30 jam

Harga = Rp 25000/kg

Harga total = 90 × 24 × 1110.04975 kg/ 30 jam × 25000 /kg


= Rp 1,998,089,550,-

Asam sulfat

Kebutuhan = 888.0398 kg/jam

Harga = Rp 125000 /kg (PT. Dipa Pharmalab Intersain. 2009)

Harga total = 90 × 24 × 888.0398 kg/jam × 125000 /kg

= Rp 239,770,746,000,-

Amonium sulfat

Kebutuhan = 888.0398 kg

Harga = Rp 25.000/kg (PT. Dipa Pharmalab Intersain. 2009)

Harga total = 90 jam × 24 × 888.0398 kg × Rp 25.000 /kg

= Rp 1,998,089,550..,-

Total harga bahan baku proses

= Rp 325,732,355,550.-

2.2 Persediaan Bahan Baku Utilitas

Alum

Kebutuhan = 11,99 kg/jam

Harga = Rp 4.000 /kg (PT. Dipa Pharmalab Intersain. 2009)

Harga total = 90 × 24 × 11.99 × Rp 4000/kg

= Rp 103,623,840.,-

Soda Abu


Harga = Rp 7.500 /kg

Harga total = 90 × 24 × 6,4785 kg/jam × Rp 7.500/kg

= Rp104,951,700.,-

Kaporit


Harga = Rp 6.000 /kg (PT. Dipa Pharmalab Intersain. 2009)


Harga total = 90 × 24 × 0.0044 kg/jam × Rp 6.000 /kg

= Rp 57,024,-

NaOH


Harga = Rp 10.000/kg (PT. Dipa Pharmalab Intersain. 2009)

Harga total = 90 × 0,7689 × 24 ×Rp 10.000 /kg

= Rp 692,010.,-

Asam sulfat


Harga = Rp 125,000 /kg

Harga total = 90× 24 × 7,7591 ×125,000 /kg

= Rp 2,094,957,000,-

Solar

Kebutuhan = 3264,6142 liter/jam

Harga = Rp 5.000 /liter

Harga total = 90 × 3264,6142 liter/jam 24/jam × Rp 5.000 /liter

= Rp 35.257.833.360.,-

Total harga bahan baku utilitas = 553.063.857.174,-

Total harga bahan baku proses dan utilitas = Rp 914,054,046,084,-

2.3 Kas

1. Gaji Pegawai

Tabel LE-6 Gaji pegawai

No Jabatan Jumlah Gaji/Orang/Bulan Gaji Total/Bulan 1 Direktur utama 1 15,000,000 15,000,000 2 Sekretaris 1 2,000,000 2,000,000 3 Manager 5 7,000,000 35,000,000 4 Kepala Bagian 6 3,500,000 21,000,000 5 Kepala Seksi Administrasi 12 3,000,000 36,000,000 6 Karyawan Produksi 60 1,500,000 90,000,000 7 Karyawan Teknik 20 1,500,000 30,000,000 8 Karyawan Keu dan Personalia 10 1,500,000 15,000,000 9 Karyawan Pemasaran 10 1,500,000 15,000,000 10 Dokter 2 4,000,000 8,000,000 11 Perawat 3 1,500,000 4,500,000


12 Petugas Keamanan 10 1,350,000 13,500,000 13 Supir 5 1,300,000 6,500,000 14 Petugas Kebersihan 10 1,000,000 10,000,000

Total 155 301,500,000

Total gaji pegawai selama 1 bulan = 301,500,000

Total gaji pegawai selama 3 bulan = Rp 904,500,000.,-

2. Biaya Administrasi Umum

Diperkirakan 5% dari gaji pegawai

= 0,05 × Rp 904,500,000,-

= Rp 45,225,000.,-

3. Biaya Pemasaran Diperkirakan 5% dari gaji pegawai

= 0,05 × 904,500,000,-

= Rp 45,225,000.,-

4. Pajak Bumi dan Bangunan

Menurut UU No 20 Tahun 2004 Jo UU No 21 Tahun 2000.

