LAMPIRAN A
PERHITUNGAN NERACA MASSA
Kapasitas produksi : 1% × 85000 ton/tahun
= 850 ton/tahun
Basis perhitungan : 1 jam operasi
Satuan berat : kilogram (kg)
Kapasitas produksi : 850 tahunton ×
tonkg
11000 ×
haritahun
300×
jamhari
241
= 118 kg
Komposisi bahan baku :
Glukosa : 21,7 %
Sukrosa : 34,19 %
Air : 26,49 %
Abu : 17,62 %
(Martoyo, T, 2002)
LA.1 FILTER PRESS I (FP-101)
Diharapkan semua abu dapat terpisah dari molase dan cake mengandung air sekitar
10 %.
Asumsi bahan baku = 445 kg
Glukosa : FG1 = FG
3 = 21,7 % × 445 kg = 96,565 kg
Sukrosa : FS1 = FS
3 = 34,19 % × 445kg = 152,145 kg
Air : FAir1 = 26,49 % × 445kg = 117,880 kg
FAir2 = 10 % FAir
1 = 0,1 × 117,880 kg = 11,788 kg
F1 F3
F2
Glukosa Sukrosa
Air Abu
Air Abu
Glukosa Sukrosa
Air
FAir1 = FAir
2 + FAir3
FAir3 = FAir
1 - FAir2 = (117,880 – 11,788) kg
= 106,092 kg
Abu : FAbu1 = FAbu
2 = 17,62 % × 445 kg = 78,409 kg
LA.2 REAKTOR (R-101)
Pada tangki mixer, sukrosa akan terhidrolisa sempurna membentuk glukosa.
Reaksi hidrolisa :
C12H22O11 + H2O 2C6H12O6
Sukrosa : FS3 = 152,145 kg
NS3 =
kmolkg
kg
342
145,152 = 0,445 kmol
Berdasarkan stoikiometri 0,445 kmol sukrosa ekivalen dengan 0,445 kmol H2O dan
ekivalen dengan 0,890 kmol glukosa.
Air yang dibutuhkan untuk hidrolisa = 0,445 kmol × 18 kg
= 8,010 kg
Glukosa hasil hidrolisa = 0,890 kmol × 180 kg
= 160,20 kg
Glukosa pada alur 3, FG3 = 96,565 kg
Total glukosa FG5 = FG
3 + glukosa hasil hidrolisa
= (96,565 + 160,20) kg
= 256,765 kg
Glukosa Sukrosa
Air F3
F4 Air proses
F5 Glukosa Air
Gula diencerkan hingga kadar gula mencapai 14% berat agar tidak menghambat
aktivitas bakteri untuk berkembangbiak dan gula dapat terkonversi sempurna
(E.Gumbira Sa’id, 1984)
14 % = %100×+ airmassaglukosamassa
glukosamassa
0,14 = 1765,256
765,256×
+ x
35,947 + 0,14 x = 256,765
0,14 x = 256,765 – 35,947
x = 14,0818,220 = 1577,271 kg
Massa air yang ditambahkan untuk mengencerkan glukosa hingga 14 % adalah :
(1577,271 – 106,092) kg = 1471,179 kg
Total air pada alur 4, FAir4 = air untuk hidrolisa + air untuk pengenceran – FAir
3
= (8,010 + 1471,179 – 106,20) kg
= 1373,097 kg
Air pada alur 5, FAir5 = FAir
3 + FAir4 – air untuk hidrolisa
= (106,092 + 1373,097 – 8,010) kg
= 1471,179 kg
Total substrat yang akan dihidrolisa adalah glukosa + sukrosa + air pada alur 4 :
= (256,765 + 152,145 + 1373,097) kg
= 1782,007 kg
LA.3 FERMENTOR (R-101)
Glukosa Air
F5
F6Saccharomyces
F7 (NH4)2SO4
F8 H3PO4
Glukosa Etanol
Air Saccharomyces
F10
F9
CO2
Pada fermentor, glukosa terkonversi 90 % membentuk etanol dan CO2
Reaksi pembentukan etanol :
C6H12O6 90 % 2C2H6O + 2CO2
Glukosa masuk pada alur 5 sebanyak 256,765 karena yang terkonversi 90 %, maka
yang bereaksi hanya sebanyak : 765,25610090
× kg = 231,088 kg
Glukosa pada alur 10, FG10 = 0,1 FG
5
= 0,1 × 256,765 kg = 25,676 kg
Glukosa yang bereaksi, NG5 =
kmolkg
kg
180
088,231 = 1,283 kmol
Berdasarkan stoikiometri 1,283 kmol glukosa ekivalen dengan 2,566 kmol etanol dan
ekivalen dengan 2,566 kmol CO2
Etanol : FE10 = 2,566 kmol × 46 kg/kmol
= 118,036 kg
CO2 : FCO29 = 2,566 kmol × 44 kg/kmol
= 112,904 kg
Air pada alur 10, FAir10 = air pada alur 5 = 1471,944 kg
Total substrat = glukosa + air
= FG5 + FAir
5
= (256,765 + 1471,179) kg
= 1727,944 kg
Fermentasi menggunakan Saccharomyces Cerevisiae sebagai bakteri pengurai dan
(NH4)2SO4 sebagai nutrisi untuk bakteri dan H3PO4 digunakan untuk menurunkan
pH (Wanto, 1980)
Saccharomyces Cerevisiae = 5 % total substrat (Wanto, 1980)
(NH4)2SO4 = 0,4 % total substrat (E.Gumbira Sa’id, 1984)
H3PO4 = 0,4 % total substrat
Saccharomyces : FSc6 = 5 % × total substrat
= 5 % × 1727,944 kg
= 86,397 kg
(NH4)2SO4 : F(NH4)2SO47 = 0,4 % × total substrat
= 0,4 % × 1727,944 kg
= 6,911 kg
H3PO4 : FH3PO48 = 0,4 % × total substrat
= 0,4 % × 1727,944 kg
= 6,911 kg
Saccharomyces Cerevisiae keluar : FSc10 = FSc
6 + F(NH4)2SO47 + FH3PO4
8
= (86,397 + 6,911 + 6,911) kg
= 100,219 kg
LA.4 TANGKI PENAMPUNG II (T-102)
FG
10 = FG11 = 25,676 kg
FE10 = FE
11 = 118,036 kg
FAir10 = FAir
11 = 1471,179 kg
FSc10 = FSc
11 = 100,219 kg
Total substrat = (25,676 + 118,.36 + 1471,179 + 100,219) kg
= 1715,110 kg
= 4110,1715 kg = 428,777 kg
Lama dari waktu fermentasi adalah selama 36 jam, sedangkan hasil keluaran dari
T-102 adalah 1715,110 kg. Sistem yang digunakan adalah secara kontinu maka
setiap keluaran dari T-102 per jamnya akan dibagi menjadi empat yaitu sebanyak
428,777 kg. Hal ini dilakukan agar T-102 tidak akan mengalami kekosongan pada
saat menunggu keluaran substrat berikutnya.
F10 F11 Glukosa Etanol
Air Saccharomyces
Glukosa Etanol
Air Saccharomyces
LA.5 FILTER PRESS II (FP-102)
Diharapkan keseluruhan Saccharomyces tersaring dan cake nya mengandung air
10%.
Neraca massa glukosa :
Glukosa masuk alur 11 = glukosa keluar alur 13
FG11 = FG
13 = 25,676 kg
Neraca massa etanol :
Etanol masuk alur 11 = Etanol keluar alur 13
FE11 = FE
13 = 118,036 kg
Neraca massa Saccharomyces :
Saccharomyces masuk alur 11= Saccharomyces masuk alur 12
FSc11 = FSc
12 = 100,219 kg
Neraca massa air :
FAir11 = 1471,179 kg
FAir12 = 0,1 × FAir
11 = 0,1 × 1471,179 kg
= 147,117 kg
FAir13 = FAir
11 - FAir12 = (1471,179 – 147,117) kg
= 1324,062 kg
Total keluaran dari alur 13 adalah :
Etanol : FE13 = 118,036 kg
Glukosa : FG13 = 25,676 kg
Air : FAir13 = 1324,062 kg
Maka:
F13 = (118,036 + 25,676 + 1324,062) kg = 1467,774 kg
F11 F13
F12
Air Saccharomyces
Glukosa Etanol
Air
Glukosa Etanol
Air Saccharomyces
Dari total keluaran dari alur 13 diatas maka diperoleh :
XE13 = %100
774,1467036,118
×kg
kg = 8,04 %
XG13 = %100
774,1467676,25
×kg
kg = 1,75%
XAir13 = %100
774,1467062,1324
×kgkg = 90,21%
LA.6 KOLOM DESTILASI (KD-101)
V-1
FC PC
K-101
R-101
KD
Neraca total :
F13 = F15 + F17
F13 = 1467,774 kg
F15 = 118,036 kg
F17 = F13 - F15
= (1467,774 - 118,036) kg = 1349,738 kg
Neraca alur F15 :
F15 = 118,036 kg
FE15 = 0,96 × 118,036 kg = 113,315 kg
FAir15 = (118,036 – 113,315) kg = 4,721 kg
F13
F16
Glukosa Etanol
Air
Glukosa Etanol
Air
Etanol Air
F15
Vd
Ld
Vb
Lb
D
B
Neraca alur F17 :
F17 = 1349,738 kg
FE17 = FE
13 - FE15
= (118,036 – 113,315) kg = 4,721 kg
FG17 = FG
13
= 25,676 kg
FAir17 = F17 – ( FE
17 + FG17 )
= 1349,738 – (4,721 + 25,676) kg
= 1319,341 kg
Perhitungan ratio refluks dengan metode Underwood :
Data tekanan uap (Pa)
glukosa
(Pa) A 2,54410E+02 B -3,14230E+04 C 0,00000E-01 D -3,10060E+01 E 6,24170E-18
(Reklaitis, 1983)
Persamaan tekanan uap :
Untuk etanol dan H2O : ln Pa = A – B/(C+T) (Reklaitis, 1983)
Untuk glukosa : ln(P) = A + B/(T) + C ln T + DTE
Neraca massa molar pada menara destilasi
Neraca massa molar pada menara destilasi dapat dilihat pada table berikut :
Umpan (alur 13) Destilat (alur 15) Bottom (alur 17) Laju
Komp
F (kg) N (kmol)
Xi
F (kg) N (kmol)
yi
F (kg) N (kmol)
Xi
Etanol 118,036 2,562 0,0336 113,315 2,459 0,9037 4,721 0,102 0,0014
H2O 1324,062 73,477 0,9645 4,721 0,262 0,0963 1319,341 73,215 0,9967
Glukosa 25,676 0,142 0,0019 0 0 0 25,676 0,142 0,0019
Σ 1467,774 76,181 1 118,036 2,721 1 1349,738 73,459 1
Etanol
(KPa)
H2O
(KPa)
A 16,1952 16,5362
B 3423,53 3985,44
C -55,7152 -38,9974
Titik didih umpan masuk :
Titik didih umpan masuk : dew point
Dew point destilat :
T = 354,14oK
P = 100 KPa Komponen yi Pa (KPa) ki yi/ki αi
Etanol 0,9037 112,527504 1,12527504 0,8031021 2,3012745
H2O 0,0963 48,897905 0,48897905 0,1969191 1
Σ 1 1,0000212
Syarat Σxi = Σ kiyi = 1
Oleh karena Σ kiyi mendekati 1, maka dew point destilat adalah 354,14oK.
Bubble point bottom :
T = 370,23oK
P = 100 KPa Komponen Xi Pa (KPa) ki ki.xi αi
Etanol 0,0014 202,367279 2,02367279 0,0028331 2,2390088
H2O 0,9967 90,382529 0,90382529 0,9008427 1
Glukosa 0,0019 138,529732 1,38529732 0,0026321 0,6524414
Σ 1 0,9063081
Syarat Σyi = Σ ki.xi = 1
Oleh karena Σ ki.xi mendekati 1 maka bubble point bottom adalah 370,23oK.
• Refluks minimum destilat (RDM)
RDM + 1 = ΣΦ−i
xdiiαα . ; 1 – q = Σ
Φ−ixfii
αα . (Geankoplis, 1997)
Umpan masuk adalah cairan pada titik didihnya maka q = 1
Sehingga : ΣΦ−i
xfiiαα . = 0
Suhu yang digunakan pada perhitungan adalah suhu relatif,
T = 2
bubbledew TT − =
223,37014,354 + = 362,185oK
Trial nilai Φ :
Φ = 2,17705 Komponen xfi αi
Φ−ixfii
αα .
Etanol 0,0336 2,2700458 0,8201822
H2O 0,9645 1 -0,8194218
Glukosa 0,0019 0,490278 -0,0005523
Σ 1 0,0002081
Oleh karena ΣΦ−i
xfiiαα . = 0, maka Φ = 2,17705
Menghitung Rd : Komponen Xid=yid Pa(362,185)
KPa
ki αi
Φ−ixdii
αα .
Etanol 0,9037 152,078981 1,52078981 2,2700458 22,0594952
H2O 0,0963 66,9937948 0,66993748 1 -0,0818147
Σ 1 21,9776805
RDM + 1 = ΣΦ−i
xdiiαα .
RDM + 1 = 21,9776805
RDM = 21,9776805 – 1 = 20,9776805
RD = 1,5 . RDM
= 1,5 . 20,9776805 = 31,4665
Neraca disekitar kondensor pada menara destilasi:
Data :
RD = 31,4665
Ket: Vd = uap destilat
Ld = liquid destilat
F = Feed (umpan)
D = Destilat B = Bottom
Komposisi pada tiap alur (Vd, Ld, F) adalah sama.
Rd = Ld / D (Geankoplis, 1997)
D = N15
Ld = 31,4665 · 2,721
= 85,619 kmol
Vd = F14 = D
= Ld + D
= 85,619 + 118,036
= 88,340 kmol
Neraca Komponen Alur Ld :
Neraca komponen alur Ld dapat dilihat pada tabel berikut:
Komponen xi N (kmol)
F (kg)
EtOH 0,9037 77,374 3564,62 H2O 0,0963 8,245 148,57 Σ 1 85,619 3713,19
Neraca Komponen Alur Vd (F14):
FE14 = LdetOH + FE
15
= 3564,62 + 113,315
= 3677,94 kg
FAir14
= LdH2O + FAir15
= 148,57+ 4,721
= 153,29 kg
Vd = FE14 + FAir
14
= (3677,94 + 153,29) kg
= 3831,23 kg
Neraca disekitar reboiler pada menara destilasi:
Keterangan : Lb : Liquid bottom
Vb : Vapour bottom
B : bottom
Komposisi pada tiap alur (Lb, Vb, B) adalah sama.
Lb = Ld + qF (Geankoplis, 1997)
Lb = Ld + F13
Lb = (3713,19 + 1467,774) kg
= 5180,964 kg
Lb = F16 = 5180,964 kg
Vb = Lb – B = Vd
= 3831,23 kg
Neraca komponen F16 (Lb) :
F16 = 5180,964 kg
FE16 = 0,003498 × 5180,964 = 18,123 kg
FAir16 = 0,977479 × 5180,964 = 5064,283 kg
FG16 = 0,019023 × 5180,964 = 98,557 kg
Neraca komponen Vb :
Vb = 3831,23 kg
VbE = 0,003498 × 3831,23 = 13,401 kg
FAir = 0,977479 × 3831,23 = 3744,946 kg
FG = 0,019023 × 3831,23 = 72,881 kg
LAMPIRAN B
PERHITUNGAN NERACA PANAS
Basis perhitungan : 1 jam operasi
Satuan operasi : kkal/jam
Temperatur referensi : 25 0C
Perhitungan neraca panas ini menggunakan rumus-rumus perhitungan dan data-data
sebagai berikut:
Perhitungan Panas Bahan Masuk (Qin) dan Keluar (Qout)
dTCpmQ ii ⋅∫= .... (1)
⎥⎦
⎤⎢⎣
⎡+Δ+= ∫ ∫
BP T
BPiVLii dTCpgHdTCplNQ
298
…. (2) (Reklaitis, 1983)
Keterangan : Persamaan 2 di atas, merupakan perhitungan panas bahan yang disertai
perubahan fasa (phase transition)
Perhitungan Panas Reaksi 00
2980
PR HHHHQ Δ+Δ+Δ=Δ= .... (3) (Smith, 2001)
dimana:
tan
000298
reakifii
produkifii HvHvH ⎟
⎠
⎞⎜⎝
⎛Δ−⎟
⎠
⎞⎜⎝
⎛Δ=Δ ∑∑
( ) ( )TCpnHi
HiiR −⎟⎠
⎞⎜⎝
⎛=Δ ∑ 2980
( ) ( )2980 −⎟⎠
⎞⎜⎝
⎛=Δ ∑ TCpnH
iHiiP
Data kapasitas Panas, Panas laten, dan Panas Pembentukan
Tabel LB.1 Kapasitas Panas Gas, Cpg T°K = a + bT + cT2 + dT3 + eT4 [ J/mol°K ]
Komponen A B C D E Air 3.40471E+01 -9.65064E-03 3.29983E-05 -2.04467E-08 4.30228E-12 Ethanol 1.76907E+01 1.49532E-01 8.94815E-05 -1.97384E-07 8.31747E-11
Tabel LB.2 Kapasitas Panas Gas, 22
coshsinh ⎥⎥
⎦
⎤
⎢⎢
⎣
⎡+
⎥⎥
⎦
⎤
⎢⎢
⎣
⎡+=
TE
TE
DT
CT
CBACp
Komponen A B C D E glukosa 1.09E+05 2.08E+05 -7.28E+02 1.32E+05 -2.46E+03 sukrosa 7.85E+04 1.80E+05 1.54E+03 1.28E+05 700.30
Tabel LB.3 Kapasitas Panas Liquid, Cpl T°K = a + bT + cT2 + dT3 [ J/mol°K ] Komponen a b c d Air 1.82964E+01 4.72118E-01 -1.33878E-03 1.31424E-06 Ethanol -3.25137E+02 4.13787 -1.40E-02 1.70E-05
Tabel LB.4 Kapasitas Panas Liquid, Cpl = a+bT+cT^2+dT^3 (J/kmol K) Komponen A B C D sukrosa 6.11E+04 5.03E+02 0 0 glukosa 1.55E+05 0 0 0
Tabel LB.5 Panas Laten ( )32
1 rrrrVLETDTCTBTAH +++−=Δ (J/kmol)
Komponen a B C D Tc sukrosa 1.04E+08 3.85E-01 675 Air 5.21E+07 3.20E-01 -2.12E-01 2.58E-01 647.35 Etanol 5.69E+07 0.3359 513.92 glukosa 8.03E+07 4.09E-01 588
Tabel LB.6 Panas Reaksi Pembentukan ( ΔHfo )
Komponen ΔHf0 Satuan
sukrosa -1.274E+09 J/kmol (Hougen, 1960) glukosa -301215.2 kcal/kmol (Hougen, 1960) air -68317.4 kcal/kmol (Hougen, 1960) etanol -56120.00 kcal/kmol (Reklaitis, 1983)
Perhitungan neraca panas pada masing-masing unit:
LB.1 TANGKI PENCAMPURAN (M-101)
Neraca panas masuk ke tangki mixer :
Qin = m Cp ΔT
= m Cp (Tmasuk – Treferensi)
= m Cp (298 – 298) K
Neraca panas masuk ke tangki mixer : Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp
(kkal/kg.K)
Q = m Cp ΔT
(kkal)
Glukosa 96,565 0,536 0 547,740 0
Sukrosa 152,145 0,445 0 540,747 0
Air 106,092 5,887 0 1,0002 0
Σ 0
Jadi panas yang masuk pada tangki mixer = 0 kkal/jam.
Contoh perhitungan untuk mencari Q glukosa berdasarkan data-data pada tabel di
atas :
Qin = m Cp ΔT
= 96,565 kg × 547,740 Kkgkkal
. × (298 – 298) K
= 0 kkal
Neraca panas keluar tangki mixer :
Qout = m Cp ΔT
= m Cp (Tkeluar - T referensi)
= m Cp (313 – 298) K
Glukosa Sukrosa
Air F3
F4 Air proses
F5 Glukosa Air
T = 25oC P = 1 atm
T = 40oC
T = 40oC
Neraca panas keluar tangki mixer : Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp
(kkal/kg.K)
Q = m Cp ΔT
(kkal)
Glukosa 256,765 1,425 15 547,740 2109606,917
Air 1471,179 81,641 15 1,0002 22072,098
Σ 2131679,015
Jadi panas keluar tangki mixer : 2131679,015 kkal.
Reaksi :
C12H22O11 + H2O 2C6H12O6
n = 0,445 kmol (Lampiran A-2)
ΔHr(298K) = ΔHf produk – ΔHf reaktan
= ΔHf C6H12O6 - { ΔHf C12H22O11 + ΔHf H2O}
= 2(-673000) - { (-1349000) + (-57800) }
= 60800 kkal/kmol
n ΔHr(298K) = 0,445 kmol × 60800 kmolkkal
= 27056 kkal
Sehingga dtdQ = n ΔHr(298K) + Qout + Qin
= (27056 + 2131679,015 + 0) kkal
= 2158735,015 kkal
Sumber panas yang digunakan berasal dari listrik.
dtdQ = 2158735,015 kkal
Waktu yang diperlukan untuk melakukan proses mixing hanya 1 jam, sehingga
dianggap bahwa :
dtdQ = 2158735,015 kkal = 35978916,92 kal
= 2508990,022 W
= 2508,99 kW = 3363,610 hp
Ket : 1 W = 14,340 kal/menit
1 hp = 0,74570 Kw
1 kal/g = 4,185 kJ/kg.K (Geankoplis, 1987)
LB.2 REAKTOR FERMENTOR (R-101)
R-101
Neraca panas masuk reaktor fermentor :
Qout = m Cp ΔT
= m Cp (Tmasuk - T referensi)
= m Cp (313 – 298) K
Neraca panas masuk reaktor fermentor : Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp
(kkal/kg.K)
Q = m Cp ΔT
(kkal)
Glukosa 256,765 1,425 15 547,740 2109606,917
Air 1471,179 81,641 15 1,0002 22072,098
Σ 2131679,015
Jadi panas keluar tangki mixer = panas masuk reaktor fermentor
= 2131679,015 kkal.
Reaksi :
C12H22O11 + H2O 2C6H12O6
Neraca panas keluaran reaktor fermentor :
Qout = m Cp ΔT
= m Cp (Tkeluar – T referensi)
= m Cp (303 – 298) K
Glukosa Air
F5
F6
Saccharomyces F7
(NH4)2SO4
F8 H3PO4
F9
CO2
Glukosa Etanol
Air Saccharomyces
F10
T =40oC
Air pendingin
Air pendingin bekas
T =25oC
T =40oC
T =30oC
Neraca panas keluaran reaktor fermentor : Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp
(kkal/kg.K)
Q = m Cp ΔT
(kkal)
Glukosa 25,676 0,142 5 547,740 70318,861
etanol 118,036 2,562 5 0,535 315,746
Air 1471,944 81,684 5 1,0002 7361,192
CO2 112,904 2,565 5 21,061 11889,355
Σ 89885,154
Jadi panas keluaran fermentor : 89885,154 kkal.