Tabel LE-7 Perincian Pajak Bumi dan Bangunan

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

Bumi 29000 100.000 2,900,000,000 Bangunan 29000 300.000 8,700,000,000

Nilai Jual Objek Pajak (NJOP) sebagai dasar pengenaan PBB

= Rp 2,900,000,000 + 8,700,000,000

= Rp 11,600,000,000,-

NJOP tidak kena pajak = Rp 8.000.000 (Perda Sumatera Utara 2004)

NJOP untuk perhitungan PBB = Rp 11,600,000,000 - Rp 8.000.000

= Rp 11,592,000,000.,-

Nilai Jual kena Pajak = 20% × Rp 11,592,000,000.-

= Rp 2,318,400,000.-


Pajak Bumi dan Bangunan yang Terutang = 0,5% × Rp 2,318,400,000.,.

= Rp 11,592,000,-

Pajak terutang 3 bulan = Rp 34,776,000,-

Tabel LE – 8 Perincian Biaya Kas

No Jenis Biaya Jumlah (Rp) 1 Gaji Pegawai 904,500,000 2 Administrasi Umum 45,225,000 3 Pemasaran 45,225,000 4 Pajak Bumi dan Bangunan 34,776,000

Total 1,029,726,000

2.4 Biaya Start – Up

Diperkirakan 35% dari Modal Investasi Tetap

(Peters&Timmerhaus 2004)

= 0,35 × Rp 266,221,824,724.34,-

= Rp 186,355,277,307.04,-

2.5 Piutang Dagang

PD = HPTxIP12

Dimana: PD = piutang dagang

IP = Jangka waktu kredit yang diberikan = 3 bulan

HPT = hasil penjualan tahunan

1. Harga Jual Etanol = Rp 35,000/liter

Produksi Etanol = 17,250.95 liter /jam (densitas etanol = 0,789)

Hasil penjualan Etanol tahunan

= 17,250.95 liter /jam × 24 jam/hari × 300 hari/tahun × Rp 35,000/liter

= Rp 4,347,239,543,726.24,-

Piutang Dagang = ×12

5,0 Rp 4,347,239,543,726.24,-

= Rp 181,134,980,988.59,-


Tabel LE – 9 Perincian Modal Kerja

No Jenis Biaya Jumlah (Rp) 1 Bahan baku proses dan utilitas 914,054,046,084 2 Kas 1,029,726,000 3 Piutang Dagang 181,134,980,988 4 Start – up 186,355,277,307

Total 1,282,574,030,379

Total Modal Investasi = MIT + MK

= Rp 266,221,824,724.34,- + Rp 1,282,574,030,379.63

= Rp 1,548,795,855,103.96,-

1. Modal sendiri = 60 % dari total modal investasi

= 0,6 × Rp 1,548,795,855,103.96

= Rp 929,277,513,062.38,-

2. Pinjaman dari bank = Rp 1,548,795,855,103.96.- Rp 929,277,513,062.38,-

= Rp 619,518,342,041.59,-

3. Biaya Produksi Total

3.1 Biaya Tetap (Fixed Cost = FC)

A. Gaji Tetap karyawan

Gali tetap karyawan selama setahun = 1,206,000,000.,-

B. Bunga Pinjaman Bank

Diperkirakan 15% dari modal pinjaman bank

= 0,15 × Rp 619,518,342,041.59.-

= Rp 92,927,751,306.24,-

C. Depresiasi dan Amortisasi

Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol.

D = n

LP −

Dimana:

D = depresiasi per tahun


P = harga awal peralatan

L = harga akhir peralatan

n = umur peralatan

Semua modal investasi tetap langsung (MITL). kecuali tanah mengalami

penyusutan yang disebut depresiasi. sedang modal investasi tetap tidak langsung

(MITTL) juga mengalami penyusutan yang disebut amortisasi.

Biaya amortisasi diperkirakan 30% dari MITTL. sehingga

Amortisasi = 0,3 × Rp 28,735,808,021,-

= Rp 8,620,742,406.33,-

Tabel LE-10 Perkiraan Biaya Depresiasi

Komponen Biaya (Rp) Umur (tahun)

Depresiasi (Rp)

Bangunan 18,631,500,000.00 10 1,863,150,000 Alat proses dan utilitas 64,027,419,552.84 10 6,402,741,955 Instrumentasi&control 6,402,741,955.28 10 640,274,196 Perpipaan 25,610,967,821.14 10 2,561,096,782 Instalasi listrik 6,402,741,955.28 10 640,274,196 Insulasi 6,402,741,955.28 10 640,274,196 Inventaris kantor 6,402,741,955.28 10 640,274,196 Perlg kebakaran 6,402,741,955.28 10 640,274,196 Transportasi 5,335,000,000.00 10 533,500,000 Total 14,561,859,715