Reaksi fermentasi :
C6H12O6 2C2H6O + 2CO2
n = 1,283 kmol/jam (Lampiran A-4)
ΔHr(298K) = ΔHf produk – ΔHf reaktan
= { 2ΔHf C2H6O + 2ΔHf CO2} - ΔHf C6H12O6
= { 2(-56120) + 2(-94052) } - (-673000) }
= 372656 kkal/kmol
n ΔHr(298K) = 1,283 kmol × 372656 kmolkkal
= 478117,648 kkal
Sehingga dtdQ = n ΔHr(298K) + Qout + Qin
= (478117,648 + 89885,154 + 2131679,015) kkal
= 2699681,817 kkal
Untuk menjaga agar temperatur operasi konstan, maka butuh air pendingin :
Tin = 25oC = 298oK
Tout = 40oC = 313oK
Maka : m =
∫313
2982 dTOHCp
dtdQ
= )298313(0002,1
817,2699681−
= 179942,799 kg
LB.3 KONDENSOR (K-101)
Perhitungan panas bahan masuk dan keluar :
Panas bahan masuk kondensor Komponen F14 = Vd (kg) ∫ Cpl dT + ΔHvl + ∫ Cpv dT
(kJ/kg)
Q (kkal)
Air 153,29 2719,043 99618,093
Etanol 3677,94 1088,658 956983,462
Σ 1056601,555
Panas bahan keluar (alur Ld) kondensor Komponen Ld (kg) ∫ Cpl dT + ΔHvl + ∫ Cpv dT
(kJ/kg)
Q (kkal)
Air 148,57 235,102 8348,256
Etanol 3564,62 1069,914 919439,933
Σ 927788,189
Panas bahan keluar (alur D) kondensor Komponen F15 = D (kg) ∫ Cpl dT + ΔHvl + ∫ Cpv dT
(kJ/kg)
Q (kkal)
Air 4,721 235,102 265,276
Etanol 113,315 1069,914 28976,411
Σ 29241,687
ΔQout = QLd + QD
= 957029,876 kkal
Menghitung kebutuhan air pendingin :
QC = Qin - Qout
= 99571,679 kkal
mC = 6636,784 kg
LB.4 REBOILER (R-101)
Perhitungan panas bahan masuk dan keluar :
Panas bahan masuk reboiler Komponen F16 = Lb (kg) ∫ Cpl dT + ΔHvl + ∫ Cpv dT
(kJ/kg)
Q (kkal)
Air 5064,283 283,532 343185,059
Etanol 18,123 142,519 617,322
Glukosa 98,557 125,529 2956,922
Σ 346759,303
Panas bahan keluar (alur Vb) reboiler Komponen Vb (kg) ∫ Cpl dT + ΔHvl + ∫ Cpv dT
(kJ/kg)
Q (kkal)
Air 3744,946 303,080 271275,868
Etanol 13,041 1096,331 3417,125
Glukosa 72,881 132,523 2308,415
Σ 277001,408
Panas bahan keluar (alur B) reboiler Komponen F16 = Lb (kg) ∫ Cpl dT + ΔHvl + ∫ Cpv dT
(kJ/kg)
Q (kkal)
Air 1319,341 283,532 89406,164
Etanol 4,721 1088,658 1228,383
Glukosa 25,676 125,529 770,335
Σ 91404,882
ΔQout = QVb + QB
= 368406,29 kkal
Menghitung kebutuhan steam :
Qh = Qout - Qin
= 21646,987 kkal
mh = 216,426 kg
LAMPIRAN C
PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT
LC.1 Tangki Penyimpanan Molase (T-101)
Jenis sambungan : Single-welded butt joint
Kondisi penyimpanan : T = 25oC, P = 1 atm
Laju alir bahan :445 kg/jam
Densitas bahan :
Komponen xi ρ (kg/m3)
Glukosa 0,2170 1180
Sukrosa 0,3419 1514
Air 0,2649 998
Abu 0,1762 1395,5
Σ 1,0000
Untuk menentukan densitas campuran digunakan persamaan berikut :
ρcamp =
ixiρ
Σ
1 ............................................................................ (1)
ρcamp =
5,13951762,0
9982649,0
15143419,0
11802170,0
1
+++= 1248,439 kg/m3 = 77,94 lbm/ft3
1. Menentukan ukuran tangki
a. Volume Tangki, VT
Volume bahan, V = camp
Fρ
= 3/439,1248445
mkgkg = 0,3564 m3
Faktor keamanan, fk = 20 %
Volume tangki, VT = ( 1 + fk ) × 0,3564 = 0,4277 m3
b. Diameter Tangki, DT dan Tinggi Tangki, HT
Direncanakan : - . tinggi silinder : diameter ( Hs : D) = 1 : 2
- . tinggi head : diameter ( Hh : D) = 1 : 4
• Volume silinder : VS = 4π D2 Hs (Brownell, 1959)
= 4π D2 (
21 D) = 0,3925 D3
• Volume tutup : Vh = 3π R2 Hh (Brownell, 1959)
= 6π D2 (
41 D) = 0,1308 D3
Volume tangki, VT = VS + Vh
= 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D3
DT = 31
5233,0⎟⎠
⎞⎜⎝
⎛ TV = 31
5233,04277,0
⎟⎠
⎞⎜⎝
⎛ = 0,9350 m
Untuk desain digunakan :
• Diameter tangki = 0,9350 m
• Tinggi silinder, HS = 0,5 × D = 0,4675 m
• Tinggi head, Hh = 41 × D = 0,2337 m
Jadi total tinggi tangki, HT = HS + Hh = 0,7012 m
2. Tebal Sheel dan Tutup Tangki
a. Tebal Shell
t =PES
RP6,0.
.−
+ n.c ( Brownell, 1959)
dimana :
t = tebal shell (in) c = faktor korosi = 0,0125/tahun
R = jari-jari dalam tangki (in) n = umur tangki = 15 tahun
P = tekanan design (psi)
S = allowable stress = 17500 psi
E = joint efficiency = 0,9
Tekanan hidrostatis, Phs = 14,7 + 144
)1( −SHρ (Brownell, 1959)
= 14,7 + 144
)15337,1(94,77 − = 15 psi
Faktor keamanan = 10 %
Tekanan desain, Pd = 1,1 × Phs = 16,5 psi
Tebal shell, t = )5,16(6,0)9,0(17500
20675,35,16
−
⎟⎠⎞
⎜⎝⎛
+ 15 × 0,0125
= 0,189 in
Digunakan tebal shell standart 3/16 in.
b. Tebal tutup
Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang
sama = 3/16 in.
LC.2 Reaktor (R-101)
Jenis sambungan : Single-welded butt joint
Kondisi penyimpanan : T = 25oC, P = 1 atm
Laju alir bahan :1782,007 kg/jam
Densitas bahan :
Tabel LC.2 Komponen bahan dalam reaktor Komponen Massa (kg) Volume (m3) xi ρ (kg/m3)
Glukosa 96,565 0,0818 0,054 1180
Sukrosa 152,145 0,1005 0,085 1514
Air 1533,297 1,5364 0,860 998
Σ 1782,007 1,7187 0,999
Densitas campuran, ρcamp
Laju volumetrik, Vo = 1,7187 m3 = 61,3821 ft3
ρcamp =
ixiρ
Σ
1 ............................................................................ (1)
ρcamp =
998860,0
1514085,0
1180054,0
1
++= 1036,8342 kg/m3 = 64,7273 lbm/ft3
1. Menentukan ukuran tangki
a. Volume Tangki, VT
Faktor keamanan, fk = 20 %
Volume tangki, VT = ( 1 + fk ) × V
VT = ( 1 + fk ) × 1,7187 = 2,0624 m3
b. Diameter Tangki, DT dan Tinggi Tangki, HT
Direncanakan : - . tinggi silinder : diameter ( Hs : D) = 1 : 2
- . tinggi head : diameter ( Hh : D) = 1 : 4
• Volume silinder : VS = 4π D2 Hs (Brownell, 1959)
= 4π D2 (
21 D) = 0,3925 D3
• Volume tutup : Vh = 3π R2 Hh (Brownell, 1959)
= 6π D2 (
41 D) = 0,1308 D3
Volume tangki, VT = VS + Vh
= 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D3
DT = 31
5233,0⎟⎠
⎞⎜⎝
⎛ TV = 31
5233,00624,2
⎟⎠
⎞⎜⎝
⎛ = 1,5788 m
Untuk desain digunakan :
• Diameter tangki = 1,5788 m
• Tinggi silinder, HS = 0,5 × D = 0,7894 m
• Tinggi head, Hh = 41 × D = 0,3947 m
Jadi total tinggi tangki, HT = HS + Hh = 1,1841 m
2. Tebal Sheel dan Tutup Tangki
a. Tebal Shell
t =PES
RP6,0.
.−
+ n.c ( Brownell, 1959)
dimana :
t = tebal shell (in) c = faktor korosi = 0,0125/tahun
R = jari-jari dalam tangki (in) n = umur tangki = 15 tahun
P = tekanan design (psi)
S = allowable stress = 18750 psi
E = joint efficiency = 0,9
Tekanan hidrostatis, Phs = 14,7 + 144
)1( −SHρ (Brownell, 1959)
= 14,7 + 144
)15899,2(7273,64 − = 15,41 psi
Faktor keamanan = 20 %
Tekanan desain, Pd = 1,2 × Phs = 18,492 psi
Tebal shell, t = )492,18(6,0)9,0(18750
21797,5492,18
−
⎟⎠⎞
⎜⎝⎛
+ 15 × 0,0125
= 0,18 in
Digunakan tebal shell standart 3/16 in.
b. Tebal tutup
Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang
sama = 3/16 in.
3. Tenaga pengaduk
Jenis pengaduk yang digunakan adalah propeller
t
a
DD
= 0,3 aD
W = 51
aDL =
41
EDt = 4 (Geankoplis, 1997)
Dt = diameter tangki = 1,5788 m
Da = diameter pengaduk = 0,3 × Dt = 0,4736 m
W = lebar pengaduk = 51 Da = 0,0947 m
L = panjang daun pengaduk = 41 Da = 0,1184 m
E = jarak pengaduk dari dasar tangki = 41 Dt = 0,3947 m
P =550
53
××××
gcDnK maT ρ
Dimana :
KT = konstanta pengaduk = 6,3
n = kecepatan pengaduk = 25 rpm = 0,4166 rps
Da = diameter pengaduk = 1,5540 ft
ρm = densitas bahan = 64,7273 lbm/ft3
gc = konstanta gravitasi = 32,2 lbm ft / lbf det2
P =5502,32
7273,645540,14166,03,6 53
×××× = 0,015 hp
Effisiensi motor = 75 %
Daya aktual, Pa = 75,0015,0 = 0,02 hp
4. Menentukan ukuran dan putaran koil
Koefisien perpindahan panas pada tangki pengaduk dengan menggunakan koil :
hi = jjD
k 31
⎟⎠⎞
⎜⎝⎛
kc μ
14,0
⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛wb
μμ
(Prabhudesai, 1984)
dimana :
hi = koefisien perpindahan panas, Btu/jam ft2 F
j = konstanta yang berhubungan dengan bilangan Reynold
c = panas spesifik
μ = viskositas, lb/ft jam
k = konstanta panas, Btu/jam ft F
ρ = densitas, lb/ft3
Data :
Densitas campuran, ρcamp = 64,7273 lbm/ft3
Viskositas campuran, μcamp = 2,7416 lb/ft
Konduktivitas panas campuran, kcamp = 0,3047 Btu/ft jam F
Panas spesifik campuran, Cpcamp = 0,9209 Btu/lb F
L = 0,3885 ft
Dj = 5,1791 ft
N = 25 rpm = 1500 rph
NRe = μ
ρNL3
= 7416,2
7273,6415003885,0 3 ×× = 2076,5755
Dari gambar 20.2 Kern 1960 diperoleh j = 100
3
1
⎟⎠⎞
⎜⎝⎛
kc μ =
31
3047,07416,29209,0
⎟⎠
⎞⎜⎝
⎛ × = 2,0221
14,0
⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛wb
μμ
= 1
hi = 100 × 1797,53047,0 × 1 × 2,0221 = 11,8951 Btu/jam ft2 F
Bahan untuk koil adalah IPS 1 in, sch 40
OD = 1,32 in = 0,109 ft
ID = 1,049 in = 0,087 ft
• Koefisien perpindahan panas untuk steam, ho
ho = IDOD × hi
= 087,0109,0 × 11,8951 = 14,9030 Btu/jam ft2 F
• Koefisien menyeluruh bersih, Uc
Uc = oi
oi
hhhh
+×
= 9030,148951,119030,148951,11
+× = 6,6151 Btu/jam ft2 F
Asumsi Rd = 0,005 ; hd = dR
1 = 005,01 = 200 Btu/jam ft2 F
• Koefisien menyeluruh desain, UD
UD = dC
dic
hUhU
+×
= 2006151,62006151,6
+× = 6,4033 Btu/jam ft2 F
Panas yang dibutuhkan ; Q = 863,271 kkal
= 3423,505 Btu
T1 = 40oC = 104oF
T2 = 25oC = 77oF
Luas permukaan perpindahan panas pada koil, A
A = TU
Q
D Δ× =
274033,6647,2625819
× = 151,878 ft2
external surface IPS 1 in sch 40 = 0,344 ft2/ft
jika diameter helix ( D satu putaran ), DH = 4 ft
Luas permukaan tiap 1 putaran, Ap = π × 4 × 0,344 = 4,321 ft2
Maka jumlah putaran yang dibutuhkan : pA
A = 321,4878,151 = 35,148=35 putaran
Panjang koil = surfaceexternal
A = 441,506 = 442 ft
LC.3 Fermentor (R-102)
Jenis sambungan : Single-welded butt joint
Kondisi penyimpanan : T = 25oC, P = 1 atm
Laju alir bahan :1727,944 kg/jam
Densitas campuran :
ρcamp =
998860,0
1180054,0
1
+= 1025,635 kg/m3 = 64,0281 lb/ft3
Laju volumetrik, Vo = ρm =
635,1025944,1727 = 1,6847 m3
1. Menentukan ukuran tangki
a. Volume Tangki, VT
Faktor keamanan, fk = 20 %
Volume tangki, VT = ( 1 + fk ) × V
VT = ( 1 + fk ) × 1,6847 = 2,0216 m3
b. Diameter Tangki, DT dan Tinggi Tangki, HT
Direncanakan : - . tinggi silinder : diameter ( Hs : D) = 1 : 2
- . tinggi head : diameter ( Hh : D) = 1 : 4
• Volume silinder : VS = 4π D2 Hs (Brownell, 1959)
= 4π D2 (
21 D) = 0,3925 D3
• Volume tutup : Vh = 3π R2 Hh (Brownell, 1959)
= 6π D2 (
41 D) = 0,1308 D3
Volume tangki, VT = VS + Vh
= 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D3
DT = 31
5233,0⎟⎠
⎞⎜⎝
⎛ TV = 31
5233,00216,2
⎟⎠
⎞⎜⎝
⎛ = 1,5684 m
Untuk desain digunakan :
• Diameter tangki = 1,5684 m
• Tinggi silinder, HS = 0,5 × D = 0,7842 m
• Tinggi head, Hh = 41 × D = 0,3921 m
Jadi total tinggi tangki, HT = HS + Hh = 1,1763 m
2. Tebal Sheel dan Tutup Tangki
a. Tebal Shell
t =PES
RP6,0.
.−
+ n.c ( Brownell, 1959)
dimana :
t = tebal shell (in) c = faktor korosi = 0,0125/tahun
R = jari-jari dalam tangki (in) n = umur tangki = 15 tahun
P = tekanan design (psi)
S = allowable stress = 18750 psi
E = joint efficiency = 0,9
Tekanan hidrostatis, Phs = 14,7 + 144
)1( −SHρ (Brownell, 1959)
= 14,7 + 144
)15728,2(0281,64 − = 15,39 psi
Faktor keamanan = 20 %
Tekanan desain, Pd = 1,2 × Phs = 18,468 psi
Tebal shell, t = )468,18(6,0)9,0(18750
27479,61468,18
−
⎟⎠⎞
⎜⎝⎛
+ 15 × 0,0125
= 0,22 in
Digunakan tebal shell standard 1/4 in.
b. Tebal tutup
Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang
sama = 1/4 in.
3. Tenaga pengaduk
Jenis pengaduk yang digunakan adalah propeller
t
a
DD
= 0,3 aD
W = 51
aDL =
41
EDt = 4 (Geankoplis, 1997)
Dt = diameter tangki = 1,5684 m
Da = diameter pengaduk = 0,3 × Dt = 0,4705 m
W = lebar pengaduk = 51 Da = 0,0941 m
L = panjang daun pengaduk = 41 Da = 0,1176 m
E = jarak pengaduk dari dasar tangki = 41 Dt = 0,3921 m
P =550
53
××××
gcDnK maT ρ
Dimana :
KT = konstanta pengaduk = 6,3
n = kecepatan pengaduk = 35 rpm = 0,5833 rps
Da = diameter pengaduk = 1,5437 ft
ρm = densitas bahan = 64,0281 lbm/ft3
gc = konstanta gravitasi = 32,2 lbm ft / lbf det2
P =5502,32
0281,645437,15833,03,6 53
×××× = 0,0396 hp
Effisiensi motor = 75 %
Daya aktual, Pa = 75,0
0396,0 = 0,053 hp
Perancangan jaket sebagai penahan reaksi eksoterm, desain jaket yang dinginkan
sesuai dengan bentuk tangki yang diletakkan di sekeliling tangki.
R2
R1
Massa air pendingin yang dibutuhkan, m = 179942,799 kg
ρair = 998 kg/m3
waktu tinggal air pendingin ; 10 menit
• Penentuan volume jaket, Vj
Vj = menitpendinginair6010
×ρ
= 29,93 m3
• Penentuan R1
Vj = ( ) ( ){ } sp HtRR ×+−× 22
21 ππ
29,93 = ( ) ( ){ } 7842,00053,07842,0 221 ×+−× ππ R
R1 = 3,5747 m
• Penentuan tebal jaket :
R1 = R2 + tp + tj
tj = R1 – (R2 + tp)
= 2,7852 m
LC.4 Tangki Penampung Fermentasi (T-102)
Jenis sambungan : Single-welded butt joint
Kondisi penyimpanan : T = 25oC, P = 1 atm
Laju alir bahan :1715,110 kg/jam
Densitas bahan :
Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m3)
Glukosa 25,676 0,0150 1180
Etanol 118,036 0,0688 789
Air 1471,179 0,8578 998
Saccharomyces 100,219 0,0584 1670,1
Σ 1715,110 1
ρcamp =
ixiρ
Σ
1 ............................................................................ (1)
ρcamp =
1,16700584,0
9988578,0
7890688,0
11800150,0
1
+++= 1010,1010 kg/m3 = 63,0584 lbm/ft3
1. Menentukan ukuran tangki
a. Volume Tangki, VT
volume bahan, V = camp
Fρ
= 1,6979 m3
Faktor keamanan, fk = 20 %
Volume tangki, VT = ( 1 + fk ) × V
VT = ( 1 + fk ) × 1,6979 = 2,0375 m3
b. Diameter Tangki, DT dan Tinggi Tangki, HT
Direncanakan : - . tinggi silinder : diameter ( Hs : D) = 1 : 2
- . tinggi head : diameter ( Hh : D) = 1 : 4
• Volume silinder : VS = 4π D2 Hs (Brownell, 1959)
= 4π D2 (
21 D) = 0,3925 D3
• Volume tutup : Vh = 3π R2 Hh (Brownell, 1959)
= 6π D2 (
41 D) = 0,1308 D3
Volume tangki, VT = VS + Vh
= 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D3
DT = 31
5233,0⎟⎠
⎞⎜⎝
⎛ TV = 31
5233,00375,2
⎟⎠
⎞⎜⎝
⎛ = 1,5725 m
Untuk desain digunakan :
• Diameter tangki = 1,5725 m
• Tinggi silinder, HS = 0,5 × D = 0,7862 m
• Tinggi head, Hh = 41 × D = 0,3931 m
Jadi total tinggi tangki, HT = HS + Hh = 1,1793 m
2. Tebal Sheel dan Tutup Tangki
a. Tebal Shell
t =PES
RP6,0.
.−
+ n.c ( Brownell, 1959)
dimana :
t = tebal shell (in) c = faktor korosi = 0,0125/tahun
R = jari-jari dalam tangki (in) n = umur tangki = 15 tahun
P = tekanan design (psi)
S = allowable stress = 17500 psi
E = joint efficiency = 0,9
Tekanan hidrostatis, Phs = 14,7 + 144
)1( −SHρ (Brownell, 1959)
= 14,7 + 144
)15793,2(0584,63 − = 15,39 psi
Faktor keamanan = 10 %
Tekanan desain, Pd = 1,1 × Phs = 16,929 psi
Tebal shell, t = )929,16(6,0)9,0(17500
21590,5929,16
−
⎟⎠⎞
⎜⎝⎛
+ 15 × 0,0125
= 0,19 in
Digunakan tebal shell standart 3/16 in.
b. Tebal tutup
Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang
sama = 3/16 in.
LC.5 Tangki Penyimpanan Etanol (T-104)
Jenis Sambungan : double welded butt joints
Jumlah : 2 unit
Kondisi Operasi : Tekanan : 1 atm
Suhu : 25 0C
Laju alir massa : 118,036 kg/jam
ρ bahan : 318 kg/m3 (Perry, 1999)
19,852 lbm/ft³
Kebutuhan rancangan : 15 hari
Faktor Kelonggaran : 20 %
Perhitungan:
a. Volume Tangki
Volume larutan, Vl = 3/3182415/036,118
mkgjamharijamkg ×× = 133,6257 m3
Volume larutan untuk 1 tangki = 133,6257 / 2 = 66,8129 m3
Volume tangki, Vt = (1 + 0,2) × 66,8129 m3 = 80,1755 m3
b. Spesifikasi Tangki
Silinder (Shell)
Vs = H4D2π , diambil D = H (Brownell, 1959)
maka, Vs = 4D3π
Tutup Elipsoidal (elipsoidal head)
minor ratio axis = 2: 1
Vh = 24D3π (Brownell, 1959)
Hh = 16D (Brownell, 1959)
Tangki
Vt = Vs + Vh
Vt =4D3π +
24D3π
Vt = 0,9812 D3
80,1755 = 0,861 D3 – 0,0048
D = 4,5326 m = 178,4485 in
H = 4,5326 m
Hh = 0,2833 m
Tebal Silinder dan Tutup Tangki
Tinggi cairan dalam tangki,
Hs = 25326,4 66,81294
××π
= 4,1428 m = 13,5917 ft
Tebal shell, Cc1,2P2SE
PDt +−
= (Peters, 2003)
P = Poperasi + Ph
psi,144
)1H(Ph s ρ−=
Ph = 852,19144
1-13,5917× = 1,7359 psi
P = (14,696 + 1,7359) × 1,2 = 19,7183 psi
(faktor kelonggaran 20%)
Joint efficiency (E) = 0,85 (Peters, 2003)
Allowable stress (S) = 18.750 psi (Brownell,1959)
Allowable corrosion (Cc) = 0,02 in/thn (Perry, 1999)
= 0,2 in (untuk 10 tahun)
Maka, tebal shell:
in
t
0,310
2.0psi) 31,2(19,718psi)(0,85) 2(18.750
in) (178,4485 psi) (19,7183
=
+−
=
Tebal shell standar yang digunakan = 3/8 in (Brownell,1959)
Tebal elips head, Cc0.2P2SE
PDt +−
= (Walas, 1988)
in
t
0,310
2.0psi) 31,2(19,718psi)(0,85) 2(18.750
in) (178,4485 psi) (19,7183
=
+−
=
Tebal head standar yang digunakan = 3/8 in (Brownell,1959)
LC.6 Filter Press I (FP-101)
Jenis : plate and frame filter
Kondisi penyimpanan : T = 25oC, P = 1 atm
Laju umpan : 445 kg/jam
1. Filtrat
• laju filtrat, Ff = 354,802 kg
• densitas filtrat, ρf Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m3)
Glukosa 96,565 0,2722 1180
Sukrosa 152,145 0,4288 1514
Air 106,092 0,2990 998
Σ 354,802 1
ρcamp =
9982990,0
15144288,0
11802722,0
1
++= 1250 kg/m3
volume filtrat, Vf = 32838,01250
802,354 mF
f
f ==ρ
2. Cake
• laju alir cake, Fc = 90,197 kg
• densitas cake, ρc
Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m3)
Abu 78,409 0,8693 1395,5
Air 11,788 0,1307 998
Σ 90,197 1
ρcamp =
9981307,0
5,13958963,0
1
+= 1428,5714 kg/m3 = 89,1826 lbm/ft3
volume cake, Vc = 30631,05714,1428197,90 m
F
c
c ==ρ
Perhitungan :
Luas penyaringan efektif, A dihitung menggunakan persamaan :
L×A(1-ε) ρc = (Vf + ε × L × A) ρf ⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛−WW
1 (Prabhudesai, 1984)
Dimana:
L : tebal cake pada frame A : luas efektif penyaringan
ρc : densitas cake, kg/m3 ρf : densitas filtrat, kg/m3
W : fraksi massa cake dalam umpan ε : porositas cake
Waktu proses, tp direncanakan selama 1 jam
• tebal cake, L =< 200 mm (20 cm) (Ulrich, 1984)
diasumsikan tebal cake, L = 5 cm = 0,05 m
• luas permukaan plate direncanakan = 0,2 m3
• W = 2027,0445
197,90==
umpanalirlajucakemassaalirlaju
• Porositas cake, ε = 1725,01826,89
8,7318,731 =−=−cakeρ
Luas efektif penyaringan, A
0,05 A (1 – 0,1725) 1428,5714 = ( ){ } ⎟⎠
⎞⎜⎝
⎛−
×+2027,01
2027,0125005,01725,02838,0 A
59,1071 A = ( ) 7913,31710.625,82838,0 3 A−+
59,1071 A = 90,1892 + 2,7409 A
A = 1,6000 m2
Faktor keamanan, fk = 10 %
Maka luas plate = ( 1 + fk ) A = 1,7600 m2
Jumlah plate yang dibutuhkan = =2,0
7600,1 8,8 buah
Digunakan jumlah plate sebanyak 9 buah
LC.7 Filter Press II (FP-102)
Jenis : plate and frame filter
Kondisi penyimpanan : T = 25oC, P = 1 atm
Laju umpan : 1715,1100 kg/jam
1. Filtrat
• laju filtrat, Ff = 1467,774 kg
• densitas filtrat, ρf Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m3)
Glukosa 25,676 0,0175 1180
Etanol 118,036 0,0804 789
Air 1324,062 0,9021 998
Σ 1467,774 1
ρcamp =
9989021,0
7890804,0
11800175,0
1
++= 990,0990 kg/m3
volume filtrat, Vf = 34824,10990,990774,1467 m
F
f
f ==ρ
2. Cake
• laju alir cake, Fc = 247,336 kg
• densitas cake, ρc Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m3)
Saccharomyces 100,219 0,4052 1670,1
Air 147,117 0,5948 998
Σ 247,336 1
ρcamp =
9985948,0
1,16704052,0
1
+= 1250 kg/m3 = 78,0348 lbm/ft3
volume cake, Vc = 31979,01250
336,247 mF
c
c ==ρ
Perhitungan :
Luas penyaringan efektif, A dihitung menggunakan persamaan :
L×A(1-ε) ρc = (Vf + ε × L × A) ρf ⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛−WW
1 (Prabhudesai, 1984)
Dimana:
L : tebal cake pada frame A : luas efektif penyaringan
ρc : densitas cake, kg/m3 ρf : densitas filtrat, kg/m3
W : fraksi massa cake dalam umpan ε : porositas cake
Waktu proses, tp direncanakan selama 1 jam
• tebal cake, L =< 200 mm (20 cm) (Ulrich, 1984)
diasumsikan tebal cake, L = 1 cm = 0,01 m
• luas permukaan plate direncanakan = 0,2 m3
• W = 1442,01100,1715336,247
==umpanalirlaju
cakemassaalirlaju
• Porositas cake, ε = 0543,00348,78
8,7318,731 =−=−cakeρ
Luas efektif penyaringan, A
0,05 A (1 – 0,0543) 1250 = ( ){ } ⎟⎠
⎞⎜⎝
⎛−
×+1442,01
1442,00990,99001,00543,04824,1 A
11,8212 A = ( ) 8317,16610.43,54824,1 4 A−+
11,8212 A = 247,3113 + 0,0906 A
A = 21,0825 m2
Faktor keamanan, fk = 10 %
Maka luas plate = ( 1 + fk ) A = 23,1907 m2
Jumlah plate yang dibutuhkan = =2,0
1907,23 115,95 buah
Digunakan jumlah plate sebanyak 116 buah
LC.8 Pompa I (P-101)
Jenis : centrifugal pump
Laju alir masuk : 445 kg/jam : 0,2472 lbm/s
Densitas, ρ : 1248,439 kg/m3 = 77,94 lbm/ft3
Viskositas, μ : 14,8851 cp : 0,00998 lbm/ft s
Laju alir volumetrik,Q:
Q = sftm 3
00317,094,77
2472,0==
ρ
1. Perncanaan Pompa
Diameter pipa ekonomis, De
De = 3,9Q0,45ρ0,13
= 3,9 (0,00317)0,45(77,94)0,13 = 0,516 in = 0,0430 ft
Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih :
• Jenis pipa carbon stell, sch 40
• Diameter nominal = 0,5 in = 0,0416 ft
• Diameter dalam = 0,622 in = 0,0518 ft
• Diameter luar = 0,840 in = 0,0699 ft
Luas penampang pipa dalam (Ai) = 0,00211 ft2
2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe
Kecepatan rata-rata fluida, V
V = sft
AQ 5023,1
00211,000317,0
==
NRe = 738,60700998,0
5023,10518,094,77=
××=
μρ VID (laminar)
Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft
Kekasaran relatif = 0029,00518,0
00015,0==
IDε
Untuk aliran laminar, f = 026,0738,607
16Re
16==
N
3. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL
kelengkapan pipa
• Panjang pipa lurus, L1 = 10 ft
• 2 buah gate valve fully open (L/D = 13)
L2 = 2×13×0,0518 = 1,3468 ft
• 3 buah elbow standart 90o (L/D = 30)
L3 = 3×30×0,0518 = 4,662 ft
• 1 buah sharp edge entrance (K= 0,5 ; L/D = 28)
L4 = 1×28×0,0518 = 1,4504 ft
• 1 buah sharp edge exit (K= 1,0 ; L/D = 58)
L5 = 1×58×0,0518 = 3,0044 ft
ΣL = L1 + L2 + L3 + L4 + L5 = 20,4636 ft
4. Menentukan Friksi, ΣF
ΣF = lbmlbfft
IDgcLVf 4398,1
0518,02,3224636,205023,1026,04
24 22
=××
×××=
∑
5. Kerja yang dibutuhkan, -Wf
-Wf = ΔZ gcg +
ρP
gcV Δ
+Δ2
2
+ ΣF
ΔZ diperkirakan 2 ft
-Wf = 3,4398 lbmlbf
6. Daya pompa, Ws
Ws = 0015,0550
94,7700317,04398,3550
=××
=− ρQWf hp
Jika effisiensi pompa 75 %
Maka daya aktual motor = 002,075,0
0015,0= hp
LC.9 Pompa II (P-102)
Jenis : centrifugal pump
Laju alir masuk : 1727,944 kg/jam : 0,9599 lbm/s
Densitas, ρ : 1025,0452 kg/m3 = 63,9913 lbm/ft3
Viskositas, μ : 0,9004 cp : 0,0006 lbm/ft s
Laju alir volumetrik,Q:
Q = sftm 3
015,09913,639599,0
==ρ
1. Perncanaan Pompa
Diameter pipa ekonomis, De
De = 3,9Q0,45ρ0,13
= 3,9 (0,015)0,45(63,9913)0,13 = 1,0118 in = 0,0843 ft
Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih :
• Jenis pipa carbon stell, sch 40
• Diameter nominal = 1 in = 0,0833 ft
• Diameter dalam = 1,049 in = 0,0874 ft
• Diameter luar = 1,315 in = 0,096 ft
Luas penampang pipa dalam (Ai) = 0,00600 ft2
2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe
Kecepatan rata-rata fluida, V
V = sft
AQ 5,2
00600,0015,0
==
NRe = 4984,233030006,0
5,20874,09913,63=
××=
μρ VID (turbulen)
Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft
Kekasaran relatif = 0017,00874,000015,0
==IDε
Untuk aliran turbulen, f = 00639,04984,23303
079,0Re079,0
25,0 ==N
3. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL
kelengkapan pipa
• Panjang pipa lurus, L1 = 10 ft
• 2 buah gate valve fully open (L/D = 13)
L2 = 2×13×0,0874 = 2,2724 ft
• 3 buah elbow standart 90o (L/D = 30)
L3 = 3×30×0,0874 = 7,866 ft
• 1 buah sharp edge entrance (K= 0,5 ; L/D = 39)
L4 = 1×39×0,0874 = 3,4086 ft
• 1 buah sharp edge exit (K= 1,0 ; L/D = 78)
L5 = 1×78×0,0874 = 6,8172 ft
ΣL = L1 + L2 + L3 + L4 + L5 = 30,3642 ft
4. Menentukan Friksi, ΣF
ΣF = lbmlbfft
IDgcLVf 8616,0
0874,02,3223642,305,200639,04
24 22
=××
×××=
∑
5. Kerja yang dibutuhkan, -Wf
-Wf = ΔZ gcg +
ρP
gcV Δ
+Δ2
2
+ ΣF
ΔZ diperkirakan 3,5 ft
-Wf = 4,3614 lbmlbf
6. Daya pompa, Ws
Ws = 0076,0550
9913,63015,03614,4550
=××
=− ρQWf hp
Jika effisiensi pompa 75 %
Maka daya aktual motor = 0101,075,0
0076,0= hp
LC.10 Pompa III (P-103)
Jenis : centrifugal pump
Laju alir masuk : 1614,891 kg/jam : 0,8971 lbm/s
Densitas, ρ : 976,7791 kg/m3 = 60,9782 lbm/ft3
Viskositas, μ : 1,0512 cp : 0,0007 lbm/ft s
Laju alir volumetrik,Q:
Q = sftm 3
0147,09782,608971,0
==ρ
1. Perncanaan Pompa
Diameter pipa ekonomis, De
De = 3,9Q0,45ρ0,13
= 3,9 (0,0147)0,45(60,9782)0,13 = 0,9964 in = 0,0830 ft
Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih :
• Jenis pipa carbon stell, sch 40
• Diameter nominal = 1 in = 0,0833 ft
• Diameter dalam = 1,049 in = 0,0874 ft
• Diameter luar = 1,315 in = 0,096 ft
Luas penampang pipa dalam (Ai) = 0,00600 ft2
2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe
Kecepatan rata-rata fluida, V
V = sft
AQ 45,2
00600,00147,0
==
NRe = 2314,186530007,0
45,20874,09782,60=
××=
μρ VID (turbulen)
Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft
Kekasaran relatif = 0017,00874,000015,0
==IDε
Untuk aliran turbulen, f = 00676,02314,18653
079,0Re079,0
25,0 ==N
3. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL
kelengkapan pipa
• Panjang pipa lurus, L1 = 10 ft
• 2 buah gate valve fully open (L/D = 13)
L2 = 2×13×0,0874 = 2,2724 ft
• 3 buah elbow standart 90o (L/D = 30)
L3 = 3×30×0,0874 = 7,866 ft
• 1 buah sharp edge entrance (K= 0,5 ; L/D = 28)
L4 = 1×28×0,0874 = 2,4472 ft
• 1 buah sharp edge exit (K= 1,0 ; L/D = 78)
L5 = 1×58×0,0874 = 5,0692 ft
ΣL = L1 + L2 + L3 + L4 + L5 = 27,6548 ft
4. Menentukan Friksi, ΣF
ΣF = lbmlbfft
IDgcLVf 7975,0
0874,02,3226548,2745,200676,04
24 22
=××
×××=
∑
5. Kerja yang dibutuhkan, -Wf
-Wf = ΔZ gcg +
ρP
gcV Δ
+Δ2
2
+ ΣF
ΔZ diperkirakan 3,5 ft
-Wf = 4,2975 lbmlbf
6. Daya pompa, Ws
Ws = 007,0550
9782,600147,02975,4550
=××
=− ρQWf hp
Jika effisiensi pompa 75 %
Maka daya aktual motor = 009,075,0
007,0= hp
LC.11 Pompa IV (P-104)
Jenis : centrifugal pump
Laju alir masuk : 1467,774 kg/jam : 0,8154 lbm/s
Densitas, ρ : 984,3814 kg/m3 = 61,4528 lbm/ft3
Viskositas, μ : 1,0831 cp : 0,00073 lbm/ft s
Laju alir volumetrik,Q:
Q = sftm 3
0132,04528,618154,0
==ρ
1. Perncanaan Pompa
Diameter pipa ekonomis, De
De = 3,9Q0,45ρ0,13
= 3,9 (0,0132)0,45(61,4528)0,13 = 0,9502 in = 0,0792 ft
Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih :
• Jenis pipa carbon stell, sch 40
• Diameter nominal = 1 in = 0,0833 ft
• Diameter dalam = 1,049 in = 0,0874 ft
• Diameter luar = 1,315 in = 0,096 ft
Luas penampang pipa dalam (Ai) = 0,00600 ft2
2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe
Kecepatan rata-rata fluida, V
V = sft
AQ 2,2
00600,00132,0
==
NRe = 4991,1618600073,0
2,20874,04528,61=
××=
μρ VID (turbulen)
Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft
Kekasaran relatif = 0017,00874,000015,0
==IDε
Untuk aliran turbulen, f = 0017,04991,16186
079,0Re079,0
25,0 ==N
3. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL
kelengkapan pipa
• Panjang pipa lurus, L1 = 10 ft
• 2 buah gate valve fully open (L/D = 13)
L2 = 2×13×0,0874 = 2,2724 ft
• 3 buah elbow standart 90o (L/D = 30)
L3 = 3×30×0,0874 = 7,866 ft
• 1 buah sharp edge entrance (K= 0,5 ; L/D = 28)
L4 = 1×28×0,0874 = 2,4472 ft
• 1 buah sharp edge exit (K= 1,0 ; L/D = 78)
L5 = 1×58×0,0874 = 5,0692 ft
ΣL = L1 + L2 + L3 + L4 + L5 = 27,6548 ft
4. Menentukan Friksi, ΣF
ΣF = lbmlbfft
IDgcLVf 6658,0
0874,02,3226548,272,2007,04
24 22
=××
×××=
∑
5. Kerja yang dibutuhkan, -Wf
-Wf = ΔZ gcg +
ρP
gcV Δ
+Δ2
2
+ ΣF
ΔZ diperkirakan 3,5 ft
-Wf = 4,1658 lbmlbf
6. Daya pompa, Ws
Ws = 0061,0550
4528,610132,01658,4550
=××
=− ρQWf hp
Jika effisiensi pompa 75 %
Maka daya aktual motor = 008,075,0
0061,0= hp
LC.12 Menara Destilasi (KD-101)
Jenis : sieve-tray
Kondisi Operasi :
Temperatur : 92.61 0C
Tekanan : 1 atm
Data :
Dari perhitungan neraca massa, didapat:
light key (LK) = etanol
heavy key (HK) = air
RDM = 20,977 XHF = 0,965
RD = 31,466 XLF = 0,034
XLW = 0,002 D = 118,036 kg/jam
XHW = 0,997 W = 1349,738 kg/jam
XHD = 0,096 αLD = 2.301
XLD = 0,904 αLW = 2.239
Mencari tahap minimum dengan menggunakan persamaan:
)log()]WX/WX)(DX/DXlog[(
Nav,L
LWHWHDLDm α= (Geankoplis, 1997)
dimana LWLDav,L .αα=α
2.272.239301.2av,L =⋅=α
3134,1027.2
)]002.0/997.0()096.0/904.0log[(==mN ≈ 11 tahap
⎥⎦
⎤⎢⎣
⎡⎟⎠⎞
⎜⎝⎛ −⎟⎠⎞
⎜⎝⎛
++
−=+
−= 5.0
m
X1X
X2.11711X4.541exp1
1NNN
Y (Walas, 1988)
dimana, 1R
RRX
d
dmd
+−
=
0.3231131,466977,2031,466
=+
−=X
0.42060.3231
10.32310.32312.11711
0.32314.541exp1 5.0 =⎥⎦
⎤⎢⎣
⎡⎟⎠⎞
⎜⎝⎛ −⎟⎠⎞
⎜⎝⎛
⋅+⋅+
−=Y
tahap20 711.190.420610.420611
1
1
==−+
=
−+
=
+−
=
N
YYN
N
NNN
Y
m
m
Maka, jumlah tahap teoritis = 20 tahap = 19 tray teoritis + 1 reboiler
Efisiensi tray 85%, maka jumlah tray = 353.2285.0
19= ≈ 23 trays = 24 tahap
Penentuan Umpan Masuk dengan persamaan:
⎥⎥⎦
⎤
⎢⎢⎣
⎡⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛=
2
HD
LW
LF
HF
XX
DW
XX
log206.0NsNelog (Geankoplis, 1997)
⎥⎥⎦
⎤
⎢⎢⎣
⎡⎟⎠⎞
⎜⎝⎛
⎟⎠⎞
⎜⎝⎛=
2
0.0960.002
036,118738,1349
0.0340.965log206.0log
NsNe
-0.1762log =NsNe
0.931=NsNe
Ne = 0.728 Ns
N = Ne + Ns
24 = 0.728 Ns + Ns
Ns = 13
Ne = 24 – 13 = 11
Jadi, umpan masuk pada piring ke – 11 dari atas.
Disain kolom Destilasi
Direncanakan : Jarak tray (t) = 0.4 m (Treybal, 1984)
Hole diameter (do) = 6 mm (Treybal, 1984)
Space between hole center (p’)= 12 mm (Treybal, 1984)
Weir height (hw) = 5 cm (Treybal, 1984)
Pitch = triangular ¾ in (Treybal, 1984)
Data :
Suhu dan tekanan pada destilasi adalah 365.610 K dan 1 atm
Tabel Komposisi bahan pada alur Vd
Komponen alur Vd(kmol/jam) %mol Mr %mol x Mr EtOH 79,859 0.904 46.070 41.647 H2O 8,481 0.096 18.016 1.729
Avg.mol wieght 88,34 43.376 Laju alir gas (G`) = 88,34 kmol/jam = 0.0245 kmol/s
ρv= 610.365
2734.22
376.43× = 1.446 kg/m3
Laju alir volumetrik gas (Q) =273
610.3654.220245.0 ×× = 0.7349 m3/s
Tabel Komposisi bahan pada alur Lb
bahan F (kg/jam) N (kmol/jam) Ρ (kg/m3) V (m3) %vol ρ (kg/m3) EtOH 18,123 0,3934 511.79 0,0354 0.0102 5,2215 H2O 5064,283 281,0992 1614.23 3,1373 0.9039 1459,111 Glukosa 98,557 0.5475 330.63 0,2981 0.0859 28,3960 Total 5180,964 282,0401 3,4708 1 1492,7286
Laju alir massa cairan (L`) = 5180,964 kg/jam = 1.4391 kg/s
Laju alir volumetrik cairan (q) = 7286,1492
1.4391 = 0.00096 m3/s
Surface tension (σ) = 0.04 N/m (Lyman, 1982) 2
o
a
o
p'd
907.0AA
⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛=
2
a
o
0.01200.006907.0
AA
⎟⎠⎞
⎜⎝⎛= = 0.2268
2/12/1
V
L
1.4461492.7286
0.73490.00096
ρρ
Q'q
⎟⎠⎞
⎜⎝⎛=⎟⎟
⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛= 0.04 ≈ 0.1
dikarenakan nilainya kurang dari 0.1, maka digunakan 0.1 (Treybal,1984).
α = 0.0744t + 0.01173 = 0.0744(0.4) + 0.01173 = 0.04149
β = 0.0304t + 0.05 = 0.0304(0.4) + 0.05 = 0.02716
CF = 2,0
VL 0.02σβ
)ρ/(q/Q)(ρ1logα ⎟
⎠⎞
⎜⎝⎛⎥⎦
⎤⎢⎣
⎡+⋅
= 2,0
0.020.040.02716
1.3421log 0.04149 ⎟
⎠⎞
⎜⎝⎛⎥⎦⎤
⎢⎣⎡ +
= 0.02511
VF =
5,0
V
VLF ρ
ρρC ⎟⎟
⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛ −
= 5,0
1.4461.4461492.72860.02511 ⎟
⎠⎞
⎜⎝⎛ −
= 0,8064 m/s
Asumsi 80 % kecepatan luapan (Treybal, 1984)
V = 0.8 × 0,8064 = 0,6451 m/s
An = 0,64510.7349
= 1,1392 m2
Untuk W = 0,7T dari tabel 6.1 Treybal, diketahui bahwa luas daerah semburan bawah sebesar
8,8%.
At = 1,2491088,01
1,1392=
− m2
Column Diameter (T) = [4(1,2491)/π]0.5 = 1,2614 m = 49,6613 in
Weir length (W) = 0.7(1,2614) = 0.883 m
Downsput area (Ad) = 0.088(1,2491) = 0.1099 m2
Active area (Aa) = At – 2Ad = 1,2491 – 2(0.1099) = 1,0293 m2
Tinggi puncak (h1)
Misalkan h1 = 0.025 m
h1/T = 0.025/1,2614 = 0.0198 2
1
5,0222eff
WT
Th21
WT
WT
WW
⎪⎭
⎪⎬⎫
⎪⎩
⎪⎨⎧
⎟⎠⎞
⎜⎝⎛⎟⎠⎞
⎜⎝⎛+
⎥⎥⎦
⎤
⎢⎢⎣
⎡−⎟
⎠⎞
⎜⎝⎛−⎟
⎠⎞
⎜⎝⎛=⎟
⎠⎞
⎜⎝⎛
(Treybal,1984)
25,0222eff
0.8831,2614
1,26140.02521
0.8830.2614
0.8831,2614
WW
⎪⎭
⎪⎬⎫
⎪⎩
⎪⎨⎧
⎟⎠⎞
⎜⎝⎛⎟⎠
⎞⎜⎝
⎛+
⎥⎥⎦
⎤
⎢⎢⎣
⎡−⎟
⎠⎞
⎜⎝⎛−⎟
⎠⎞
⎜⎝⎛=⎟
⎠⎞
⎜⎝⎛
( ) ( )( ){ }22
eff 1.42850.019820201,12,0407W
W+−=⎟
⎠⎞
⎜⎝⎛
0.8815W
Weff =⎟⎠⎞
⎜⎝⎛
3/2eff
3/2
1 WW
Wq666.0h ⎟
⎠
⎞⎜⎝
⎛⎟⎠⎞
⎜⎝⎛=
( ) 3/23/2
1 0.93880.883
0.00096666.0h ⎟⎠⎞
⎜⎝⎛=
m 0.0067h1 =
perhitungan diulangi dengan memakai nilai h1 = 0.0067 m hingga nilai h1 konstan pada nilai
0.0069 m.
Perhitungan Pressure Drop
Dry pressure drop
Ao = 0.2268 × 1,0293 = 0.2334 m2
uo = 1487,30.23340.7349
AQ
o
==
Co = 25.0
o
ld
09.1 ⎟⎠
⎞⎜⎝
⎛
untuk ho = 6 mm, l/do = 0.32 (Tabel 6.2, Treybal, 1984)
Co = 1.449232.0109.1
25.0
=⎟⎠⎞
⎜⎝⎛
⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛=
L
v2
o
2o
d ρρ
Cu
0.51h
⎟⎠
⎞⎜⎝
⎛⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛=
1492,72861.446
1.44923,14870.51h 2
2
d
m 00023.0mm2332,0h d ==
Hydraulic head
1,02930.7349
AQV
aa == = 0,7140 m/s
2
0.8831,26142 W Tz +
=+
= = 1,0722 m
⎟⎠⎞
⎜⎝⎛+−+=
zq225.1ρVh 238.0h 725.00061.0h 5,0
VawwL
⎟⎠
⎞⎜⎝
⎛+−+=
1,07220.00096225.1)140)(1.446(0.05)(0,7 238,0(0.05) 725.00061.0h 5,0
L
m 0.0332h L = Residual pressure drop
gdρ
g σ 6h
oL
cR =
8)(0.006)(9. 1492,7286
(1) (0.04) 6h R = = 0.0027 m
Total gas pressure drop
hG = hd + hL + hR
hG = 00023.0 + 0.0332 + 0.0027
hG = 0.03613 m
Pressure loss at liquid entrance
Ada = 0.025 W = 0.022 m2 2
da2 A
qg23h ⎟⎟
⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛=
2
2 0.0220.00096
g23h ⎟
⎠⎞
⎜⎝⎛= = 0.00029 m
Backup daerah semburan bawah
h3 = hG + h2
h3 = 0.03613 + 0.00029
h3 = 0.03642 m
Pengecekan luapan
hw + h1 + h3 = 0.05 + 0.0069 + 0.03642
hw + h1 + h3 = 0.09332 m
t/2 = 0.4/2 = 0.2 m
karena nilai hw + h1 + h3 lebih kecil dari t/2, maka spesifikasi ini dapat diterima, artinya dengan
rancangan plate seperti ini diharapkan tidak terjadi luapan.