Total biaya depresiasi dan amortisasi

= Rp 14,561,859,715 + Rp Rp 8,620,742,406.33,-

= Rp 23,182,602,121.37

D. Biaya Tetap Perawatan

a. Perawatan mesin dan alat – alat proses

Diperkirakan 10% dari HPT

= 0,1 × Rp 64,027,419,552.84,-

= Rp 6,402,741,955,-


b. Perawatan bangunan

Diperkirakan 10% dari harga bangunan

= 0,1 × Rp 18,631,500,000.,-

= Rp 1,863,150,000,-

c. Perawatan kendaraan

Diperkirakan 10% dari harga kendaraan

= 0,1 × Rp 5.335.000.000,-

= Rp 533.500.000,-

d. Perawatan instrumentasi dan alat kontrol

Diperkirakan 10% dari harga instrumentasi dan alat control

= 0,1 × Rp 6,402,741,955,-

= Rp 640,274,196,-

e. Perawatan perpipaan

Diperkirakan 10% dari harga perpipaan

= 0,1 × Rp 25,610,967,821.14,- = Rp 2,561,096,782,-

f. Perawatan instalasi listrik

Diperkirakan 10% dari harga instalasi listrik

= 0,1 × Rp 6,402,741,955,-

= Rp 640,274,196,-

g. Perawatan inventaris kantor

Diperkirakan 10% dari harga inventaris kantor

= 0,1 × Rp 6,402,741,955,-

= Rp 640,274,196,-

h. Perawatan Kebakaran

Diperkirakan 10% dari harga Perlengkapan kebakaran

= 0,1 × Rp 6,402,741,955,-

= Rp 640,274,196

Total biaya perawatan = 13,921,585,519.51,-

E. Biaya Tambahan (Plant Overhead Cost)

Diperkirakan 20% dari modal investasi tetap


= 0,2 × 266,221,824,724,-

= Rp 53,244,364,944.87,-

F. Biaya Administrasi Umum

Diperkirakan 10% dari biaya tambahan

= 0,1 × Rp 53,244,364,944.87

= Rp 5,324,436,494.49,-

G. Biaya Pemasaran dan Distribusi

Diperkirakan 10% dari biaya tambahan

= 0,1 × Rp 53,244,364,944.87

= Rp 5,324,436,494.49,-

H. Biaya Asuransi

a. Asuransi pabrik diperkirakan 1% dari modal investasi tetap

= 0,01 × Rp 266,221,824,724,-

= Rp 2,662,218,247.24.-

b. 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 × (12/3) × Rp 301,500,000.= Rp 18,572,400.-

Total biaya asuransi = Rp 2,662,218,247.24.- + Rp 18,572,400

= Rp 2,680,790,647.24,-

J. PBB = Rp 11,592,000.,-

Total biaya tetap = Rp 203,147,996,022.69,-

3.2 Biaya Variabel

A. Bahan baku proses dan utilitas = Rp 3,656,216,184,336.

B. Biaya Variabel pemasaran

Diperkirakan 10% dari biaya tetap pemasaran

= 0,1× Rp 5,324,436,494,-

= Rp 532,443,649.45,-

C. Biaya Variabel Perawatan


Diperkirakan 10% dari biaya tetap perawatan

= 0,1 × Rp 13,921,585,520,-

= Rp 1,392,158,551.95,-

D. Biaya Variabel Lainnya

Diperkirakan 10% dari biaya tetap

= 0,1 × Rp 13,921,585,519.51,-

= Rp 1,392,158,551.95,-

Total Biaya Variabel = Rp 3,659,532,945,089.35,-

Total biaya produksi = Biaya Tetap + Biaya Variabel

= Rp 13,921,585,519.51,- + Rp 3,659,532,945,089.35,-

= Rp 3,862,680,941,112.04,-

4. Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan

A. Laba Sebelum Pajak

Laba sebelum pajak = total penjualan – total biaya produksi

= Rp 4,347,239,543,726 – Rp 3,862,680,941,112.04,-

= Rp 484,558,602,614.20,-

B. Pajak Penghasilan.

Berdasarkan Pasal 21 Undang-Undang No.17 tahun 2000 tentang Pajak Penghasilan

(PPh) adalah :

Jumlah Penghasilan Kena Pajak Tarif (%)