Spesifikasi kolom destilasi
Tinggi kolom = 24 × 0.4 m = 9.6 m
Tinggi tutup = ( )2614,141
= 0.3153 m
Tinggi total = 9.6 + 2(0.3153) = 10,2306 m
Tebal tray = oo
ddl×
= 6167.0 × = 1,002 mm
Tekanan operasi = 1 atm = 14.694 psi
Faktor kelonggaran = 20 %
Maka, Pdesign = (1.2) (14.694) = 17,6352 psi
Joint efficiency = 0.85 (Brownell,1959)
Allowable stress = 12650 psia (Brownell,1959)
Tebal shell tangki:
1,2P-2SEPDt =
2)1.2(17,635-.85)2(12650)(049,6613)(17,6352)(t = = 0.0407 in
Faktor korosi = 0.125 in
Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0.0407 in + 0.125 in = 0.1657 in
Tebal shell standar yang digunakan = 3/16 in (Brownell,1959)
LC.13 Kondensor (K-101) Jenis : shell and tube exchanger
Deskripsi :
Tabel Deskripsi Kondensor
DESCRIPTION Unit SHELL SIDE TUBE SIDE Hot Fluid Cold Fluid 1 Fluid Type Camp. etanol Cold water In Out In Out
Temperature (T) °C 92.61 81.14 25 50 2 °F 199 178 77 122 3 Total Flow (W) kg/h 3831.230 9528,40 lb/h 8428.706 20962,48
kJ/h 99571,679 4
Total Heat Transfer (Q) Btu/h 94375,371
5 Pass 1 4 Length (L) Ft - 12 6
In - 144 7 OD Tubes In - 0.75 8 BWG - 16
9 Pitch (Square) In - 1
Mencari Δt
( )12
12
t/tlnttLMTDΔΔΔ−Δ
= (Kern, 1965)
untuk aliran counter: 122
211
tTt
tTt
−=Δ
−=Δ
Keterangan :
T1 & T2 = Suhu masuk dan keluar fluida panas, 0F
t1 & t2 = Suhu masuk dan keluar fluida dingin, 0F
F88.32
)77178()122199(ln
)77178()122(199LMTD o=
⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛−−
−−−=
Koreksi LMTD (CMTD)
CMTD (Δt) = LMTD × Ft
12
21
ttTT
R−−
= = 0.4677122
178199=
−−
11
12
tTtt
S−−
= = 0.3717819977122
=−−
Dari Fig. 18, Kern, 1988 didapat Ft = 0.97
CMTD (Δt) = 88.32 × 0.97 = 85.67 0F
Caloric Temperature (Tc dan tc)
188.52
1781992
TTT 21c =
+=
+= 0F
5.99212277
2tt
t 21c =
+=
+= 0F
Menghitung jumlah tubes yang digunakan
Dari Tabel 8. Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas light organic dan fluida
dingin air, diperoleh UD =75 – 150, faktor pengotor (Rd) = 0,003
Diambil UD =90 Btu/jam⋅ft2⋅°F
a. Luas permukaan untuk perpindahan panas,
2
D
ft2402,1285.6790
94375,371ΔtU
QA =×
=×
=
Luas permukaan luar (a″) = 0.1963 ft2/ft (Tabel 10. Kern, 1965)
Jumlah tube, 20,5/ftft 0.1963ft 12
ft12,2402aL
AN 2
2
"t =×
=×
= buah
Nilai terdekat adalah 20 buah dengan ID shell = 8 in (Tabel 9. Kern, 1965)
b. Koreksi UD (Koefisien menyeluruh kotor)
tA
QU D Δ⋅=
A = 0.1963 × 12 × 20 = 47,112 ft2
383,2385,67 47,112
94375,371=
⋅=DU Btu/ h ft2 0F
Penentuan RD design:
1. Flow Area (a)
a. shell side
Pt144B'CIDa s ×
××= (Kern, 1965)
Keterangan:
C’ = 1 – 0.75 = 0.25 in
B = 2.67 in
0.0371144
67.225.08a s =×××
= ft2
b. tube side
n144'aNt
a tt ×
×=
a ’t = 0.302 (Tabel 10, Kern, 1965)
0.01044144
0.30220=
××
=ta ft2
2. Mass Velocity (G)
a. shell side
saWGs = (Kern, 1965)
227802,8650.037
8428,706==Gs lb/h ft2
G” = 32tNL
W⋅
(Kern, 1965)
G” = h232 lb/ft786,70
20168428,706
=⋅
b. tube side
taWGt = (Kern, 1965)
077,20156230.0104
20962,48==Gt lb/h ft2
V = ρ3600
Gt
V = fps690.864,4283600
077,2015623=
⋅
3. Koefisien Perpindahan Panas
a. shell side
asumsi awal ho = 200 Btu/hr ft2 F
b. tube side
untuk V = 8,690 fps (99.5 0F), hi = 1700 Btu/hr ft2 F (Fig 25, Kern, 1965)
ODIDhh iio ×=
9,140575.0
0.621700 =×=ioh Btu/hr ft2 F
Temperatur dinding (Tw)
Tw = ( )ccc tThohio
hot −+
+
Tw = ( ) 110,5365.99188.52009,4051
2005.99 =−+
+ oF
Temperatur film (tf)
154,7682
110,5361992
1 =+
=+
= wf
TTt 0F
untuk tf didapat data sebagai berikut:
μf = 1.2 lb/ft h
kf = 0.1 Btu/ ft h ºF
sf = 0.5 kg/L
dari nilai G” = 70,786 lb/h ft2 dan data-data pada tf didapat,
ho sebenarnya = 180 Btu/ft2 h (fig 12.9, Kern, 1965)
4. Koefisien perpindahan panas menyeluruh bersih (Uc)
oio
oio
hhhh
Uc+×
=
159,5691809,4051180 1405,9
=+×
=Uc Btu/ h ft2 0F
5. Faktor Pengotor (RD)
DC
DCD UU
UUR
⋅−
=
0.036383,23159,569383,23159,569
=⋅−
=DR
RD hitung ≥RD ketentuan, maka spesifikasi dapat diterima.
6. Bilangan Reynold (NRe)
a. shell side
fs
GsDeReμ×
=
( ) in0.0875.012
4/75.014De22
=⋅π⋅⋅π×
=
15168,85761.2
227802,86508.0Re =×
=s
b. tube side
μ×
=GtDRe t
D = ID tube = 0.62 in (Tabel 10. Kern, 1965)
744,637151,645
077,201562312/62,0Re =×
=t
Perhitungan Pressure Drop :
a. Shell side
se10
2s
s sD1022.5)1N(DGf
21P
φ⋅⋅⋅⋅+⋅⋅⋅
⋅=Δ (Kern, 1965)
untuk Re = 15168,8576 , f = 0.002 ft2/in2 (Fig.29, Kern, 1965)
(N+1) = L/B (Kern, 1965)
= 144 /2.67 = 53,93
ΔPs yang diperbolehkan adalah ≤ 10 psi, maka ΔPs dapat diterima.
b. Tube side
t10
2t
t sID1022.5NLGf
Pφ⋅⋅⋅⋅
⋅⋅⋅=Δ (Kern, 1965)
untuk Re = 63715,744 , f = 0.0001 ft2/in2 (Fig.26, Kern, 1965)
231,7110,62/121022,5
412077,20156230.000110
2
=⋅⋅⋅⋅⋅⋅⋅
=Δ tP psi
'
2
r g2V
sn4P ⋅=Δ
untuk Gt = 077,2015623 , '
2
g2V = 0,3 (Fig.27, Kern, 1965)
4,20,31
44=⋅
⋅=Δ rP psi
rtT PPP Δ+Δ=Δ
psiPT 631,9=Δ
ΔPT yang diperbolehkan adalah ≤ 10 psi, maka ΔPT dapat diterima.
LC.14 Tangki Penampung Distilat (T-103) Jenis sambungan : Double welded butt joints
Tabel Komposisi Distilat
Komp. F ρ V %V ρ campEtOH 3677.94 0.789 4661.5209 0.9681 0.7638 H2O 153.29 0.998 153.5972 0.0319 0.0318 Total 3831.23 4815.1181 1 0.7956
psi4467,011.208.01022.5
93,538227802,865002.05.0 10
2
=⋅⋅⋅⋅⋅⋅⋅
×=Δ sP
Kondisi operasi :
Temperatur = 81.14 °C
Tekanan = 1 atm
Laju alir massa = 3831,23 kg/jam
Kebutuhan perancangan= 5 menit
Faktor kelonggaran = 15 %
Densitas campuran = 0.795 kg/L = 49,6301 lb/ft3
Perhitungan:
a. Volume tangki
Volume larutan, Vl = 3kg/m 795
mnt 60jam 1mnt x 5 x kg/jam 3831,23
= 0.401m3
Volume tangki, Vt = (1 + 0.15) × 0.401 m3 = 0.461 m3
Fraksi volum = 0.401 / 0.461 = 0.8698
Untuk Fraksi volum 0.8698 maka H/D = 0.815 (Tabel 10.64, Perry, 1999)
Volume tangki, Vt = ⎟⎠⎞
⎜⎝⎛ αα−
α cossin30.57
LR 2 (Perry, 1999)
Dimana cos α = 1-2H/D
cos α = 1-2(0.815)
cos α = -0.63
α = 129,05 derajat
Asumsi panjang tangki (Lt) = 2 m
Maka, volume tangki, Vt = ⎟⎠⎞
⎜⎝⎛ αα−
α cossin30.57
LR 2
0.461 = ⎟⎠⎞
⎜⎝⎛ − 05.129cos05,129sin
30.5705,1292 2R
R (radius) = 0.588 m
D (diameter) = 1.176 m = 46,2991 in
Hs (tinggi cairan) = 0,956 m = 3,1364 ft
b. Spesifikasi Tangki
Tebal shell, Cc1,2P2SE
PDt +−
= (Peters, 2003)
P = Poperasi + Ph
Ph = 6301,49144
1-3,1364× = 0.7363 psi
P = (14.694 + 0.7363) × 1.15 = 17.747 psi
(faktor kelonggaran 15%)
Joint efficiency (E) = 0.85 (Peters, 2003)
Allowable stress (S) = 18750 psi (Brownell,1959)
Allowable corrosion (Cc) = 0.125 in/10 thn (Peters, 2003)
Maka, tebal shell:
in
t
0.151
125.0psi) 1,2(17.747psi)(0,85) 2(18750
in) (49,2991 psi) (17.747
=
+−
=
Tebal shell standar yang digunakan = 3/16 in (Brownell,1959)
Tebal head,
Diameter tutup = diameter tangki = 1.176 m
Ratio axis = L:D = 1: 4
Lh = 176.141Hh
×⎟⎠⎞
⎜⎝⎛=×⎟
⎠⎞
⎜⎝⎛ D
D= 0.294 m
Lt (panjang tangki) = Ls + Lh Ls (panjang shell) = 2 m – 2(0.294 m) = 1.412 m
Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell sehingga tebal
tutup 1/4 in.
LC.15 Pompa Refluks Destilasi (P-105)
Jenis : centrifugal pump
Kondisi operasi
Temperatur = 81,14 0C
Densitas larutan (ρ) = 0,7956 kg/L = 49,6301 lbm/ft3
Viskositas larutan (μ) = 0,420 cp = 0,00028 lbm/ft⋅s
Laju alir massa (F) = 3713,19 kg/jam = 2,0629 lbm/s
psi,144
)1H(Ph s ρ−
=
Laju alir volumetrik, Q = ρF = 3lbm/ft 49,6301
lbm/s 2,0629 = 0,0415 ft3/s
0,130,45fopti, ρ3,9QD =
0,1330,453 )lbm/ft (49,6301/s)ft 3,9(0,0415= = 1,5475 in = 0,1289 ft
Ukuran spesifikasi pipa :(Appendix A-5 Geankoplis)
Ukuran pipa nominal = 1,5 in
Schedule pipa = 40
Diameter dalam (ID) = 1,61 in = 0,13417 ft
Diameter luar (OD) = 1,9 in = 0,15833 ft
Luas penampang dalam (At) = 0,01414ft2
Kecepatan linier, ==tA
Q v 2
3
ft 0,0141/sft 0,0415 = 2,9349 ft/s
Bilangan Reynold,
( )( )( ) 69812,4602lbm/ft 0,00028
ft 0,1342ft/s 2,9349/ft49,6301lbmμ
DvρN3
Re =⋅
==
Karena NRe > 2100, maka aliran turbulen.
Untuk pipa sainless steel diperoleh 0,25Nre
0,079 f = = 0,00486 (esposito, 1994)
Instalasi pipa:
Pipa lurus 16 ft ; ft) )(0,1342.slbm.ft/lbf (32,174ft) (162ft/s) )(2,9349 2(0,00486 F 2= = 0,3100 ft.lbf/lbm
1 gate valve, )2.slbm.ft/lbf (32,174 2
ft/s) (2,9349(1)(0,19) F2
= = 0,0087 ft.lbf/lbm
1 Tee, )2.slbm.ft/lbf (32,174 2
ft/s) (2,9349(1,8) F 2
= = 0,0821 ft.lbf/lbm
1 kontraksi, )2.slbm.ft/lbf (32,174 2(1)
ft/s) (2,9349(0,55) F2
= = 0,0251 ft.lbf/lbm
1 ekspansi, )2.slbm.ft/lbf (32,174 2(1)
ft/s) (2,9349(1)(1) F2
= = 0,0456 ft.lbf/lbm
Total Friksi : Σ F = 0,4715 ft.lbf/lbm
Kerja pompa : ( ) F ΣPv Δcg α 2
2v Δ cg
g ΔZ W ++⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛+= (peters, 2004)
Tinggi pemompaan, Δz = 13,5 ft
Static head, mfc
/lblbft13,5ggΔz ⋅=
Velocity head, 0g2
Δv
c
2
= ; Pressure head, ρPΔ = 0
Maka : W = 13,9715 ft.lbf/lbm
Daya pompa :
( )( )( ) 28,7764/ft49,6301lbm/sft 0,0415ft.lbf/lbm 13,9715ρ QWP 33 ===
efisiensi pompa 80 % : Hp 0,06548,0550 28,7764 P ==
x
Digunakan pompa dengan daya standar 0,1 Hp.
Daya motor : 0,11765Hp 85,0
0,1Hp == : digunakan motor 0,12 Hp
LC.16 Pompa I Destilasi (P-106)
Jenis : centrifugal pump
Kondisi operasi
Temperatur = 81,14 0C
Densitas larutan (ρ) = 0,795 kg/L = 49,6301 lbm/ft3
Viskositas larutan (μ) = 0,420 cp = 0,00028 lbm/ft⋅s
Laju alir massa (F) = 118,036 kg/jam = 0,0656 lbm/s
Laju alir volumetrik, Q = ρF = 3lbm/ft 49,6301
lbm/s 0,0656 = 0,0013 ft3/s
0,130,45fopti, ρ3,9QD =
0,1330,453 )lbm/ft (49,6301/s)ft 3,9(0,0013= = 0,3257 in = 0,0271 ft
Ukuran spesifikasi pipa : (Appendix A-5 Geankoplis)
Ukuran pipa nominal = 1,25 in
Schedule pipa = 40
Diameter dalam (ID) = 1,38 in = 0,115 ft
Diameter luar (OD) = 1,66 in = 0,1383 ft
Luas penampang dalam (At) = 0,01040 ft2
Kecepatan linier, ==tA
Q v 2
3
ft 0,01040/sft 0,0013 = 0,125 ft/s
Bilangan Reynold,
( )( )( ) 7143,2545lbm/ft 0,00028
ft 0,1149ft/s 0,125/ft49,6301lbmμ
DvρN3
Re =⋅
==
Karena NRe > 2100, maka aliran turbulen.
Untuk pipa sainlessl steel diperoleh 0,25Nre
0,079 f = = 0,0111 (esposito, 1994)
Instalasi pipa:
Pipa lurus 20 ft ; ft) )(0,1149.slbm.ft/lbf (32,174
ft) (202ft/s) )(0,125 2(0,0111 F 2= = 0,0018 ft.lbf/lbm
3 elbow 900, )2.slbm.ft/lbf (32,174 2
ft/s) (0,125(3)(0,75) F2
= = 0,0044 ft.lbf/lbm
1 gate valve, )2.slbm.ft/lbf (32,174 2
ft/s) (0,125(1)(0,19) F2
= = 0,00037 ft.lbf/lbm
1 kontraksi, )2.slbm.ft/lbf (32,174 2(1)
ft/s) (0,125(0,55) F2
= = 0,0011 ft.lbf/lbm
1 ekspansi, )2.slbm.ft/lbf (32,174 2(1)
ft/s) (0,125(1)(1) F2
= = 0,002 ft.lbf/lbm
Total Friksi : Σ F = 0,00967 ft.lbf/lbm
Kerja pompa : ( ) F ΣPv Δcg α 2
2v Δ cg
g ΔZ W ++⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛+= (peters, 2004)
Tinggi pemompaan, Δz = 13 ft
Static head, mfc
/lblbft13ggΔz ⋅=
Velocity head, 0g2
Δv
c
2
= ; Pressure head, ρPΔ = 0
Maka : W = 13,00967 ft.lbf/lbm
Daya pompa :
( )( )( ) 8394,0/ft49,6301lbm/sft 0,0013ft.lbf/lbm 13,00967ρ QWP 33 ===
efisiensi pompa 80 % : 0,002Hp8,0550 0,8394 P ==
x
Digunakan pompa dengan daya standar 0,05 Hp.
Daya motor : 0,058Hp 85,0
0,05Hp == : digunakan motor 0,06 Hp
LC.17 Pompa II Destilasi (P-107)
Jenis : centrifugal pump
Kondisi operasi
Temperatur = 92,61 0C
Densitas larutan (ρ) = 1,102 kg/L = 68,7954 lbm/ft3
Viskositas larutan (μ) = 0,171 cp = 0,00011 lbm/ft⋅s
Laju alir massa (F) = 1349,738 kg/jam = 0,7498 lbm/s
Laju alir volumetrik, Q = ρF = 3lbm/ft 68,7954
lbm/s 0,7498 = 0,0109 ft3/s
0,130,45fopti, ρ3,9QD =
0,1330,453 )lbm/ft (68,7954/s)ft 3,9(0,0109= = 0,8847 in = 0,0737 ft
Ukuran spesifikasi pipa : (Appendix A-5 Geankoplis)
Ukuran pipa nominal = 0,5 in
Schedule pipa = 40
Diameter dalam (ID) = 0,622 in = 0,0518 ft
Diameter luar (OD) = 0,84 in = 0,0699 ft
Luas penampang dalam (At) = 0,304 in = 0,00211 ft2
Kecepatan linier, ==tA
Q v 2
3
ft 0,00211/sft 0,0109 = 5,1659 ft/s
Bilangan Reynold,
( )( )( ) 3636,167356lbm/ft 0,00012
ft 0,0518ft/s 5,1659lbm/ft 68,7954μ
DvρN3
Re =⋅
==
Karena NRe > 2100, maka aliran turbulen.
Untuk pipa sainlessl steel diperoleh 0,25Nre
0,079 f = = 0,0039 (esposito, 1994)
Instalasi pipa:
Pipa lurus 15 ft ; ft) )(0,0518.slbm.ft/lbf (32,174
ft) (152ft/s) 5,16592(0,0039)( F 2= = 1,8719 ft.lbf/lbm
1 elbow 900, )2.slbm.ft/lbf (32,174 2
ft/s) (5,1659(1)(0,75) F2
= = 0,0602 ft.lbf/lbm
1 gate valve, )2.slbm.ft/lbf (32,174 2
ft/s) (5,1659(1)(0,19) F2
= = 0,0152 ft.lbf/lbm
1 kontraksi, )2.slbm.ft/lbf (32,174 2(1)
ft/s) (5,1659(0,55) F2
= = 0,0441 ft.lbf/lbm
1 ekspansi, )2.slbm.ft/lbf (32,174 2(1)
ft/s) (5,1659(1)(1) F2
= = 0,0802 ft.lbf/lbm
Total Friksi : Σ F = 2,0716 ft.lbf/lbm
Kerja pompa : ( ) F ΣPv Δcg α 2
2v Δ cg
g ΔZ W ++⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛+= (peters, 2004)
Tinggi pemompaan, Δz = 5 ft
Static head, mfc
/lblbft5ggΔz ⋅=
Velocity head, 0g2
Δv
c
2
= ; Pressure head, ρPΔ = 0
Maka : W = 7,0716 ft.lbf/lbm
Daya pompa :
( )( )( ) 3027,5/ft68,7954lbm/sft 0,0109ft.lbf/lbm 7,0716ρ QWP 33 ===
efisiensi pompa 80 % : 0,0120Hp8,0550 5,3027 P ==
x
Digunakan pompa dengan daya standar 0,05 Hp.
Daya motor : 0,05882Hp 85,0
0,05Hp == : digunakan motor 0,06 Hp
LC.18 Reboiler (RB-101)
Jenis : shell and tube exchanger
Deskripsi :
Tabel LC.. Deskripsi Reboiler
DESCRIPTION Unit SHELL SIDE TUBE SIDE Cold Fluid Hot Fluid 1 Fluid Type Camp. etanol steam In Out In Out
Temperature (T) °C 92.61 97.23 200 200 2 °F 198.698 207 392 392 3 Total Flow (W) kg/h 5180.964 8813,20 lb/h 11398.121 19389,04
kJ/h 21646,987 4
Total Heat Transfer (Q) Btu/h 20517,304
5 Pass 1 2 Length (L) ft - 12 6
in - 144
7 OD Tubes in - 1 8 BWG - 10 9 Pitch (Square) in - 1.25
Mencari Δt
( )12
12
t/tlnttLMTDΔΔΔ−Δ
= (Kern, 1965)
FLMTD o190
)198.698392()207392(ln
)198.698392()207(392=
⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛−−
−−−=
Koreksi LMTD (CMTD)
CMTD (Δt) = LMTD × Ft
12
21
ttTT
R−−
= = 0198.698207
392392=
−−
11
12
tTtt
S−−
= = 0.04198.698392198.698207
=−−
R = 0, maka Ft = 1
CMTD (Δt) = 190 × 1 = 190 0F
Caloric Temperature (Tc dan tc)
3922
3923922
TTT 21
c =+
=+
= 0F
202.852198.698207
2ttt 21
c =+
=+
= 0F
Menghitung jumlah tubes yang digunakan
Dari Tabel 8. Kern, 1965, reboiler untuk fluida dingin light organic dan fluida
panas steam, diperoleh UD =100 – 200, faktor pengotor (Rd) = 0,003
Diambil UD = 100 Btu/jam⋅ft2⋅°F
a. Luas permukaan untuk perpindahan panas,
2
D
ft0798,1190100
20517,304ΔtU
QA =×
=×
=
Luas permukaan luar (a″) = 0.2618 ft2/ft (Tabel 10. Kern, 1965)
Jumlah tube, 344,0/ftft 0.2618ft 12
ft 1,0798aL
AN 2
2
"t =×
=×
= buah
Nilai terdekat adalah 16 buah dengan ID shell = 8 in (Tabel 9. Kern, 1965)
b. Koreksi UD (Koefisien menyeluruh kotor)
tA
QU D Δ⋅=
dimana, NtL''aA ××=
A = 0.2618 × 12 × 2 = 6,2832 ft2
186,171906,2832
20517,304=
⋅=DU Btu/ h ft2 0F
Penentuan RD design:
1. Flow Area (a)
a. shell side
Pt144B'CIDa s ×
××= (Kern, 1965)
Keterangan:
C’ = 1.25 – 1 = 0.25 in
B = 4 in
0.05551144
425.08=
×××
=sa ft2
b. tube side
n144'aNt
a tt ×
×=
a’t = 0.421 (Tabel 10, Kern, 1965)
0.02342144
0.42116=
××
=ta ft2
2. Mass Velocity (G)
a. shell side
saWGs = (Kern, 1965)
205371,5490.0555
11398,121==Gs lb/h ft2
b. tube side
taWGt = (Kern, 1965)
45,8285910.0234
19389,04==Gt lb/h ft2
3. Koefisien Perpindahan Panas
a. shell side
asumsi awal ho = 300 Btu/hr ft2 F
b. tube side
untuk steam, hio = 1500 Btu/ ft2 F
Temperatur dinding (Tw)
Tw = ( )ccc tThohio
hot −+
+
Tw = ( ) 234.38202.853923001500
300202.85 =−+
+ oF
(Δt)w = Tw – tc
= 234.38 – 202.85 = 31,53 oF
dari fig. 15.11, Kern, 1965, nilai ho > 300, maka
ho = 300 Btu/hr ft2 F
4. Koefisien perpindahan panas menyeluruh bersih (Uc)
oio
oio
hhhh
Uc+×
=
25030015003001500
Uc =+×
= Btu/ h ft2 0F
5. Faktor Pengotor (RD)
DC
DCD UU
UUR
⋅−
=
0.0542186,17250186,17250
=⋅−
=DR
RD hitung ≥RD ketentuan, maka spesifikasi dapat diterima.
6. Pengecekan nilai flux
20000AQ<
19001,0221,0798
20517,304=
nilai flux < 20000, maka perhitungan memenuhi.
Perhitungan Pressure Drop :
a. Shell side
ΔPs diabaikan
b. Tube side
μ×
=GtDRe t
D = ID tube = 0.732 in (Tabel 10. Kern, 1965)
3,12327820.041
45,828591(0.732/12)Re =×
=t
untuk Re = 3,1232782 , f = 0.00008 ft2/in2 (Fig.26, Kern, 1965)
t10
2t
t sID1022.5NLGf
Pφ⋅⋅⋅⋅
⋅⋅⋅=Δ (Kern, 1965)
483,010.8570.732/121022.5
21245,8285910.0000810
2
=⋅⋅⋅⋅
⋅⋅⋅=Δ tP psi
'
2
r g2V
sn4P ⋅=Δ
untuk Gt = 45,828591 , '
2
g2V = 0.001 (Fig.27, Kern, 1965)
0.0090.001857.0
24=⋅
⋅=Δ rP psi
rtT PPP Δ+Δ=Δ
psiPT 492,00,009483,0 =+=Δ
ΔPT yang diperbolehkan adalah ≤ 10 psi, maka ΔPs dapat diterima.
LC.19 Pompa Reboiler (P-108)
Jenis : centrifugal pump
Kondisi operasi
Temperatur = 92,61 0C
Densitas larutan (ρ) = 1,102 kg/L = 68,7954 lbm/ft3
Viskositas larutan (μ) = 0,171 cp = 0,00011 lbm/ft⋅s
Laju alir massa (F) = 5180,964 kg/jam = 2,8783 lbm/s
Laju alir volumetrik, Q = ρF = 3lbm/ft 68,7954
lbm/s 2,8783 = 0,0418 ft3/s
0,130,45fopti, ρ3,9QD =
0,1330,453 )lbm/ft (68,7954/s)ft 3,9(0,0418= = 1,6198 in = 0,1349 ft
Ukuran spesifikasi pipa : (Brownell, 1959)
Ukuran pipa nominal = 0,5 in
Schedule pipa = 40
Diameter dalam (ID) = 0,622 in = 0,0518 ft
Diameter luar (OD) = 0,84 in = 0,0699 ft
Luas penampang dalam (At) = 0,304 in = 0,00211 ft2
Kecepatan linier, ==tA
Q v 2
3
ft 0,00211/sft 0,0418 = 19,8104 ft/s
Bilangan Reynold,
( )( )( ) 232,641785lbm/ft 0,00011
ft 0,0518ft/s 19,8104lbm/ft 68,7954μ
DvρN3
Re =⋅
==
Karena NRe > 2100, maka aliran turbulen.
Untuk pipa sainlessl steel diperoleh 0,25Nre
0,079 f = = 0,0028 (esposito, 1994)
Instalasi pipa:
Pipa lurus 15 ft ; ft) )(0,0518.slbm.ft/lbf (32,174ft) (152ft/s) 19,81042(0,0028)( F 2= = 365,6377 ft.lbf/lbm
1 elbow 900, )2.slbm.ft/lbf (32,174 2
ft/s) (19,8104(1)(0,75) F2
= = 0,2307 ft.lbf/lbm
1 gate valve, )2.slbm.ft/lbf (32,174 2
ft/s) (19,8104(1)(0,19) F2
= = 0,0584 ft.lbf/lbm
1 kontraksi, )2.slbm.ft/lbf (32,174 2(1)
ft/s) (19,8104(0,55) F2
= = 0,1692 ft.lbf/lbm
1 ekspansi, )2.slbm.ft/lbf (32,174 2(1)
ft/s) (19,8104(1)(1) F2
= = 0,3076 ft.lbf/lbm
Total Friksi : Σ F = 366,4036 ft.lbf/lbm
Kerja pompa : ( ) F ΣPv Δcg α 2
2v Δ cg
g ΔZ W ++⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛+= (peters, 2004)
Tinggi pemompaan, Δz = 5 ft
Static head, mfc
/lblbft5ggΔz ⋅=
Velocity head, 0g2
Δv
c
2
= ; Pressure head, ρPΔ = 0
Maka : W = 371,4036 ft.lbf/lbm
Daya pompa :
( )( )( ) 026,1068/ft68,7954lbm/sft 0,0418ft.lbf/lbm 371,4036ρ QWP 33 ===
efisiensi pompa 80 % : Hp2743,28,0550
1068,026 P ==x
Digunakan pompa dengan daya standar 2,5 Hp.
Daya motor : 2,9412Hp 85,0
2,5Hp == : digunakan motor 3 Hp
LC.20 Bak Penampung cake Filter Press I (B-101)
Bentuk : persegi panjang
Kondisi Operasi :
Tekanan : 1 atm
Suhu : 25 0C
Laju alir massa : 90,197 kg/jam
ρ bahan : 1333.33 kg/L
Faktor Kelonggaran : 20 %
Perhitungan :
a. Volume Bak
Volume fltrat, Vl = 3/33,13331/90,197
mkgjamjamkg × = 0,0676 m3
Volume cake 1 hari proses = 24 × 0,0676 = 1,6224 m3
Volume bak, Vb = (1 + 0,2) × 1,6224 m3 = 1,9469 m3
b. Ukuran Bak Penampung
Direncanakan, p : l : t = 1 : 1 : 2/3
Vb = p × l × t
= 2/3 × x3
x = 9469,123
3 ×
x = 1,4039 m
maka,
panjang = 1,4039 m
lebar = 1,4039 m
tinggi = 0,9359 m
LC.21 Bak Penampung cake Filter Press II (B-102)
Bentuk : persegi panjang
Kondisi Operasi :
Tekanan : 1 atm
Suhu : 25 0C
Laju alir massa : 247,336 kg/jam
ρ bahan : 1204,819 kg/L
Faktor Kelonggaran : 20 %
Perhitungan :
a. Volume Bak
Volume fltrat, Vl = 3/819,12041/247,336
mkgjamjamkg × = 0,2053 m3
Volume cake 1 hari proses = 24 × 0,2053 = 4,9272 m3
Volume bak, Vb = (1 + 0,2) × 4,9272 m3 = 5,9126 m3
c. Ukuran Bak Penampung
Direncanakan, p : l : t = 1 : 1 : 2/3
Vb = p × l × t
= 2/3 × x3
x = 9126,523
3 ×
x = 4,2637 m
maka,
panjang = 4,2637 m
lebar = 4,2637 m
tinggi = 2,8424 m
LC.22 Heater (H-101)
Jenis : shell and tube exchanger
Deskripsi HE :
Tabel Deskripsi Heater
DESCRIPTION Unit SHELL SIDE TUBE SIDE Cold Fluid Hot Fluid 1 Fluid Type Camp. Etanol Steam In Out In Out
Temperature (T) °C 30.00 80.00 120.00 100.00 2 oF 86.00 176.00 248.00 212.00 3 Total Flow (W) kg/h 1467,774 14007,100 lb/h 3229,103 30815,620 4 Total Heat kJ/h 344046,819
Transfer (Q) Btu/h 326092,183 5 Pass 1 2
Length (L) ft - 16 6 in - 192
7 OD Tubes in - 0.75 8 BWG - 10 9 Pitch (Square) in - 1
Mencari Δt
( )12
12
t/tlnttLMTDΔΔΔ−Δ
= (Kern, 1988)
FLMTD o84
)86248()176212(ln
)86248()176212(=
⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛−−
−−−=
Koreksi LMTD (CMTD)
CMTD (Δt) = LMTD × Ft
12
21
ttTT
R−−
= = 0,486176248212
=−−
11
12
tTtt
S−−
= = 0,558624886176
=−−
Dikarenakan R = 0, maka Ft = 1
CMTD (Δt) = 84 × 1 = 84 0F
Caloric Temperature (Tc dan tc)
3542
2122482
TTT 21c =
+=
+= 0F
2192
861762
ttt 21c =
+=
+= 0F
Menghitung jumlah tubes yang digunakan
Dari Tabel 8. Kern, 1965, untuk heater fluida dingin medium organic- fluida
panas steam, diperoleh UD = 50 – 100, faktor pengotor (Rd) = 0.003.
Diambil UD = 77 Btu/jam⋅ft2⋅°F
a. Luas permukaan untuk perpindahan panas,
2
D
ft 19,33821977
326092,183ΔtU
QA =×
=×
=
Luas permukaan luar (a″) = 0.1963 ft2/ft (Tabel 10. Kern, 1965)
Jumlah tube, 16,6/ftft 0.1963ft 16
ft 19,338aL
AN 2
2
"t =×
=×
= buah
Nilai terdekat adalah 52 buah dengan ID shell = 10 in (Tabel 9. Kern, 1965)
b. Koreksi UD (Dirt Overall Heat Transfer Coefficient)
tA
QU D Δ⋅=
A = 0.1963 × 16 × 52 = 163,32 ft2
769,2384 163,32
326092,183=
⋅=DU Btu/ h ft2 0F
Penentuan RD design:
1 Flow Area (a)
a. shell side
Pt144B'CIDa s ×
××= (Kern, 1965)
C’ = 1 – 0.75 = 0.25 in
B = 2,5 in
0.0431144
5.225.010a s =×××
= ft2
b. tube side
n144'aNt
a tt ×
×=
a’t = 0.182 (Tabel 10, Kern, 1965)
0.0332144
182.052a t =×
×= ft2
2 Mass Velocity (G)
a. shell side
saWGs = (Kern, 1965)
419,750950.043
3229,103==Gs lb/h ft2
b. tube side
taWGt = (Kern, 1965)
667,9338060.033
30815,620==Gt lb/h ft2
3 Bilangan Reynold (NRe)
a. shell side
μ×
=GsDeRes
( ) in0.0875.012
4/75.014De22
=⋅π⋅⋅π×
=
489,46821,283
419,7509508,0Re =×
=s
b. tube side
μ×
=GtDRe t
D = ID tube = 0.482 in (Tabel 10. Kern, 1965)
428,9577500.039
667,933806)12/482.0(Re =×
=t
4 Koefisien Perpindahan Panas
a. shell side 14.0
w
31
eo PrjH
kDh ⎟⎟
⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛μμ
= (Kern, 1965)
Dari fig.28, Kern, 1965 didapat jH = 35
k
CpPr μ⋅= = 21,34
0,1061,2831,763
=⋅
14.0
31
21,3435106.008.0
⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛⋅=
woh
μμ
ho = 127,298 14.0
w⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛μμ
b. tube side
hio = 1500 Btu/ h ft2 0F (Kern, 1965)
dikarenakan viskositas etanol rendah, maka 14.0
w⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛μμ ≈ 1
127,298=oh Btu/ h ft2 0F
5 Clean Overall Heat Transfer Coefficient (Uc)
oio
oio
hhhh
Uc+×
=
117,339 127,2981500 127,2981500=
+×
=Uc Btu/ h ft2 0F
6 Dirt Factor (RD)
DC
DCD UU
UUR
⋅−
=
0.034769,23117,339769,23117,339
=⋅−
=DR
RD hitung ≥RD ketentuan, maka spesifikasi dapat diterima.
Perhitungan Pressure Drop :
a. Shell side
se10
2s
s sD1022.5)1N(DGf
Pφ⋅⋅⋅⋅
+⋅⋅⋅=Δ (Kern, 1965)
untuk Re = 4682,489, f = 0.0025 ft2/in2 (Fig.29, Kern, 1965)
(N+1) = L/B (Kern, 1965)
= (192 /2,5) = 76.8
ΔPs yang diperbolehkan adalah ≤ 10 psi, maka ΔPs dapat diterima.
b. Tube side
t10
2t
t sID1022.5NLGf
Pφ⋅⋅⋅⋅
⋅⋅⋅=Δ (Kern, 1965)
untuk Re = 428,957750 , f = 0.00015 ft2/in2 (Fig.26, Kern, 1965)
152,3110.482/121022.5
216667,9338060.0001510
2
=⋅⋅⋅⋅⋅⋅⋅
=Δ tP psi
'
2
r g2V
sn4P ⋅=Δ
untuk Gt = 667,933806 , '
2
g2V = 0.0011 (Fig.27, Kern, 1965)
009,00.00111
24=⋅
⋅=Δ rP psi
rtT PPP Δ+Δ=Δ
psiPT 561,3009,0152,3 =+=Δ
ΔPT yang diperbolehkan adalah ≤ 10 psi, maka ΔPs dapat diterima
psi15,810.31808.01022.5
8.7610419,750950025.010
2
=⋅⋅⋅⋅⋅⋅⋅
=Δ sP
LAMPIRAN D
PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN
UTILITAS
LD.1 Bak Pengendapan (BP)
Fungsi : untuk menampung dan mengendapkan kotoran terbawa dari
sumur bor
Bentuk : bak dengan permukaan persegi
Konstruksi : beton kedap air
Densitas air pada suhu 30oC : 996 kg/m3
Direncanakan lama penampungan 1 jam, maka :
Jumlah air masuk = 1 jam × 20022,664 kg/jam
Faktor keamanan = 20 %
Volume bak = 996
664,200222,1 × = 24,124 m3
Panjang (p) = 3 × tinggi bak (t)
Lebar (l) = 2 × tinggi bak (t)
Maka,
V = p × l × t
24,124 = 6t3
t = 36124,24 = 1,590 m = 5,216 ft
diperoleh :
t = 1,590 m = 5,216 ft
p = 4,770 m = 15,649 ft
l = 3,180 m = 10,433 ft
LD.2 Tangki Pelarutan Aluminium Sulfat Al2(SO4)3 (TP-101)
Fungsi : membuat larutan Aluminium Sulfat Al2(SO4)3
Bentuk : silinder tegak dengan alas dan tutup datar
Bahan konstruksi : plate steel SA-167, Tipe 304
Kondisi pelarutan : Temperatur = 30oC
Tekanan = 1 atm
Jumlah air yang diolah = 20022,664 kg/jam
Jumlah alum yang dibutuhkan asumsi 50 ppm dari jumlah air yang diolah.
×61050 20022,664 = 1,001 kg/jam
Tangki pelarutan aluminium sulfat dirancang untuk 1 hari
Banyak alum yang dilarutkan = 24 × 1,001 = 24,024 kg
Densitas Al2(SO4)3 = 1363,1 kg/m3
Faktor keamanan = 20 %
Ukuran tangki
Volume larutan, V1 = 1,13633,0
024,24×
= 0,059 m3
Volume tangki, Vt = 1,2 × 0,059 m3 = 0,071 m3
Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D:H =1:3
V = 41 π D2 H (Brownell, 1959)
0,071 m3 = 41 π D2 ⎟
⎠⎞
⎜⎝⎛ D
13
0,071 m3 = 43 π D3
Maka,
D = 0,311 m = 1,020 ft
H = 0,933 m = 3,061 ft
Tinggi Al2(SO4)3 dalam tangki = 2
3
)311,0(41
059,0
m
m
π = 0,787 m
Tebal dinding tangki
Direncanakaj digunakan bahan konstruksi plate steel SA-167, Tipe 304
Dari tabel 13.1 Brownell & Young (1979), diperoleh data :
− Allowable stress (s) = 12750
− Efisiensi sambungan (E) = 0,8
− Faktor korosi,( CA ) = 1/8 in
− Tekanan operasi, Po = 1 atm = 14,7 psi
− Faktor keamanan tekanan = 20 %
− Tekanan desain = 1,2 × Po = 17,64 psi
Tebal dinding silinder tangki
t = CAPSE
PD+
− 2,12 ( Brownell, 1959)
= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12750(2
12)020,1)(64,17(+
−× = 0,136 in
Dari tabel 5.4 Brownell & Young (1979) dipilih tebal tangki standar 3/16 in.
Daya pengaduk
Tipe pengaduk : marine propeller dengan jarak pitch = 2Di
Dt/Di = 3 , Baffle = 4 (Brown, G.G 1960)
Dt = 1,020 ft
Di = 0,340 ft
Kecepatan pengadukan, N = 400 rpm = 6,667 rps
Viskositas Al2(SO4)3 = 6,72 × 10-4 lbm/ft.det (Kirk Othmer, 1967)
Dari persamaan 3.4-1, Geankoplis untuk bilangan Reynold adalah
NRe = μ
ρ 2)(DiN
= 4
2
1072,6)340,0)(667,6)(095,85(
−× = 9,759 × 105
Untuk NRe 9,759 × 105 diperoleh NPo = 2
Sehingga dari persamaan 3.4-2 Geankoplis :
P = c
Po
gDiNN ρ53
= 550174,32
)095,85()340,0()667,6)(2( 53
× = 0,013
Efisiensi motor penggerak = 80 %
Daya motor penggerak = 8,0
013,0 = 0,016
Maka daya motor yang dipilih = 0,05 hp
LD.3 Tangki Pelarutan Natrium Karbonat (Na2CO3) (TP-102)
Fungsi : membuat larutan Natrium Karbonat (Na2CO3)
Bentuk : silinder tegak dengan alas dan tutup datar
Bahan konstruksi : plate steel SA-167, Tipe 304
Kondisi pelarutan : Temperatur = 30oC
Tekanan = 1 atm
Jumlah air yang diolah = 20022,664 kg/jam
Jumlah alum yang dibutuhkan asumsi 27 ppm dari jumlah air yang diolah.
×61027 20022,664 = 0,541 kg/jam
Tangki pelarutan aluminium sulfat dirancang untuk 1 hari
Banyak alum yang dilarutkan = 24 × 0,541 = 12,984 kg
Densitas Na2CO3 = 1327 kg/m3
Faktor keamanan = 20 %
Ukuran tangki
Volume larutan, V1 = 13273,0984,12×
= 0,033 m3
Volume tangki, Vt = 1,2 × 0,033 m3 = 0,040 m3
Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D:H =1:3
V = 41 π D2 H (Brownell, 1959)
0,040 m3 = 41 π D2 ⎟
⎠⎞
⎜⎝⎛ D
13
0,040 m3 = 43 π D3
Maka,
D = 0,257 m = 0,843 ft
H = 0,771 m = 2,529 ft
Tinggi Na2CO3 dalam tangki = 2
3
)257,0(41
033,0
m
m
π = 0,635 m
Tebal dinding tangki
Direncanakaj digunakan bahan konstruksi plate steel SA-167, Tipe 304
Dari tabel 13.1 Brownell & Young (1979), diperoleh data :
− Allowable stress (s) = 12750
− Efisiensi sambungan (E) = 0,8
− Faktor korosi,( CA ) = 1/8 in
− Tekanan operasi, Po = 1 atm = 14,7 psi
− Faktor keamanan tekanan = 20 %
− Tekanan desain = 1,2 × Po = 17,64 psi
Tebal dinding silinder tangki
t = CAPSE
PD+
− 2,12 (Brownell, 1959)
= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12750(2
12)843,0)(64,17(+
−× = 0,134 in
Dari tabel 5.4 Brownell & Young (1979) dipilih tebal tangki standar 3/16 in.
Daya pengaduk
Tipe pengaduk : marine propeller dengan jarak pitch = 2Di
Dt/Di = 3 , Baffle = 4 (Brown, G.G 1960)
Dt = 0,843 ft
Di = 0,281 ft
Kecepatan pengadukan, N = 400 rpm = 6,667 rps
Viskositas Na2CO3 = 3,69 × 10-4 lbm/ft.det (Kirk Othmer, 1967)
Dari persamaan 3.4-1, Geankoplis untuk bilangan Reynold adalah
NRe = μ
ρ 2)(DiN
= 4
2
1069,3)281,0)(667,6)(842,82(
−× = 1,182 × 105
Untuk NRe 1,182 × 105 diperoleh NPo = 1
Sehingga dari persamaan 3.4-2 Geankoplis :
P = c
Po
gDiNN ρ53
= 550174,32
)842,82()281,0()667,6)(1( 53
× = 0,002
Efisiensi motor penggerak = 80 %
Daya motor penggerak = 8,0
002,0 = 0,003
Maka daya motor yang dipilih = 0,05 hp
LD.4 Tangki Pelarutan Asam Sulfat (H2SO4) (TP-103)
Fungsi : membuat larutan Asam Sulfat (H2SO4)
Bentuk : silinder tegak dengan alas dan tutup datar
Bahan konstruksi : plate steel SA-167, Tipe 304
Kondisi pelarutan : Temperatur = 30oC
Tekanan = 1 atm
H2SO4 yang digunakan mempunyai konsentrasi 50 % (% berat)
Laju massa H2SO4 = 43,630 kg/hari
1 × regenerasi = 7 hari
Densitas H2SO4 50 % = 1387 kg/m3 = 86,587 lbm/ft3
Kebutuhan perancangan = 7 hari
Faktor keamanan = 20 %
Ukuran tangki
Volume larutan, V1 = 13875,0630,43×
= 0,063 m3
Volume tangki, Vt = 1,2 × 0,063 m3 = 0,076 m3
Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D:H =1:3
V = 41 π D2 H (Brownell, 1959)
0,076 m3 = 41 π D2 ⎟
⎠⎞
⎜⎝⎛ D
13
0,076 m3 = 43 π D3
Maka,
D = 0,317 m = 1,040 ft
H = 0,951 m = 3,120 ft
Tinggi H2SO4 dalam tangki = 2
3
)317,0(41
063,0
m
m
π = 0,797 m
Tebal dinding tangki
Direncanakaj digunakan bahan konstruksi plate steel SA-167, Tipe 304
Dari tabel 13.1 Brownell & Young (1979), diperoleh data :
− Allowable stress (s) = 12750
− Efisiensi sambungan (E) = 0,8
− Faktor korosi,( CA ) = 1/8 in
− Tekanan operasi, Po = 1 atm = 14,7 psi
− Faktor keamanan tekanan = 20 %
− Tekanan desain = 1,2 × Po = 17,64 psi
Tebal dinding silinder tangki
t = CAPSE
PD+
− 2,12 (Brownell, 1959)
= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12750(2
12)040,1)(64,17(+
−× = 0,136 in
Dari tabel 5.4 Brownell & Young (1979) dipilih tebal tangki standar 3/16 in.
Daya pengaduk
Tipe pengaduk : marine propeller dengan jarak pitch = 2Di
Dt/Di = 3 , Baffle = 4 (Brown, G.G 1960)
Dt = 1,040 ft
Di = 0,347 ft
Kecepatan pengadukan, N = 400 rpm = 6,667 rps
Viskositas H2SO4 = 3,69 × 10-3 lbm/ft.det (Kirk Othmer, 1967)
Dari persamaan 3.4-1, Geankoplis untuk bilangan Reynold adalah
NRe = μ
ρ 2)(DiN
= 3
2
1069,3)347,0)(667,6)(587,86(
−× = 1,884 × 105
Untuk NRe 1,884 × 105 diperoleh NPo = 1
Sehingga dari persamaan 3.4-2 Geankoplis :
P = c
Po
gDiNN ρ53
= 550174,32
)587,86()347,0()667,6)(1( 53
× = 0,007
Efisiensi motor penggerak = 80 %
Daya motor penggerak = 8,0
007,0 = 0,009
Maka daya motor yang dipilih = 0,05 hp
LD.5 Tangki Pelarutan Natrium Hidroksida (NaOH) (TP-104)
Fungsi : membuat larutan Natrium Hidroksida (NaOH)
Bentuk : silinder tegak dengan alas dan tutup datar
Bahan konstruksi : plate steel SA-167, Tipe 304
Kondisi pelarutan : Temperatur = 30oC
Tekanan = 1 atm
H2SO4 yang digunakan mempunyai konsentrasi 50 % (% berat)
Laju massa NaOH = 22,7 kg/hari
1 × regenerasi = 7 hari
Densitas NaOH 50 % = 1518 kg/m3 = 94,765 lbm/ft3
Kebutuhan perancangan = 7 hari
Faktor keamanan = 20 %
Ukuran tangki
Volume larutan, V1 = 15185,07,22
× = 0,030 m3
Volume tangki, Vt = 1,2 × 0,030 m3 = 0,036 m3
Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D:H =1:3
V = 41 π D2 H (Brownell, 1959)
0,036 m3 = 41 π D2 ⎟
⎠⎞
⎜⎝⎛ D
13
0,036 m3 = 43 π D3
Maka,
D = 0,247 m = 0,810 ft
H = 0,741 m = 2,431 ft
Tinggi NaOH dalam tangki = 2
3
)247,0(41
030,0
m
m
π = 0,625 m
Tebal dinding tangki
Direncanakaj digunakan bahan konstruksi plate steel SA-167, Tipe 304
Dari tabel 13.1 Brownell & Young (1979), diperoleh data :
− Allowable stress (s) = 12750
− Efisiensi sambungan (E) = 0,8
− Faktor korosi,( CA ) = 1/8 in
− Tekanan operasi, Po = 1 atm = 14,7 psi
− Faktor keamanan tekanan = 20 %
− Tekanan desain = 1,2 × Po = 17,64 psi
Tebal dinding silinder tangki
t = CAPSE
PD+
− 2,12 (Brownell, 1959)
= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12750(2
12)810,0)(64,17(+
−× = 0,133 in
Dari tabel 5.4 Brownell & Young (1979) dipilih tebal tangki standar 3/16 in.
Daya pengaduk
Tipe pengaduk : marine propeller dengan jarak pitch = 2Di
Dt/Di = 3 , Baffle = 4 (Brown, G.G 1960)
Dt = 0,810 ft
Di = 0,270 ft
Kecepatan pengadukan, N = 400 rpm = 6,667 rps
Viskositas NaOH = 4,302 × 10-4 lbm/ft.det (Kirk Othmer, 1967)
Dari persamaan 3.4-1, Geankoplis untuk bilangan Reynold adalah
NRe = μ
ρ 2)(DiN
= 4
2
10302,4)270,0)(667,6)(765,94(
−× = 1,071 × 105
Untuk NRe 1,884 × 105 diperoleh NPo = 1
Sehingga dari persamaan 3.4-2 Geankoplis :
P = c
Po
gDiNN ρ53
= 550174,32
)765,94()270,0()667,6)(1( 53
× = 0,002
Efisiensi motor penggerak = 80 %
Daya motor penggerak = 8,0
002,0 = 0,003
Maka daya motor yang dipilih = 0,05 hp
LD.6 Clarifier (CL)
Fungsi : memisahkan endapan (flok) yang terbentuk karena
penambahan alum dan soda abu
Bahan : Carbon steel SA-53 Grade B
Laju massa air = 20022,664 kg/jam = 5561,851 gr/det
Laju massa Al2(SO4)3 = 1,001 kg/jam = 0,278 gr/det
Laju massa Na2CO3 = 0,541 kg/jam = 0,150 gr/det
Massa total = 5562,279 gr/det
ρ air = 0,996 gr/ml
ρ Al2(SO4)3 = 1,363 gr/ml
ρ Na2CO3 = 1,327 gr/ml
V = ρm
Vair = 188,5584996,0
851,5561= ml
VAl2(SO4)3 =363,1278,0 = 0,204 ml
VNa2CO3 = 113,0327,1150,0
= ml
Vtotal = 5584,505 ml
ρ campuran = campuran
campuran
vm
= 505,5584279,5562 = 0,966 gr/cm3
ρ partikel =
327,1150,0
363,1278,0
)150,0278,0(
+
+ = 317,0428,0 = 1,350 gr/cm3
kecepatan terminal dihitung dengan menggunakan :
μρρ
υ18
)( 2gDpss
−=
Dimana :
υs : kecepatan terminal pengendapan, cm/det
ρs : densitas partikel campuran pada 30oC
ρ : densitas larutan pada 30oC
Dp : diameter partikel = 0,002 cm
g : percepatan gravitasi = 980 cm/det
μ : viskositas larutan pada 30oC = 0,0345 gr/cm.det (Perry, 1997)
maka,
0345,018
002,0980)996,0350,1( 2
×××−
=sυ = 0,02 cm/det
Ukuran clarifier
Laju volumetrik, Q = 996,0
279,5562 = 5584,617 cm3/det
Q = 4 × 10-4 × D2 (Ulrich, 1984)
Dimana :
Q : laju alir volumetrik umpan, cm3/det
D : diameter clarifier, m
Sehingga :
D = 515,373610.4
617,558410.4
21
4
21
4 =⎥⎦⎤
⎢⎣⎡=⎥⎦
⎤⎢⎣⎡
−−
Q = 3,737 m = 12,260 ft
Ditetapkan tinggi clarifier, H = 4,5 m = 14,764 ft
Waktu pengendapan :
t = s
tHυ
= det/02,0
11005,4cm
mcmm ×× = 22500 det
= 6,25 jam
Tebal dinding clarifier
Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-53, Grade B
Dari tabel 13.1 Brownell&Young (1979), diperoleh data :
− Allowable stress (s) = 12750
− Efisiensi sambungan (E) = 0,8
− Faktor korosi = 1/8 in
− Tekanan operasi, Po = 1 atm = 14,7 psi
− Faktor keamanan tekanan = 20 %
− Tekanan desain, P = 1,2 × Po = 17,64 psi
Tebal dinding tangki
t = CAPSE
PD+
− 2,12 (Brownell, 1959)
= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12750(2
12)260,12)(64,17(+
−× = 0,252 in
Dari tabel 5.4 Brownell&Young dipilih tebal tangki ¼ in.