Sampai dengan Rp.50.000.000.- 10

Diatas Rp.50.000.000.- sampai dengan Rp.100.000.000.- 15

Diatas Rp.100.000.000.- 30

Perincian pajak penghasilan (PPh) terhutang :

10 % × Rp.50.000.000 = Rp. 5.000.000

15 % × Rp.100.000.000 - Rp. 50.000.000 = Rp. 7.500.000

30 % × 484,558,602,614.20,- Rp. 100.000.000 = Rp 145.267.580.784+

Total pajak penghasilan (PPh) = Rp 145,280,080,784.26.-


C. Laba Setelah Pajak

Laba setelah pajak = laba sebelum pajak – PPh

= Rp 484,558,602,614.20, - Rp. 145,280,080,784.26,-

= Rp 339,278,521,829.94,- 5. Analisa Aspek Ekonomi

A. Profit Margin (PM)

PM = %100penjualan total

pajak sebelum Laba×

PM = %100 543.7264.347.239.

1.829,94339.278.52×

= 11,15 %

B. Break Even Point (BEP)

BEP = %100Variabel Biaya-Penjualan Total

Tetap Biaya×

BEP = %100945.089,353.659.532. - 543.7264.347.239.

.519,5113.921.585×

= 29,54 % C Return On Investement (ROI)

Return on Investment adalah besarnya presentase pengembalian modal setiap tahun

dari penghasilan bersih.

ROI = %100investasi modal Total

pajak setelah Laba×

ROI = %100855.1041.548.795.1.829,94339.278.52

×

= 21,91%

D. Pay Out Time (POT)

POT = %1001×

ROI


POT = %10021,91

1× = 4,56 tahun

E. Return on Network (RON)

Return on network merupakan perbandingan laba setelah pajak dengan modal sendiri.

RON = %100sendiri. Modal

pajak setelah Laba×

RON = %1003.062929.277.51

1.829,94339.278.52×

= 15,63 %

F. Internal Rate of Return (IRR)

Internal rate of return merupakan presentase yang menggambarkan keuntungan rata -

rata bunga pertahun dari semua pengeluaran dan pemasukan.

Apabila IRR ternyata lebih besar dari bunga rill yang berlaku. maka pabrik akan

menguntungkan. tetapi bila IRR lebih kecil dari bunga rill yang berlaku maka pabrik dianggap

rugi.

S Dari perhitungan lampiran E diperoleh IRR = 36,012 % . sehingga pabrik akan

menguntungkan karena lebih besar dari bunga pinjaman bank saat ini yaitu sebesar 20%

(Bank Indonesia. 2009).



Tabel LE.10 Penentuan Net Cash Flow untuk menghitung Internal Rate of Return (IRR)

Tahun LABA KOTOR PAJAK LABA BERSIH DEPRESIASI Net Cash Flow P/F,36% PV (i = 36%) P/F,37% PV (i = 37%)

0 1548795855104 -1531000368922 -1548795855104

1 484558602614 145367580784 339191021830 14561859715 353752881545 0.7353 260114493800 0.7299 258204228240

2 533014462876 159904338863 373110124013 14561859715 387671983728 0.5407 209614241602 0.5328 206551632930

3 586315909163 175894772749 410421136414 14561859715 424982996129 0.3975 168930740961 0.3889 165275887195

4 644947500079 193484250024 451463250056 14561859715 466025109771 0.2923 136219139586 0.2839 132304528664

5 709442250087 212832675026 496609575061 14561859715 511171434776 0.2149 109850741333 0.2072 105914721286

6 780386475096 234115942529 546270532567 14561859715 560832392282 0.158 88611517981 0.1512 84797857713

7 858425122606 257527536782 600897585824 14561859715 615459445539 0.1162 71516387572 0.1104 67946722788

8 944267634866 283280290460 660987344406 14561859715 675549204122 0.0854 57691902032 0.0806 54449265852

9 1038694398353 311608319506 727086078847 14561859715 741647938562 0.0628 46575490542 0.0588 43608898787

10 1142563838188 342769151456 799794686732 14561859715 814356546447 0.0462 37623272446 0.0429 34935895843

2717748296776 -394806215807

IRR = 36% +

+ 073948062158- 77627177482967762717748296 x ( 37 – 36)%

= 36,012%



Documents

PRA RANCANGAN PABRIK PEMBUATAN BIOETANOLrepository.usu.ac.id/bitstream/123456789/11723/1/10E00479.pdf · Nursinta Tarigan : Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Bioetanol Dari Molase Kapasitas