Daya clarifier
P = 0,006 D2 (Ulrich, 1984)
Dimana :
P : daya yang dibutuhkan clarifier, kW
P = 0,006 × (3,737)2 = 0,084 hp = 0,062 kW
LD.7 Sand Filter (SF)
Fungsi : menyaring air yang berasal dari clarifier
Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal
Bahan : Carbon Steel SA-53 Grade B
Laju alir massa : 20024,206 kg/jam
Densitas air pada 30oC: 996 kg/m3
Tangki direncanakan menampung air setiap ¼ jam
Faktor keamanan : 20 %
Maka,
Volume air = 3/99625,0/206,20024
mkgjamjamkg × = 5,026 m3
Volume tangki = 1,2 × 5,026 = 6,031 m3
Direncanakan perbandingan tinggi penyaring dengan diameter (Hs : D) = 2:1
tinggi head dengan diameter (Hh : D) = 1:6
Vs = 4π D2Hs =
4π D2(2D) =
2π D3 = 1,57 D3 (Brownell, 1959)
Vh = 24π D3 = 0,131 D3
Vt = Vs + Vh
6,031 = 1,57 D3 + 0,131 D3
D = 3701,1031,6 = 1,525 m = 5,003 ft
Hs = 2 D = 2 (1,525) = 3,050 m = 10,006 ft
Hh = 1/6 D = 1/6 (1,525) = 0,255 m = 0,837 ft
Sehingga, tinggi tangki = 3,050 + 2(0, 255) = 3,560 m = 11,679 ft
Volume air = 5,026 m3
V shell = 3
3Dπ = 3,712 m3
Tinggi air (Ha)= 050,3026,5712,3
× = 2,251 m = 7,385 ft
Tebal dinding tangki
Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-53, Grade B
Dari tabel 13.1 Brownell&Young (1979), diperoleh data :
− Allowable stress (s) = 12750
− Efisiensi sambungan (E) = 0,8
− Faktor korosi = 1/8 in
− Tekanan operasi, Po = 1 atm = 14,7 psi
− Faktor keamanan tekanan = 20 %
− Tekanan desain, P = 1,2 × Po = 17,64 psi
Tebal dinding tangki
t = CAPSE
PD+
− 2,12 (Brownell, 1959)
= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12750(2
12)003,5)(64,17(+
−× = 0,177 in
Dari tabel 5.4 Brownell&Young dipilih tebal tangki 3/16 in.
LD.8 Menara Air (MA)
Fungsi : mendistribusikan air untuk berbagai keperluan
Jenis : silinder tegak dengan tutup dan alas datar
Bahan : Plate stell SA-167, Tipe 304
Laju alir massa : 20024,206 kg/jam
Densitas air pada 30oC: 996 kg/m3
Faktor keamanan : 20 %
Maka,
Volume air = 3/996/206,20024
mkgjamkg = 20,105 m3
Volume tangki = 1,2 × 20,105 = 24,126 m3
Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder H = 3D
V = 41 πD2H (Brownell, 1959)
V = 43 πD3
24,126 = 43 πD3
D = 2,172 m = 7,126 ft
H = 6,516 m = 21,378 ft
Tebal dinding tangki
Direncanakan digunakan bahan konstruksi Plate stell SA-167, Tipe 304
Dari tabel 13.1 Brownell&Young (1979), diperoleh data :
− Allowable stress (s) = 12750
− Efisiensi sambungan (E) = 0,8
− Faktor korosi = 1/8 in
− Tekanan operasi, Po = 1 atm = 14,7 psi
− Faktor keamanan tekanan = 20 %
− Tekanan desain, P = 1,2 × Po = 17,64 psi
Tebal dinding tangki
t = CAPSE
PD+
− 2,12 (Brownell, 1959)
= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12750(2
12)126,7)(64,17(+
−× = 0,199 in
Dari tabel 5.4 Brownell&Young dipilih tebal tangki ¼ in.
LD.9 Menara Pendingin Air (WCT)
Fungsi : mendinginkan air pendingin bekas dari temperatur
40oC menjadi 25oC
Jenis : Mechanical Draft Cooling Tower
Bahan konstruksi : Carbon Stell SA-53 Grade B
Jumlah : 1 unit
Kondisi operasi :
Suhu air masuk menara (TL2) = 40oC = 104oF
Suhu air keluar menara (TL1) = 25oC = 77oF
Suhu udara (TG1) = 25oC = 77oF
Dari gambar 12-14, Perry, 1999, diperoleh suhu bola basah, Tw = 70oC
Dari kurva kelembaban, diperoleh H = 0,020 kg uap air/kg udara kering
Dari gambar 12-14, Perry, 1999, diperoleh konsentrasi air = 1,25 gal/ft2.menit
Densitas air (40oC) = 988 kg/m3
Laju massa air pendingin = 12716,289 kg/jam
Laju volumetrik air pendingin= 12716,289 / 988 = 12,742 m3/jam
Kapasitas air, Q = 12,742 m3/jam × 264,17 gal/m3 / 60 menit/jam
= 56,101 gal/menit
Faktor keamanan = 20%
Luas menara, A = 1,2 × (kapasitas air/konsentrasi air)
= 1,2 × (56,101 gal/menit)/(1,25 gal/ft2.menit)
= 53,857 ft2
Laju alir air tiap satuan luas (L)= )1)(3600)(857,53(
)2808,3)(1)(/289,12716(22
2
msftftjamjamkg
= 0,215 kg/s.m2
Perbandingan L : G direncanakan = 5 : 6
Sehingga laju alir gas tiap satuan luas (G) = 0,180 kg/m2.s
Perhitungan tinggi menara :
Dari pers. 9.3-8, Geankoplis 1997 :
Hy1 = (1,005 + 1,88 H)(T1-T0) + (2501,4 H)
= (1,005 + 1,88 × 0,020)(25-0) + 2501,4 (0,020)
= 76,093 kJ/kg = 76,093.103 J/kg
Dari pers. 10.5-2, Geankoplis 1997 :
G (Hy2 – Hy1) = LcL (TL2 – TL1)
0,180 (Hy2 – 76,093.103) = 0,215 (4,187.103)(40-25)
Hy2 = 151,111.103 J/kg
050
100150200250300350400450500
0 20 40 60 80
Suhu (C)
Enta
lpi 1
0^3(
J/kg
)
kesetimbangan
garis operasi
Gambar LD.1 Grafik Entalpi dan Temperatur Cairan
pada Cooling Tower (CT)
Ketinggian menara, z = ∫ −
2
1*..
y
y
H
HG HyHydHy
akMG (Geankoplis, 1997)
Tabel LD.1 Perhitungan Entalpi dalam Penentuan Tinggi Menara Pendingin Hy Hy* 1/(Hy*-Hy)
76,093 80 0,256
101,1 105 0,256
126,106 130 0,257
151,111 175 0,042
0
0.05
0.1
0.15
0.2
0.25
0.3
0 50 100 150 200
Hy
1/(H
y*-H
y)
Gambar LD.2 Kurva Hy terhadap 1/(Hy*-Hy)
Luasan daerah di bawah kurva dari Gambar LD.2 : ∫ −
2
1*
y
y
H
H HyHydHy = 1,986
Estimasi kG.a = 1,207.10-7 kg.mol/s.m3 (Geankoplis, 1997)
Maka ketinggian menara, z = 986,1)10.013,1)(10.207,1(29
180,057 ×
× − = 1,006 m
Diambil performance menara 90%, maka dari gambar 12-15 Perry, 1999,
diperoleh tenaga kipas 0,03 hp/ft2.
Daya yang diperlukan = 0,03 hp/ft2 × 10,828 ft2 = 0,33 hp
Digunakan daya standart 0,5 hp
LD.10 Penukar Kation/Cation Exchanger (CE)
Fungsi : mengurangi kesadahan air
Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal
Bahan konstruksi : Carbon Stell SA-283 Grade C
Kondisi penyimpanan : Temperatur : 30oC
Tekanan : 1 atm
Laju massa air = 5933,278 + 1,818 = 5935,096 kg/jam
Densitas air = 996 kg/m3
Faktor keamanan = 20 %
Ukuran Cation Exchanger
Va = 996
096,5935 = 5,959 m3
Maka volume Cation Exchanger = 1,2 × 5,959 = 7,151 m3
Direncanakan perbandingan tinggi silinder dengan diameter (Hs : D) = 3:1
tinggi head dengan diameter (Hh:D) = 1:6
Vs = 4π D2 Hs =
4π D2 (3D) =
43 π D3 = 2,355 D3
Vh = 24π D3 = 0,131 D3
Vt = Vs + Vh
7,151 = 2,355 D3 + 0,131 D3
D = 3486,2151,7 = 1,422 m = 4,665 ft
Hs = 3D = 4,266 m = 13,996 ft
Hh = 1/6 D = 0,237 m = 0,777 ft
Sehingga tinggi tangki = 4,266 + 2(0,237) = 4,740 m = 15,551 ft
V air = 5,959 m3
V sheel = 3
3Dπ = 3,009 m3
Tinggi air (Ha)= 959,5009,3 × 4,266 = 2,514 m = 8,248 ft
Tebal dinding tangki
Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-283, Grade C
Dari tabel 13.1 Brownell&Young (1979), diperoleh data :
− Allowable stress (s) = 12650
− Efisiensi sambungan (E) = 0,8
− Faktor korosi = 1/8 in
− Tekanan operasi, Po = 1 atm = 14,7 psi
− Faktor keamanan tekanan = 20 %
− Tekanan desain, P = 1,2 × Po = 17,64 psi
Tebal dinding tangki
t = CAPSE
PD+
− 2,12 (Brownell, 1959)
= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12650(2
12)665,4)(64,17(+
−× = 0,174 in
Dari tabel 5.4 Brownell&Young dipilih tebal tangki 3/16 in.
LD.11 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
Kondisi penyimpanan : Temperatur : 30oC
Tekanan : 1 atm
Laju massa air = 5935,096 + 0,946 = 5936,042 kg/jam
Densitas air = 996 kg/m3
Faktor keamanan = 20 %
Ukuran Anion Exchanger
Va = 996
042,5936 = 5,959 m3
Maka volume Anion Exchanger = 1,2 × 5,959 = 7,151 m3
Direncanakan perbandingan tinggi silinder dengan diameter (Hs : D) = 3:1
tinggi head dengan diameter (Hh:D) = 1:6
Vs = 4π D2 Hs =
4π D2 (3D) =
43 π D3 = 2,355 D3
Vh = 24π D3 = 0,131 D3
Vt = Vs + Vh
7,151 = 2,355 D3 + 0,131 D3
D = 3486,2151,7 = 1,422 m = 4,665 ft
Hs = 3D = 4,266 m = 13,996 ft
Hh = 1/6 D = 0,237 m = 0,777 ft
Sehingga tinggi tangki = 4,266 + 2(0,237) = 4,740 m = 15,551 ft
V air = 5,959 m3
V sheel = 3
3Dπ = 3,009 m3
Tinggi air (Ha)= 959,5009,3 × 4,266 = 2,514 m = 8,248 ft
Tebal dinding tangki
Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-283, Grade C
Dari tabel 13.1 Brownell&Young (1979), diperoleh data :
− Allowable stress (s) = 12650
− Efisiensi sambungan (E) = 0,8
− Faktor korosi = 1/8 in
− Tekanan operasi, Po = 1 atm = 14,7 psi
− Faktor keamanan tekanan = 20 %
− Tekanan desain, P = 1,2 × Po = 17,64 psi
Tebal dinding tangki
t = CAPSE
PD+
− 2,12 (Brownell, 1959)
= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12650(2
12)665,4)(64,17(+
−× = 0,174 in
Dari tabel 5.4 Brownell&Young dipilih tebal tangki 3/16 in.
LD.12 Deaerator (D)
Fungsi : menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air umpan
ketel
Bentuk : Silinder horizontal dengan tutup ellipsoidal
Bahan konstruksi : Plate Stell SA-167 Tipe 304
Kondisi penyimpanan : Temperatur : 30oC
Tekanan : 1 atm
Laju massa air = 5936,042 kg/jam
Densitas air = 996 kg/m3
Faktor keamanan = 20 %
Ukuran Deaerator
Va = 996
042,5936 = 5,959 m3
Maka volume Deaerator = 1,2 × 5,959 = 7,151 m3
Direncanakan perbandingan tinggi silinder dengan diameter (Hs : D) = 3:1
tinggi head dengan diameter (Hh:D) = 1:6
Vs = 4π D2 Hs =
4π D2 (3D) =
43 π D3 = 2,355 D3
Vh = 24π D3 = 0,131 D3
Vt = Vs + Vh
7,151 = 2,355 D3 + 0,131 D3
D = 3486,2151,7 = 1,422 m = 4,665 ft
Hs = 3D = 4,266 m = 13,996 ft
Hh = 1/6 D = 0,237 m = 0,777 ft
Sehingga tinggi tangki = 4,266 + 2(0,237) = 4,740 m = 15,551 ft
V air = 5,959 m3
V sheel = 3
3Dπ = 3,009 m3
Tinggi air (Ha)= 959,5009,3 × 4,266 = 2,514 m = 8,248 ft
Tebal dinding tangki
Direncanakan digunakan bahan konstruksi Plate Stell SA-167 Tipe 304
Dari tabel 13.1 Brownell&Young (1979), diperoleh data :
− Allowable stress (s) = 12650
− Efisiensi sambungan (E) = 0,8
− Faktor korosi = 1/8 in
− Tekanan operasi, Po = 1 atm = 14,7 psi
− Faktor keamanan tekanan = 20 %
− Tekanan desain, P = 1,2 × Po = 17,64 psi
Tebal dinding tangki
t = CAPSE
PD+
− 2,12 (Brownell, 1959)
= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12650(2
12)665,4)(64,17(+
−× = 0,174 in
Dari tabel 5.4 Brownell&Young dipilih tebal tangki 3/16 in.
LD.13 Ketel Uap (B)
Fungsi : menyediakan uap untuk keperluan proses
Jenis : pipa api
Bahan konstruksi : Carbon Steel
Kondisi operasi :
Uap jenuh yang digunakan bersuhu 200°C
Dari steam table, Smith, 1987, diperoleh kalor laten steam 1053,56 Btu/lbm
Kebutuhan uap = 29666,39 kg/jam = 65266,058 lbm/jam
Perhitungan:
Menghitung Daya Ketel Uap
H3,970P5,34W ××
=
dimana: P = daya boiler, hp
W = kebutuhan uap, lbm/jam
H = kalor laten steam, Btu/lbm
Maka,
3,9704,351053,5665266,058
××
=P = 2001,877 hp
Menghitung Jumlah Tube
Luas permukaan perpindahan panas, A = P × 10 ft2/hp
= 2001,877 hp × 10 ft2/hp
= 20018,77 ft2
Direncanakan menggunakan tube dengan spesifikasi:
Panjang tube, L = 30 ft
Diameter tube 3 in
Luas permukaan pipa, a′ = 0,917 ft2/ft (Kern, 1965)
Sehingga jumlah tube,
917,03020018,77
' ×=
×=
aLANt = 727,691 ≈ 730 buah
LD.14 Pompa Sumur Bor (P-101)
Fungsi : memompa air dari sumur bor ke bak pengendapan
Jenis : pompa sentrifugal
Jumlah : 1 unit
Bahan konstruksi : Cast Iron
Kondisi operasi :
Temperatur : 30oC
Densitas air : 996 kg/m3 = 62,178 lbm/ft3 (Perry, 1997)
Viskositas air : 0,85 cP = 5,71 × 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997)
Laju alir massa (F) : 20022,664 kg/jam = 12,236 lbm/det
Laju alir volume, Q : ρF = 3/178,62
det/236,12ftlbm
lbm = 0,197 ft3/s
Diameter optimum, De= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Timmerhouse, 1991)
= 3,9 × (0,197) 0,45 × (62,178) 0,13
= 3,212 in
Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih :
− Ukuran pipa nominal : 3,5 in
− Schedule pipa : 40
− Diameter dalam (ID) : 3,548 in = 0,296 ft
− Diameter luar (OD) : 4,000 in = 0,333 ft
− Luas penampang dalam (Ai) : 0,06870 ft2
Kecepatan linier, v = iA
Q = 2
3
06870,0/197,0ft
sft = 2,868 ft/s
Bilangan Reynold, NRe = μ
ρ Dv = 410.71,5)296,0)(868,2)(178,62(
− = 92443,082
Untuk cast iron, ε = 0,005 ft
Kekasaran relatif = 017,0296,0005,0
==IDε
Untuk aliran turbulen, f = 325,025,0 10.531,4
082,92443079,0
Re079,0 −==
N
Instalasi pipa :
− Panjang pipa vertikal, L1 = 4 m = 13,123 ft
− Panjang pipa horizontal, L2 = 5 m = 16,404 ft
− 2 buah gate valve fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980)
L3 = 2 × 13 × 0,296 = 7,696 ft
− 1 buah elbow standard 90o (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust, 1980)
L4 = 1 × 30 × 0,296 = 8,880 ft
Panjang pipa total (ΣL) = 13,123 + 16,404 + 7,696 + 8,880 = 46,103 ft
Faktor gesekan, F = Dg
Lvf
c2
2 ∑ = )296,0)(174,32(2
)103,46()868,2)(10.531,4( 23−
= 0,090 ft.lbf/lbm
Tinggi pemompaan, Δz = 2,5 m = 8,202 ft
Static head, Δz cg
g = 8,202 ft.lbf/lbm
Velocity head, cg
v2
2Δ = 174,322
868,2 2
× = 0,128
Pressure head, ρPΔ = 0
Ws = Δz cg
g + cg
v2
2Δ + ρPΔ + F
= 8,202 + 0,128 + 0 + 0,090
= 8,420 ft.lbf/lbm
Tenaga pompa, P = 550
ρQWs = 550
)178,62)(197,0)(420,8( = 0,188 hp
Untuk efisiensi 80%, maka :
Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,0
188,0 = 0,235 hp
Digunakan daya pompa 0,5 hp
LD.15 Pompa Bak Pengendapan (P-102)
Fungsi : memompa air dari bak pengendapan ke clarifier
Jenis : pompa sentrifugal
Jumlah : 1 unit
Bahan konstruksi : Cast Iron
Kondisi operasi :
Temperatur : 30oC
Densitas air : 996 kg/m3 = 62,178 lbm/ft3 (Perry, 1997)
Viskositas air : 0,85 cP = 5,71 × 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997)
Laju alir massa (F) : 20022,664 kg/jam = 12,236 lbm/det
Laju alir volume, Q : ρF = 3/178,62
det/236,12ftlbm
lbm = 0,197 ft3/s
Diameter optimum, De= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Timmerhouse, 1991)
= 3,9 × (0,197) 0,45 × (62,178) 0,13
= 3,212 in
Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih :
− Ukuran pipa nominal : 3,5 in
− Schedule pipa : 40
− Diameter dalam (ID) : 3,548 in = 0,296 ft
− Diameter luar (OD) : 4,000 in = 0,333 ft
− Luas penampang dalam (Ai) : 0,06870 ft2
Kecepatan linier, v = iA
Q = 2
3
06870,0/197,0ft
sft = 2,868 ft/s
Bilangan Reynold, NRe = μ
ρ Dv = 410.71,5)296,0)(868,2)(178,62(
− = 92443,082
Untuk cast iron, ε = 0,005 ft
Kekasaran relatif = 017,0296,0005,0
==IDε
Untuk aliran turbulen, f = 325,025,0 10.531,4
082,92443079,0
Re079,0 −==
N
Instalasi pipa :
− Panjang pipa vertikal, L1 = 6 m = 19,685 ft
− Panjang pipa horizontal, L2 = 6 m = 19,685 ft
− 2 buah gate valve fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980)
L3 = 2 × 13 × 0,296 = 7,696 ft
− 1 buah elbow standard 90o (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust, 1980)
L4 = 1 × 30 × 0,296 = 8,880 ft
Panjang pipa total (ΣL) = 19,685 + 19,685 + 7,696 + 8,880 = 55,946 ft
Faktor gesekan, F = Dg
Lvf
c2
2 ∑ = )296,0)(174,32(2
)946,55()868,2)(10.531,4( 23−
= 0,109 ft.lbf/lbm
Tinggi pemompaan, Δz = 5,5 m = 18,044 ft
Static head, Δz cg
g = 18,044 ft.lbf/lbm
Velocity head, cg
v2
2Δ = 174,322
868,2 2
× = 0,128
Pressure head, ρPΔ = 0
Ws = Δz cg
g + cg
v2
2Δ + ρPΔ + F
= 18,044 + 0,128 + 0 + 0,190
= 18,362 ft.lbf/lbm
Tenaga pompa, P = 550
ρQWs = 550
)178,62)(197,0)(362,18( = 0,41 hp
Untuk efisiensi 80%, maka :
Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,041,0 = 0,51 hp
Digunakan daya pompa 0,5 hp
LD.16 Pompa Tangki Al2(SO4)3 (P-103)
Fungsi : memompa Al2(SO4)3 ke clarifier
Jenis : pompa sentrifugal
Jumlah : 1 unit
Bahan konstruksi : Cast Iron
Kondisi operasi :
Temperatur : 30oC
Densitas Al2(SO4)3 : 87,93 lbm/ft3 (Perry, 1997)
Viskositas Al2(SO4)3 : 6,719 × 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997)
Laju alir massa (F) : 1,001 kg/jam = 0,0006 lbm/det
Laju alir volume, Q : ρF = 3/93,87
det/0006,0ftlbm
lbm = 6,824.10-6 ft3/s
Diameter optimum, De: 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Timmerhouse, 1991)
= 3,9 × (6,824.10-6) 0,45 × (87,93) 0,13
= 0,274 in
Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih :
− Ukuran pipa nominal : 3/8 in
− Schedule pipa : 40
− Diameter dalam (ID) : 0,493 in = 0,041 ft
− Diameter luar (OD) : 0,675 in = 0,056 ft
− Luas penampang dalam (Ai) : 0,00133 ft2
Kecepatan linier, v = iA
Q = 2
36
00133,0/10.824,6
ftsft−
= 5,131.10-3 ft/s
Bilangan Reynold, NRe = μ
ρ Dv = 4
3
10.719,6)041,0)(10.131,5)(93,87(
−
−
= 26,789
Untuk cast iron, ε = 0,0045 ft
Kekasaran relatif = 109,0041,0
0045,0==
IDε
Untuk aliran laminar, f = 597,0789,26
16Re
16==
N
Instalasi pipa :
− Panjang pipa vertikal, L1 = 6 m = 19,685 ft
− Panjang pipa horizontal, L2 = 6 m = 19,685 ft
− 2 buah gate valve fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980)
L3 = 2 × 13 × 0,041 = 1,066 ft
− 1 buah elbow standard 90o (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust, 1980)
L4 = 1 × 30 × 0,041 = 1,230 ft
Panjang pipa total (ΣL) = 19,685 + 19,685 + 1,066 + 1,230 = 41,666 ft
Faktor gesekan, F = Dg
Lvf
c2
2 ∑ = )041,0)(174,32(2
)666,41()10.131,5)(597,0( 23−
= 4,836.10-8 ft.lbf/lbm
Tinggi pemompaan, Δz = 5,7 m = 18,7 ft
Static head, Δz cg
g = 18,7 ft.lbf/lbm
Velocity head, cg
v2
2Δ = 174,322
)10.131,5( 23
×
−
= 7,974.10-11
Pressure head, ρPΔ = 0
Ws = Δz cg
g + cg
v2
2Δ + ρPΔ + F
= 18,7 + 7,974.10-11 + 0 + 4,836.10-8
= 18,7 ft.lbf/lbm
Tenaga pompa, P = 550
ρQWs = 550
)93,87)(10.824,6)(7,18( 6−
= 2.10-5 hp
Untuk efisiensi 80%, maka :
Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,0
10.2 5−
= 2,5.10-5 hp
Digunakan daya pompa 0,001 hp
LD.17 Pompa Tangki Na2CO3 (P-104)
Fungsi : memompa Na2CO3 ke clarifier
Jenis : pompa sentrifugal
Jumlah : 1 unit
Bahan konstruksi : Cast Iron
Kondisi operasi :
Temperatur : 30oC
Densitas Na2CO3 : 82,842 lbm/ft3 (Perry, 1997)
Viskositas Na2CO3 : 3,689 × 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997)
Laju alir massa (F) : 0,541 kg/jam = 0,0003 lbm/det
Laju alir volume, Q : ρF = 3/842,82
det/0003,0ftlbm
lbm = 3,621.10-6 ft3/s
Diameter optimum, De: 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Timmerhouse, 1991)
= 3,9 × (3,621.10-6) 0,45 × (82,842) 0,13
= 0,144 in
Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih :
− Ukuran pipa nominal : ¼ in
− Schedule pipa : 40
− Diameter dalam (ID) : 0,364 in = 0,030 ft
− Diameter luar (OD) : 0,540 in = 0,045 ft
− Luas penampang dalam (Ai) : 0,00072 ft2
Kecepatan linier, v = iA
Q = 2
36
00072,0/10.621,3
ftsft−
= 5,029.10-3 ft/s
Bilangan Reynold, NRe = μ
ρ Dv = 4
3
10.689,3)030,0)(10.029,5)(842,82(
−
−
= 32,529
Untuk cast iron, ε = 0,0045 ft
Kekasaran relatif = 15,0030,00045,0
==IDε
Untuk aliran laminar, f = 492,0529,32
16Re
16==
N
Instalasi pipa :
− Panjang pipa vertikal, L1 = 6 m = 19,685 ft
− Panjang pipa horizontal, L2 = 6 m = 19,685 ft
− 2 buah gate valve fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980)
L3 = 2 × 13 × 0,030 = 0,780 ft
− 1 buah elbow standard 90o (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust, 1980)
L4 = 1 × 30 × 0,030 = 0,900 ft
Panjang pipa total (ΣL) = 19,685 + 19,685 + 0,780 + 0,900 = 41,050 ft
Faktor gesekan, F = Dg
Lvf
c2
2 ∑ = )030,0)(174,32(2
)050,41()10.029,5)(492,0( 23−
= 5,263.10-8 ft.lbf/lbm
Tinggi pemompaan, Δz = 5,7 m = 18,7 ft
Static head, Δz cg
g = 18,7 ft.lbf/lbm
Velocity head, cg
v2
2Δ = 174,322
)10.029,5( 23
×
−
= 7,815.10-11
Pressure head, ρPΔ = 0
Ws = Δz cg
g + cg
v2
2Δ + ρPΔ + F
= 18,7 + 7,815.10-11 + 0 + 5,263.10-8
= 18,7 ft.lbf/lbm
Tenaga pompa, P = 550
ρQWs = 550
)842,82)(10.621,3)(7,18( 6−
= 1,019.10-5 hp
Untuk efisiensi 80%, maka :
Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,010.019,1 5−
= 1,274.10-5 hp
Digunakan daya pompa 0,001 hp
LD.18 Pompa Sand Filter (P-105)
Fungsi : memompa air dari sand filter ke menara air
Jenis : pompa sentrifugal
Jumlah : 1 unit
Bahan konstruksi : Cast Iron
Kondisi operasi :
Temperatur : 30oC
Densitas air : 996 kg/m3 = 62,178 lbm/ft3 (Perry, 1997)
Viskositas air : 0,85 cP = 5,71 × 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997)
Laju alir massa (F) : 20024,206 kg/jam = 12,237 lbm/det
Laju alir volume, Q : ρF = 3/178,62
det/237,12ftlbm
lbm = 0,197 ft3/s
Diameter optimum, De: 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Timmerhouse, 1991)
= 3,9 × (0,197) 0,45 × (62,178) 0,13
= 3,212 in
Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih :
− Ukuran pipa nominal : 3,5 in
− Schedule pipa : 40
− Diameter dalam (ID) : 3,548 in = 0,296 ft
− Diameter luar (OD) : 4,000 in = 0,333 ft
− Luas penampang dalam (Ai) : 0,06870 ft2
Kecepatan linier, v = iA
Q = 2
3
06870,0/197,0ft
sft = 2,868 ft/s
Bilangan Reynold, NRe = μ
ρ Dv = 410.71,5)296,0)(868,2)(178,62(
− = 92443,082
Untuk cast iron, ε = 0,005 ft
Kekasaran relatif = 017,0296,0005,0
==IDε
Untuk aliran turbulen, f = 325,025,0 10.531,4
082,92443079,0
Re079,0 −==
N
Instalasi pipa :
− Panjang pipa vertikal, L1 = 8,5 m = 27,887 ft
− Panjang pipa horizontal, L2 = 8,5 m = 27,88 ft
− 2 buah gate valve fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980)
L3 = 2 × 13 × 0,296 = 7,696 ft
− 1 buah elbow standard 90o (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust, 1980)
L4 = 1 × 30 × 0,296 = 8,880 ft
Panjang pipa total (ΣL) = 27,887 + 27,887 + 7,696 + 8,880 = 72,350 ft
Faktor gesekan, F = Dg
Lvf
c2
2 ∑ = )296,0)(174,32(2
)350,72()868,2)(10.531,4( 23−
= 0,141 ft.lbf/lbm
Tinggi pemompaan, Δz = 5 m = 16,404 ft
Static head, Δz cg
g = 16,404 ft.lbf/lbm
Velocity head, cg
v2
2Δ = 174,322
868,2 2
× = 0,128
Pressure head, ρPΔ = 0
Ws = Δz cg
g + cg
v2
2Δ + ρPΔ + F
= 16,404 + 0,128 + 0 + 0,141
= 16,673 ft.lbf/lbm
Tenaga pompa, P = 550
ρQWs = 550
)178,62)(197,0)(673,16( = 0,371 hp
Untuk efisiensi 80%, maka :
Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,0
371,0 = 0,464 hp
Digunakan daya pompa 0,5 hp
LD.19 Pompa Water Cooling Tower (P-106)
Fungsi : mendistribusikan air pendingin
Jenis : pompa sentrifugal
Jumlah : 1 unit
Bahan konstruksi : Cast Iron
Kondisi operasi :
Temperatur : 30oC
Densitas air : 996 kg/m3 = 62,178 lbm/ft3 (Perry, 1997)
Viskositas air : 0,8937 cP = 6,005 × 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997)
Laju alir massa (F) : 12716,289 kg/jam = 7,771 lbm/det
Laju alir volume, Q : ρF = 3/178,62
det/771,7ftlbm
lbm = 0,125 ft3/s
Diameter optimum, De: 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Timmerhouse, 1991)
= 3,9 × (0,125) 0,45 × (62,178) 0,13
= 2,617 in
Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih :
− Ukuran pipa nominal : 3 in
− Schedule pipa : 40
− Diameter dalam (ID) : 3,068 in = 0,256 ft
− Diameter luar (OD) : 3,500 in = 0,292 ft
− Luas penampang dalam (Ai) : 0,05130 ft2
Kecepatan linier, v = iA
Q = 2
3
05130,0/125,0ft
sft = 2,437 ft/s
Bilangan Reynold, NRe = μ
ρ Dv = 410.005,6)256,0)(437,2)(178,62(
− = 64597,835
Untuk cast iron, ε = 0,005 ft
Kekasaran relatif = 019,0256,0005,0
==IDε
Untuk aliran turbulen, f = 625,0 10.223,1
835,64597079,0
Re079,0 −==
N
Instalasi pipa :
− Panjang pipa vertikal, L1 = 8 m = 26,246 ft
− Panjang pipa horizontal, L2 = 8 m = 26,246 ft
− 2 buah gate valve fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980)
L3 = 2 × 13 × 0,256 = 6,656 ft
− 1 buah elbow standard 90o (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust, 1980)
L4 = 1 × 30 × 0,256 = 7,680 ft
Panjang pipa total (ΣL) = 26,246 + 26,246 + 6,656 + 7,680 = 66,828 ft
Faktor gesekan, F = Dg
Lvf
c2
2 ∑ = )256,0)(174,32(2
)828,66()437,2)(10.223,1( 26−
= 2,947.10-5 ft.lbf/lbm
Tinggi pemompaan, Δz = 5 m = 16,404 ft
Static head, Δz cg
g = 16,404 ft.lbf/lbm
Velocity head, cg
v2
2Δ = 174,322
437,2 2
× = 0,093
Pressure head, ρPΔ = 0
Ws = Δz cg
g + cg
v2
2Δ + ρPΔ + F
= 16,404 + 0,093 + 0 + 2,947.10-5
= 16,497 ft.lbf/lbm
Tenaga pompa, P = 550
ρQWs = 550
)178,62)(125,0)(497,16( = 0,23 hp
Untuk efisiensi 80%, maka :
Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,023,0 = 0,28 hp
Digunakan daya pompa 0,5 hp
LD.20 Pompa Tangki H2SO4 (P-107)
Fungsi : memompa H2SO4 ke Cation Exchanger
Jenis : pompa sentrifual
Jumlah : 1 unit
Bahan konstruksi : Cast Iron
Kondisi operasi :
Temperatur : 30oC
Densitas H2SO4 : 1387 kg/m3 = 86,587 lbm/ft3 (Perry, 1997)
Viskositas H2SO4 : 3,7 × 10-3 lbm/ft.s (Perry, 1997)
Laju alir massa (F) : 1,818 kg/jam = 0,001 lbm/det
Laju alir volume, Q : ρF = 3/587,86
det/001,0ftlbm
lbm = 1,155.10-5 ft3/s
Diameter optimum, De: 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Timmerhouse, 1991)
= 3,9 × (1,155.10-5) 0,45 × (86,587) 0,13
= 0,070 in
Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih :
− Ukuran pipa nominal : 1/8 in
− Schedule pipa : 40
− Diameter dalam (ID) : 0,269 in = 0,022 ft
− Diameter luar (OD) : 0,405 in = 0,034 ft
− Luas penampang dalam (Ai) : 0,00040 ft2
Kecepatan linier, v = iA
Q = 2
35
00040,0/10.155,1
ftsft−
= 0,029 ft/s
Bilangan Reynold, NRe = μ
ρ Dv = 410.005,6)022,0)(029,0)(587,86(
− = 91,590
Untuk cast iron, ε = 0,005 ft
Kekasaran relatif = 227,0022,0005,0
==IDε
Untuk aliran turbulen, f = 175,0590,91
16Re
16==
N
Instalasi pipa :
− Panjang pipa vertikal, L1 = 1 m = 3,281 ft
− Panjang pipa horizontal, L2 = 5 m = 16,404 ft
− 2 buah gate valve fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980)
L3 = 2 × 13 × 0,022 = 0,572 ft
− 1 buah elbow standard 90o (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust, 1980)
L4 = 1 × 30 × 0,022 = 0,660 ft
Panjang pipa total (ΣL) = 3,281 + 16,404 + 0,572 + 0,660 = 20,917 ft
Faktor gesekan, F = Dg
Lvf
c2
2 ∑ = )022,0)(174,32(2
)917,20()029,0)(175,0( 2
= 2,174.10-3 ft.lbf/lbm
Tinggi pemompaan, Δz = 1 m = 3,281 ft
Static head, Δz cg
g = 3,281 ft.lbf/lbm
Velocity head, cg
v2
2Δ = 174,322
029,0 2
× = 1,307.10-5
Pressure head, ρPΔ = 0
Ws = Δz cg
g + cg
v2
2Δ + ρPΔ + F
= 3,281 + 1,307.10-5 + 0 + 2,174.10-3
= 3,283 ft.lbf/lbm
Tenaga pompa, P = 550
ρQWs = 550
)587,86)(10.155,1)(283,3( 5−
= 5,969.10-6 hp
Untuk efisiensi 80%, maka :
Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,010.969,5 6−
= 7,461.10-6 hp
Digunakan daya pompa 0,001 hp
LD.21 Pompa Tangki NaOH (P-108)
Fungsi : memompa NaOH ke Anion Exchanger
Jenis : pompa sentrifual
Jumlah : 1 unit
Bahan konstruksi : Cast Iron
Kondisi operasi :
Temperatur : 30oC
Densitas NaOH : 1520,3 kg/m3 = 94,909 lbm/ft3 (Perry, 1997)
Viskositas NaOH : 4,302 × 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997)
Laju alir massa (F) : 0,946 kg/jam = 0,0006 lbm/det
Laju alir volume, Q : ρF = 3/909,94
det/0006,0ftlbm
lbm = 6,322.10-6 ft3/s
Diameter optimum, De: 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Timmerhouse, 1991)
= 3,9 × (6,322.10-6) 0,45 × (94,909) 0,13
= 0,257 in
Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih :
− Ukuran pipa nominal : ¼ in
− Schedule pipa : 40
− Diameter dalam (ID) : 0,364 in = 0,030 ft
− Diameter luar (OD) : 0,540 in = 0,045 ft
− Luas penampang dalam (Ai) : 0,00072 ft2
Kecepatan linier, v = iA
Q = 2
36
00072,0/10.322,6
ftsft−
= 0,009 ft/s
Bilangan Reynold, NRe = μ
ρ Dv = 410.302,4)030,0)(009,0)(909,94(
− = 60,437
Untuk cast iron, ε = 0,005 ft
Kekasaran relatif = 167,0030,0005,0
==IDε
Untuk aliran turbulen, f = 265,0437,60
16Re
16==
N
Instalasi pipa :
− Panjang pipa vertikal, L1 = 1 m = 3,281 ft
− Panjang pipa horizontal, L2 = 5 m = 16,404 ft
− 2 buah gate valve fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980)
L3 = 2 × 13 × 0,030 = 0,780 ft
− 1 buah elbow standard 90o (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust, 1980)
L4 = 1 × 30 × 0,030 = 0,900 ft
Panjang pipa total (ΣL) = 3,281 + 16,404 + 0,780 + 0,900 = 21,365 ft
Faktor gesekan, F = Dg
Lvf
c2
2 ∑ = )030,0)(174,32(2
)365,21()009,0)(265,0( 2
= 2,376.10-4 ft.lbf/lbm
Tinggi pemompaan, Δz = 1 m = 3,281 ft
Static head, Δz cg
g = 3,281 ft.lbf/lbm
Velocity head, cg
v2
2Δ = 174,322
009,0 2
× = 1,259.10-6
Pressure head, ρPΔ = 0
Ws = Δz cg
g + cg
v2
2Δ + ρPΔ + F
= 3,281 + 1,259.10-6 + 0 + 2,376.10-4
= 3,281 ft.lbf/lbm
Tenaga pompa, P = 550
ρQWs = 550
)909,94)(10.322,6)(281,3( 6−
= 3,579.10-6 hp
Untuk efisiensi 80%, maka :
Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,010.579,3 5−
= 4,474.10-6 hp
Digunakan daya pompa 0,001 hp
LD.22 Pompa Cation Exchanger (P-109)
Fungsi : memompa air dari Cation Exchanger ke Anion
Exchanger
Jenis : pompa sentrifual
Jumlah : 1 unit
Bahan konstruksi : Cast Iron
Kondisi operasi :
Temperatur : 30oC
Densitas air : 996 kg/m3 = 62,178 lbm/ft3 (Perry, 1997)
Viskositas air : 0,85 Cp = 5,72 × 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997)
Laju alir massa (F) : 5935,096 kg/jam = 3,627 lbm/det
Laju alir volume, Q : ρF = 3/178,62
det/627,3ftlbm
lbm = 0,058 ft3/s
Diameter optimum, De: 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Timmerhouse, 1991)
= 3,9 × (0,058) 0,45 × (62,178) 0,13
= 1,852 in
Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih :
− Ukuran pipa nominal : 2 in
− Schedule pipa : 40
− Diameter dalam (ID) : 2,067 in = 0,172 ft
− Diameter luar (OD) : 2,375 in = 0,198 ft
− Luas penampang dalam (Ai) : 0,02330 ft2
Kecepatan linier, v = iA
Q = 2
3
02330,0/058,0ft
sft = 2,489 ft/s
Bilangan Reynold, NRe = μ
ρ Dv = 410.72,5)172,0)(489,2)(178,62(
− = 46536,713
Untuk cast iron, ε = 0,005 ft
Kekasaran relatif = 029,0172,0005,0
==IDε
Untuk aliran turbulen, f = 325,025,0 10.379,5
713,46536079,0
Re079,0 −==
N
Instalasi pipa :
− Panjang pipa vertikal, L1 = 5,5 m = 18,044 ft
− Panjang pipa horizontal, L2 = 5 m = 16,404 ft
− 2 buah gate valve fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980)
L3 = 2 × 13 × 0,172 = 4,472 ft
− 1 buah elbow standard 90o (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust, 1980)
L4 = 1 × 30 × 0,172 = 5,160 ft
Panjang pipa total (ΣL) = 18,044 + 16,404 + 4,472 + 5,160 = 44,080 ft
Faktor gesekan, F = Dg
Lvf
c2
2 ∑ = )172,0)(174,32(2
)080,44()489,2)(10.379,5( 23−
= 0,133 ft.lbf/lbm
Tinggi pemompaan, Δz = 5,4 m = 17,716 ft
Static head, Δz cg
g = 17,716 ft.lbf/lbm
Velocity head, cg
v2
2Δ = 174,322
489,2 2
× = 0,096
Pressure head, ρPΔ = 0
Ws = Δz cg
g + cg
v2
2Δ + ρPΔ + F
= 17,716 + 0,096 + 0 + 0,133
= 17,945 ft.lbf/lbm
Tenaga pompa, P = 550
ρQWs = 550
)178,62)(058,0)(945,17( = 0,118 hp
Untuk efisiensi 80%, maka :
Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,0
118,0 = 0,15 hp
Digunakan daya pompa 0,5 hp
LD.23 Pompa Anion Exchanger (P-110)
Fungsi : memompa air dari Anion Exchanger ke Deaerator
Jenis : pompa sentrifual
Jumlah : 1 unit
Bahan konstruksi : Cast Iron
Kondisi operasi :
Temperatur : 30oC
Densitas air : 996 kg/m3 = 62,178 lbm/ft3 (Perry, 1997)
Viskositas air : 0,85 Cp = 5,72 × 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997)
Laju alir massa (F) : 5936,042 kg/jam = 3,627 lbm/det
Laju alir volume, Q : ρF = 3/178,62
det/627,3ftlbm
lbm = 0,058 ft3/s
Diameter optimum, De: 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Timmerhouse, 1991)
= 3,9 × (0,058) 0,45 × (62,178) 0,13
= 1,852 in
Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih :
− Ukuran pipa nominal : 2 in
− Schedule pipa : 40
− Diameter dalam (ID) : 2,067 in = 0,172 ft
− Diameter luar (OD) : 2,375 in = 0,198 ft
− Luas penampang dalam (Ai) : 0,02330 ft2
Kecepatan linier, v = iA
Q = 2
3
02330,0/058,0ft
sft = 2,489 ft/s
Bilangan Reynold, NRe = μ
ρ Dv = 410.72,5)172,0)(489,2)(178,62(
− = 46536,713
Untuk cast iron, ε = 0,005 ft
Kekasaran relatif = 029,0172,0005,0
==IDε
Untuk aliran turbulen, f = 325,025,0 10.379,5
713,46536079,0
Re079,0 −==
N
Instalasi pipa :
− Panjang pipa vertikal, L1 = 5,5 m = 18,044 ft
− Panjang pipa horizontal, L2 = 5 m = 16,404 ft
− 2 buah gate valve fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980)
L3 = 2 × 13 × 0,172 = 4,472 ft
− 1 buah elbow standard 90o (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust, 1980)
L4 = 1 × 30 × 0,172 = 5,160 ft
Panjang pipa total (ΣL) = 18,044 + 16,404 + 4,472 + 5,160 = 44,080 ft
Faktor gesekan, F = Dg
Lvf
c2
2 ∑ = )172,0)(174,32(2
)080,44()489,2)(10.379,5( 23−
= 0,133 ft.lbf/lbm
Tinggi pemompaan, Δz = 5,4 m = 17,716 ft
Static head, Δz cg
g = 17,716 ft.lbf/lbm
Velocity head, cg
v2
2Δ = 174,322
489,2 2
× = 0,096
Pressure head, ρPΔ = 0
Ws = Δz cg
g + cg
v2
2Δ + ρPΔ + F
= 17,716 + 0,096 + 0 + 0,133
= 17,945 ft.lbf/lbm
Tenaga pompa, P = 550
ρQWs = 550
)178,62)(058,0)(945,17( = 0,118 hp
Untuk efisiensi 80%, maka :
Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,0
118,0 = 0,15 hp
Digunakan daya pompa 0,5 hp
LD.24 Pompa Deaerator (P-111)
Fungsi : memompa air dari Deaerator ke Boiler
Jenis : pompa sentrifual
Jumlah : 1 unit
Bahan konstruksi : Cast Iron
Kondisi operasi :
Temperatur : 30oC
Densitas air : 996 kg/m3 = 62,178 lbm/ft3 (Perry, 1997)
Viskositas air : 0,85 Cp = 5,72 × 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997)
Laju alir massa (F) : 5936,042 kg/jam = 3,627 lbm/det
Laju alir volume, Q : ρF = 3/178,62
det/627,3ftlbm
lbm = 0,058 ft3/s
Diameter optimum, De: 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Timmerhouse, 1991)
= 3,9 × (0,058) 0,45 × (62,178) 0,13
= 1,852 in
Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih :
− Ukuran pipa nominal : 2 in
− Schedule pipa : 40
− Diameter dalam (ID) : 2,067 in = 0,172 ft
− Diameter luar (OD) : 2,375 in = 0,198 ft
− Luas penampang dalam (Ai) : 0,02330 ft2
Kecepatan linier, v = iA
Q = 2
3
02330,0/058,0ft
sft = 2,489 ft/s
Bilangan Reynold, NRe = μ
ρ Dv = 410.72,5)172,0)(489,2)(178,62(
− = 46536,713
Untuk cast iron, ε = 0,005 ft
Kekasaran relatif = 029,0172,0005,0
==IDε
Untuk aliran turbulen, f = 325,025,0 10.379,5
713,46536079,0
Re079,0 −==
N
Instalasi pipa :
− Panjang pipa vertikal, L1 = 5,5 m = 18,044 ft
− Panjang pipa horizontal, L2 = 5 m = 16,404 ft
− 2 buah gate valve fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980)
L3 = 2 × 13 × 0,172 = 4,472 ft
− 1 buah elbow standard 90o (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust, 1980)
L4 = 1 × 30 × 0,172 = 5,160 ft
Panjang pipa total (ΣL) = 18,044 + 16,404 + 4,472 + 5,160 = 44,080 ft
Faktor gesekan, F = Dg
Lvf
c2
2 ∑ = )172,0)(174,32(2
)080,44()489,2)(10.379,5( 23−
= 0,133 ft.lbf/lbm
Tinggi pemompaan, Δz = 5,4 m = 17,716 ft
Static head, Δz cg
g = 17,716 ft.lbf/lbm
Velocity head, cg
v2
2Δ = 174,322
489,2 2
× = 0,096
Pressure head, ρPΔ = 0
Ws = Δz cg
g + cg
v2
2Δ + ρPΔ + F
= 17,716 + 0,096 + 0 + 0,133
= 17,945 ft.lbf/lbm
Tenaga pompa, P = 550
ρQWs = 550
)178,62)(058,0)(945,17( = 0,118 hp
Untuk efisiensi 80%, maka :
Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,0
118,0 = 0,15 hp
Digunakan daya pompa 0,5 hp
LAMPIRAN E
PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI
Dalam rencana pra rancangan Unit Fraksinasi pada pabrik minyak goreng
digunakan asumsi sebagai berikut:
1. Perusahaan beroperasi selama 320 hari dalam setahun.
2. Kapasitas produksi maksimum adalah 850 ton/tahun
3. Perhitungan didasarkan pada harga peralatan terpasang (HPT)
4. Harga alat disesuaikan dengan nilai tukar dollar terhadap rupiah adalah :
US$ 1 = Rp 8.895,- (Harian Analisa, 19 Juni 2007).
LE.1 Modal Investasi Tetap
LE.1.1 Modal Investasi Tetap Langsung (MITL)
A. Biaya Tanah Lokasi Unit Fraksinasi
Biaya tanah pada lokasi pabrik diperkirakan Rp 300.000,-/m2
Harga tanah seluruhnya = 2484 m2 x Rp 300.000,-/m2
= Rp745.200.000,-
Biaya perataan tanah diperkirakan 5 % dari harga tanah seluruhnya
(Timmerhaus, 1991)
Biaya perataan tanah = 0,05 x Rp 745.200.000,-
= Rp 37.260.000,-
Total biaya tanah = Rp 745.200.000,- + Rp 37.260.000,-
= Rp 782.460.000.-
B. Harga Bangunan
Perincian harga bangunan dapat dilihat pada tabel LE–1
Tabel LE – 1 Perincian harga bangunan Nama Bangunan Luas (m2) Harga (Rp/m2) Jumlah (Rp)
Daerah Proses 500 1.000.000 500.000.000
Gudang Bahan baku 80 500.000 40.000.000
Gudang Produk 100 500.000 50.000.000
Laboratorium 80 500.000 40.000.000
Kantor 100 500.000 50.000000
Parkir 150 200.000 30.000.000
Klinik 60 500.000 30.000.000
Tempat Ibadah 80 300.000 24.000.000
Kantin 80 300.000 24.000.000
Bengkel 80 300.000 24.000.000
Ruang Kontrol 80 500.000 40.000.000
Pengolahan Air 100 400.000 40.000.000
Pengolahan limbah 80 400.000 32.000.000
Daerah Perluasan 400 250.000 100.000.000
Taman 80 100.000 8.000.000
Pos Keamanan 20 250.000 5.000.000
Total 2.070 1.073.000.000
C. Perincian Harga Peralatan
Harga peralatan dapat dicari dengan menggunakan persamaan berikut :
Cx = Cy m
y
x
XX
II
⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛
1
2.
Dimana : Cx = Harga alat pada tahun pembelian (2007)
Cy = Harga alat pada kapasitas yang tersedia
Ix = Indeks harga pada tahun 2007
Iy = Indeks harga pada tahun yang tersedia
X1 = Kapasitas alat yang tersedia
X2 = Kapasitas alat yang diinginkan
m = Faktor eksponensial untuk jenis alat yang tersedia
Untuk menghitung semua harga peralatan pada pabrik, digunakan metode
Marshall R Swift Equipment Cost Indeks. Indeks yang digunakan adalah Chemichal
Engineering Plant Cost Indeks (Timmerhaus, 2004).
Tabel LE – 2 Data Indeks Harga Chemical Engeneering (CE)
Tahun Indeks (Yi) Xi Xi
2 Yi2 Xi . Yi
1993 964,2 1 1 929681,64 964,2
1994 993,4 2 4 986843,56 1986,8
1995 1027,5 3 9 1055756,25 3082,5
1996 1039,1 4 16 1079728,81 4156,4
1997 1056,8 5 25 1116826,24 5284,0
1998 1061,9 6 36 1127631,61 6371,4
1999 1068,3 7 49 1141264,89 7478,1
2000 1089,0 8 64 1185921,00 8712,0
2001 1093,9 9 81 1196617,21 9845,1
2002 1102,5 10 100 1215506,25 11025,0
Total 10496,6 55 385 11035777,46 58905,5
(Timmerhaus, 2004)
Untuk mencari indeks harga pada tahun 2006 digunakan Metode Regresi Koefisien
Korelasi, yaitu :
r = )})(.{})(.{(
).()..(2222
iiii
iiii
YYnxXXn
YXYXn
∑−∑∑−∑
∑∑−∑
= )})6,10496(46,1103577710{})55(38510{(
)6,1049655()5,5890510(22 −××−×
×−× = 0,96 ≈ 1
Harga koefisien yang mendekati +1 menyatakan bahwa terdapat hubungan linear
antar variabel X dan Y, sehingga persamaan regresi yang mendekati adalah
Persamaan Regresi Linear.
Persamaan umum Regresi Linear adalah Y = a + b X
Dengan : Y = Indeks harga pada tahun yang dicari (2007)
X = Variabel tahun ke n – 1
a, b = Tetapan persamaan regresi
dimana a dan b dapat dicari dengan menggunakan rumus :
a = 22
2
)().().()(
ii
iiiii
XXnYXxXYxX
∑−∑
∑∑−∑∑
= 255)38510()5,5890555()6,10496385(
−−
Xxx = 971,38
b = 22 )().(
)().(
ii
iiii
XXnYxXYXxn
∑−∑
∑∑−∑
= 255)38510()6,1049655()5,5890510(
−−
Xxx = 14,23
Y = 66,104910
6,10496==
∑nYi
X = 5,523,14
38,97166,1049)(=
−=
−b
aY
Dengan demikian harga indeks pada tahun 2007 (n =15 tahun yang ke – 15 maka
X = 14) adalah:
Y = 971,38 + (14,23 x 14)
= 1170,6
Untuk alat yang tidak tersedia, faktor eksponennya (m) dianggap 0,6 (Timmerhaus,
2004).
Contoh perhitungan estimasi harga peralatan:
Nama alat : Reaktor Hidrolisa
Jumlah : 1 buah
Volume tangki (X2) : 2,0624 m3
Untuk reaktor hidrolisa, volume reaktor yang disediakan :
X1 = 10 m3
Cy = US$ 55.000
Ix = 1170,6
Iy = 1102,5
m = 0,6
Maka harga tangki pada tahun 2007 :
Cx = US$ 55.000 x ⎟⎠
⎞⎜⎝
⎛⎟⎠⎞
⎜⎝⎛
5,11026,1170
100624,2 6,0
= US$ 22652,23 x Rp 8.895,-
= Rp 201.491.586,-
Dengan cara yang sama perkiraan harga alat proses yang lainnya dapat dilihat pada
Tabel LE – 3 dan Tabel LE – 4 untuk perkiraan harga peralatan utilitas.
Tabel LE – 3 Perkiraan Harga Peralatan Proses
No
Nama Alat
Unit
Harga/Unit
(Rp)
Harga Total
(Rp)
1 Tangki Molase 1 27.697.010 27.697.010
2 Reaktor 1 201.491.586 201.491.586
3 Fermentor 1 199.090.381 199.090.381
4 Tangki Penampung Fermentasi 3 20.718.768 62.156.304
5 Tangki Penyimpan Etanol 2 119.873.303 239.746.606
6 Filter Ptess 2 21.350.402 42.700.804
7 Pompa - 101 1 2.500.000 2.500.000
8 Pompa – 102 1 2.500.000 2.500.000
9 Pompa - 103 1 2.500.000 2.500.000
10 Pompa - 104 1 2.500.000 2.500.000
11 Kolom Distilasi 1 158.153.100 158.153.100
12 Kondensor 1 59.240.700 59.240.700
13 Tangki Penampung Distilat Sementara 1 19.080.728 19.080.728
14 Reboiler 1 124.530.000 124.530.000
15 Pompa - 105 1 2.500.000 2.500.000
16 Pompa – 106 1 2.500.000 2.500.000
17 Pompa - 107 1 2.500.000 2.500.000
18 Pompa - 108 1 2.500.000 2.500.000
19 Bak Penampung Cake I 1 40.759.667 40.759.667
20 Bak Penampung Cake II 1 40.759.667 40.759.667
21 Heater 1 119.987.936 119.987.936
Total 1.355.394.489
(Timmerhaus, 2004)
Tabel LE – 4 Perkiraan Harga Peralatan Utilitas
No
Nama Alat
Unit
Harga/Unit
(Rp)
Harga Total
(Rp)
1 Bak Pengendapan 1 31.831.423 31.831.423
2 Tangki Pelarutan AL2SO4 1 10.612.655 10.612.655
3 Tangki Pelarutan Na2CO3 1 13.841.423 13.841.423
4 Tangki Pelarutan H2SO4 1 91.532.463 91.532.463
5 Tangki Pelarutan NaOH 1 1.539.768 1.539.768
6 Clarifier 1 400.391.197 400.391.197
7 Sand Filter 1 279.936.510 279.936.510
8 Menara Air 1 310.117.876 310.117.876
9 Menara Pendingin Air 1 463.963.458 463.963.458
10 Cation Exchanger 1 24.932.882 24.932.882
11 Anion Exchanger 1 24.932.882 24.932.882
12 Deaerator 1 116.043.000 116.043.000
13 Ketel Uap 1 103.336.971 103.336.971
14 Pompa Sumur Bor 1 2.500.000 2.500.000
15 Pompa Bak Pengendapan 1 2.500.000 2.500.000
16 Pompa Tangki Al2SO4 1 2.500.000 2.500.000
17 Pompa Tangki Na2CO3 1 2.500.000 2.500.000
18 Pompa Tangki Sand Filter 1 2.500.000 2.500.000
19 Pompa Tangki Water Cooling Tower 1 2.500.000 2.500.000
20 Pompa Tangki H2SO4 1 2.500.000 2.500.000
21 Pompa Tangki NaOH 1 2.500.000 2.500.000
22 Pompa Cation Exchanger 1 2.500.000 2.500.000
23 Pompa Anion Exchanger 1 2.500.000 2.500.000
24 Pompa Deaerator 1 2.500.000 2.500.000
Total 1.900.512.508
(Timmerhaus, 2004)
Total harga peralatan = Rp 1.355.394.489,- + Rp 1.900.512.508,-
= Rp 3.255.906.997,-
Harga peralatan di atas masih merupakan perkiraan. Untuk harga alat sampai di
lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut (Timmerhaus, 2004):
- Biaya transportasi = 5 %
- Biaya asuransi = 1 %
- Bea masuk = 15 %
- PPn = 10 %
- PPh = 10 %
- Biaya gudang di pelabuhan= 0,5 %
- Biaya administrasi pelabuhan= 0,5 %
- Transportasi lokal = 0,5 %
- Biaya tak terduga = 0,5 %
Total = 43 %
Harga alat impor sampai ke lokasi pabrik = 1,43 x Rp 3.255.906.997,-
= Rp 4.655.947.006,-
Biaya pemasangan diperkirakan 10 % dari harga peralatan (Timmerhaus, 2004)
Biaya pemasangan = 0,1 x Rp 4.655.947.006,-
= Rp 465.594.701,-
C. Harga peralatan terpasang (HPT)
= Rp 4.655.947.006,- + Rp 465.594.701,-
= Rp 5.121.541.707,-
D. Instrumentasi dan Alat Kontrol
Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 13 % dari HPT
(Timmerhaus, 2004)
Biaya instrumentasi dan alat kontrol = 0,13 x Rp 5.121.541.707,-
= Rp 665.800.422,-
E. Biaya Perpipaan
Diperkirakan biaya perpipaan 80 % dari HPT. (Timmerhaus, 2004)
Biaya perpipaan = 0,8 x Rp 5.121.541.707,-
= Rp 4.097.233.366
F. Biaya Instalasi Listrik
Diperkirakan biaya instalasi listrik 10 % dari HPT. (Timmerhaus, 2004)
Biaya instalasi listrik = 0,1 x Rp 5.121.541.707,-
= Rp 512.154.171
G. Biaya Insulasi
Diperkirakan biaya insulasi 8 % dari HPT. (Timmerhaus, 2004)
Biaya insulasi = 0,08 x Rp 5.121.541.707,-
= Rp 409.723.337
H. Biaya Inventaris Kantor
Diperkirakan biaya inventaris kantor 1 % dari HPT. (Timmerhaus, 2004)
Biaya inventaris kantor = 0,01 x Rp 5.121.541.707,-
= Rp 51.215.417
I. Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan
Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 1 % dari HPT.
(Timmerhaus, 2004)
Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan = 0,01 x Rp 5.121.541.707,-
= Rp 51.215.417
J. Sarana Transportasi
Tabel LE – 5 Biaya Sarana Transportasi
Jenis kendaraan Unit Jenis Harga/unit
(Rp)
Harga Total
(Rp)
Mobil Direktur 1 Corolla Altis 280.000.000 280.000.000
Mobil Manajer 4 Kijang Innova E.155 150.000.000 600.000.000
Truk 2 Dyna 6 roda Chassis 140 PS 100.000.000 200.000.000
Total 1.080.000.000
Total MITL = A + B + C + D + E + F + G + H + I + J
= Rp 13.808.343.836,-
LE.1.2 Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL)
A. Pra Investasi
Diperkirakan 7 % dari MITL = 0,07 x Rp 13.808.343.836,-
= Rp 965.584.069,-
B. Engineering dan Supervisi
Diperkirakan 8 % dari MITL = 0,08 x Rp 13.808.343.836,-
= Rp 1.104.667.507,-
C. Biaya Kontraktor
Diperkirakan 2 % dari MITL = 0,02 x Rp 13.808.343.836,-
= Rp 776.166.877,-
D. Biaya Tak Terduga
Diperkirakan 10 % dari MITL = 0,1 x Rp 13.808.343.836,-
= Rp 1.380.834.384,-
Total MITTL = A + B + C + D
= Rp 3.728.252.836,-
Total MIT = MITL + MITTL
= Rp 13.808.343.836,-+ Rp. 3.728.252.836,-
= Rp 17.536.596.672,-
LE.2 Modal Kerja
Modal kerja dihitung untuk pengoperasian pabrik selama 3 bulan (90 hari).
LE.2.1 Persediaan Bahan Baku
a. Persediaan Bahan Baku Proses
1. Molase
Kebutuhan = 445 kg/jam
Harga = Rp 960,-/kg,- (PT. Rajawali Nusantara, 2007)
Harga total = 90 hari x 24 jam/hari x 445 kg/jam x Rp 950/kg
= Rp 922.752.000,-
2. Saccharomicess Cereviciae
Kebutuhan = 86,397 kg/jam
Harga = Rp 25.000,-/kg ( PT. Indokemika Jayatama, 2007)
Harga total = 90 hari x 86,397 kg/jam x 24 jam/hari x Rp 25.000,- /kg
= Rp 4.665.438.000,-
3. H3PO4
Kebutuhan = 6,911 kg/jam
Harga = Rp 115.000,-/liter (CV. Rudang Jaya, 2007)
Total kebutuhan = jamltr
mLx
mkgjamkg 792,3
11000
/1898,1822/911,6
33 =
Harga total = 90 hari x 3,792 kg/jam x 24 jam/hari x Rp 115.000,- /liter
= Rp 941.932.800,-
4. (NH4)2SO4
Kebutuhan = 6,911 kg/jam
Harga = Rp 215.000,-/kg (CV. Rudang Jaya, 2007)
Harga total = 90 hari x 6,911 kg/jam x 24 jam/hari x Rp 215.000,- /kg
= Rp 3.209.468.400,-
b. Persediaan Bahan Baku Utilitas
1. Alum, Al2(SO4)3
Kebutuhan = 1,001 kg/jam
Harga = Rp 9.000,-/kg (CV. Rudang Jaya, 2007)
Harga total = 90 hari x 1,001 kg/jam x 24 jam/hari x Rp 9.000,- /kg
= Rp 19.459.440,-
2. Soda abu, Na2CO3
Kebutuhan = 0,541 kg/jam
Harga = Rp 8.100,-/kg (CV. Rudang Jaya, 2007)
Harga total = 90 hari x 0,541 kg/jam x 24 jam/hari x Rp 8.100,- /kg
= Rp 9.465.336,-
3. NaOH
Kebutuhan = 0,946 kg/jam
Harga = Rp 20.000,-/kg (CV. Rudang Jaya, 2007)
Harga total = 90 hari x 0,946 kg/jam x 24 jam/hari x Rp 20.000,- /kg
= Rp 40.867.200,-
4. Asam sulfat (H2SO4)
Kebutuhan = 1,818 kg/jam
Harga = Rp 205.000,-/liter (CV. Rudang Jaya, 2007)
Total kebutuhan = jamltr
mLx
mkgjamkg 998,0
11000
/1898,1822/818,1
33 =
Harga total = 90 hari x 0,908 ltr/jam x 24 jam/hari x Rp 205.000,- /ltr
= Rp 441.914.400,-
5. Solar
Kebutuhan = 372,504 ltr/hari
Harga = Rp 4.500,-/liter (Pertamina, 2007)
Harga total = 90 hari x 372,504 ltr/hari x Rp 4.500,- /ltr
= Rp 150.864.120,-
Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 bulan adalah :
Rp 10.402.161.696,-
Total biaya persediaan bahan baku 1 tahun adalah = Rp 41.608.646.784,-
LE.2.2 Kas
1. Gaji Pegawai
Tabel LE – 6 Perincian Gaji Pegawai
No Jabatan Jumlah
Gaji/Bulan
(Rp)
Gaji Total
(Rp)
1 Komisaris 3 9.000.000 27.000.000
2 General Manager 1 7.000.000 7.000.000
3 Sekretaris 1 3.000.000 3.000.000
4 Manajer Finansial dan Marketing 1 6.000.000 6.000.000
5 Manajer SDM dan Umum 1 6.000.000 6.000.000
6 Manajer Produksi 1 6.000.000 6.000.000
7 Manajer Teknik 1 6.000.000 6.000.000
8 Kepala Bagian Pembelian 1 4.000.000 4.000.000
9 Kepala Bagian Marketing 1 4.000.000 4.000.000
10 Kepala Bagian Personalia 1 4.000.000 4.000.000
11 Kepala Bagian SDM 1 4.000.000 4.000.000
12 Kepala Bagian Keamanan 1 4.000.000 4.000.000
13 Kepala Bagian Instrumentasi 1 4.000.000 4.000.000
14
Kepala Bagian Maintenance &
Listrik 1 4.000.000 4.000.000
15 Kepala Bagian Produksi 1 4.000.000 4.000.000
16 Kepala Bagian Utilitas 4.000.000 4.000.000
17 Kepala Bagian Laboratorium 1 4.000.000 4.000.000
18 Karyawan Produksi 35 1.300.000 45.500.000
19 Karyawan Teknik 12 1.300.000 15.600.000
20
Karyawan Keuangan &
Personalia 8 1.300.000 10.400.000
21
Karyawan Pemasaran &
Penjualan 8 1.300.000 10.400.000
22 Dokter 1 2.500.000 2.500.000
23 Perawat 2 1.000.000 2.000.000
24 Petugas Keamanan 8 1.000.000 8.000.000
25 Buruh Angkat 3 800.000 2.400.000
26 Petugas Kebersihan 6 800.000 4.800.000
27 Supir 3 1.000.000 3.000.000
Total 105 205.600.000,-
Total gaji pegawai selama 3 bulan = 3 x Rp 205.600.000,- = Rp 616.800.000,-
2. Biaya Administrasi Umum
Diperkirakan 10 % dari gaji pegawai = 0,1 x Rp 616.800.000,-
= Rp 61.680.000,-
3. Biaya Pemasaran
Diperkirakan 10 % dari gaji pegawai = 0,1 x Rp 616.800.000,-
= Rp 61.680.000,-
4. Pajak Bumi dan Bangunan
Menurut UU No. 20 Tahun 2000 Jo UU No. 21 Tahun 1997:
NJOP (Rp) Objek Pajak Luas (m2) Per m2 Jumlah
Bumi 2484 100.000 248.400.000 Bangunan 2070 300.000 621.000.000 Nilai Jual Objek Pajak (NJOP) sebagai dasar pengenaan PBB
= Rp 248.400.000,- + Rp 621.000.000,-
= Rp 869.400.000,-
Bangunan yang tidak kena pajak adalah tempat ibadah yaitu sebesar 80 m2
NJOP Tidak Kena Pajak = 80 x Rp 300.000,- (Perda Sumatera Utara)
= Rp 24.000.000,-
NJOP untuk penghitungan PBB = Rp 869.400.000,- – Rp 24.000.000,-
= Rp 845.400.000,-
Nilai Jual Kena Pajak = 20 % x Rp 845.400.000,-
= Rp 169.080.000,-
Pajak Bumi dan Bangunan yang terutang = 5 % x Rp 169.080.000,-
= Rp 8.454.000,-
Pajak Bumi dan Bangunan per 3 bulan = (3/12) x 8.454.000,-
= Rp 2.113.500,-
Tabel LE – 7 Perincian Biaya Kas
No. Jenis Biaya Jumlah (Rp) 1. Gaji Pegawai 616.800.000 2. Administrasi Umum 61.680.000 3. Pemasaran 61.680.000 4. Pajak Bumi dan Bangunan 2.113.500
Total 742.273.500
LE.2.3 Biaya Start – Up
Diperkirakan 12 % dari Modal Investasi Tetap (Timmerhaus, 2004)
= 0,12 x Rp 17.536.596.672,-
= Rp 2.104.391.601,-
LE.2.4 Piutang Dagang
HPTIPPD ×=12
dimana:
PD = piutang dagang
IP = jangka waktu kredit yang diberikan (3 bulan)
HPT = hasil penjualan tahunan
Produksi etanol = 118 kg/jam
Harga jual etanol = Rp 200.000/ltr (CV. Rudang, 2007)
Total produksi = jamltr
mLx
mkgjamkg 757,64
11000
/1898,1822/118
33 =
Produksi etanol per tahun adalah:
= harijamx
tahunharix
jamltr 24320757,64 = 497.334 ltr/tahun
Hasil penjualan etanol per tahun adalah
= 497.334 ltr x Rp 200.000/ltr
= Rp 99.466.800.000,-
Piutang Dagang = 123 x Rp 99.466.800.000,-
= Rp 24.866.700.000,-
Tabel LE – 8 Perincian Modal Kerja
No. Jenis Biaya Jumlah (Rp) 1. Bahan baku proses dan 41.608.646.784 2. Kas 742.273.500 3. Start up 2.104.391.601 4. Piutang Dagang 24.866.700.000
Total 69.322.011.885
Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja
= Rp 17.536.596.672,- + Rp 69.322.011.885,-
= Rp 86.858.608.557,-
Modal ini berasal dari:
1. Modal sendiri = 60 % dari total modal investasi
= 0,6 x Rp 86.858.608.557,-
= 52.115.165.134,-
2. Pinjaman dari Bank = 40 % dari total modal investasi
= 0,4 x Rp 86.858.608.557,-
= Rp 34.743.443.423,-
LE.3. Biaya Produksi Total
LE.3.1 Biaya Tetap (Fixed Cost = FC)
A. Gaji Tetap Karyawan
Gaji tetap karyawan terdiri dari gaji tetap tiap bulan ditambah 1 bulan gaji yang
diberikan sebagai tunjangan, sehingga
Gaji total = (12 + 1) x Rp 616.800.000,- = Rp 8.018.400.000,-
B. Bunga Pinjaman Bank
Diperkirakan 19 % dari modal pinjaman bank
= 0,19 x Rp 34.743.443.423,-
= Rp 6.601.254.250,-
C. Depresiasi dan Amortisasi
Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol.
n
LPD −=
dimana: D = depresiasi per tahun
P = harga awal peralatan
L = harga akhir peralatan
n = umur peralatan (tahun)
Semua modal investasi tetap langsung (MITL) kecuali tanah mengalami
penyusutan yang disebut depresiasi, sedangkan modal investasi tetap tidak
langsung (MITTL) juga mengalami penyusutan yang disebut amortisasi.
Biaya amortisasi diperkirakan 20 % dari MITTL, sehingga
Amortisasi = 0,2 x Rp 3.728.252.836,-
= Rp 745.650.567,-
Tabel LE – 9 Perkiraan Biaya Depresiasi
Komponen Biaya (Rp) Umur (tahun) Depresiasi (Rp)
Bangunan 1.037.000.000 20 51.850.000Peralatan proses 1.355.394.489 15 90.359.633Peralatan utilitas 1.900.512.508 15 126.700.834Instrumentasi dan kontrol 665.800.422 10 66.580.042Perpipaan 4.097.233.366 10 409.723.337Instalasi listrik 512.154.171 15 34.143.611Insulasi 409.723.337 15 27.314.889Inventaris kantor 51.215.417 5 10.243.083Perlengkapan kebakaran 51.215.417 15 3.414.361Sarana Transportasi 1.080.000.000 10 108.000.000
Total 928.329.790
Total biaya depresiasi dan amortisasi
= Rp 928.329.790,- + Rp 745.650.567,- = Rp 1.673.980.357,-
D. Biaya Tetap Perawatan
- Perawatan mesin dan alat-alat proses
Diperkirakan 5 % dari HPT
= 0,05 x Rp 5.121.541.707,-
= Rp 256.077.085.350,-
- Perawatan bangunan
Diperkirakan 5 % dari harga bangunan
= 0,05 x Rp 1.037.000.000,-
= Rp 51.850.000,-
- Perawatan kendaraan
Diperkirakan 5 % dari harga kendaraan
= 0,05 x Rp.1.080.000.000,-
= Rp 54.000.000,-
- Perawatan instrumentasi dan alat kontrol
Diperkirakan 5 % dari harga instrumentasi dan alat kontrol
= 0,05 x Rp 665.800.422,-
= Rp 33.290.021,-
- Perawatan perpipaan
Diperkirakan 5 % dari harga perpipaan
= 0,05 x Rp 4.097.233.366,-
= Rp 204.861.668,-
- Perawatan instalasi listrik
Diperkirakan 5 % dari harga instalasi listrik
= 0,05 x Rp 512.154.171,-
= Rp 25.607.709,-
- Perawatan insulasi
Diperkirakan 5 % dari harga insulasi
= 0,05 x Rp 409.723.337,-
= Rp 20.486.167,-
- Perawatan inventaris kantor
Diperkirakan 5 % dari harga inventaris kantor
= 0,05 x Rp 51.215.417,-
= Rp 2.560.771,-
- Perawatan perlengkapan kebakaran
Diperkirakan 5 % dari harga perlengkapan kebakaran
= 0,05 x Rp 51.215.417,-
= Rp 2.560.721,-
Total biaya perawatan = Rp 651.294.192,-
E. Biaya Tambahan (Pant Overhead Cost)
Diperkirakan 20 % dari modal investasi tetap
= 0,2 x Rp 17.536.596.672,-
= Rp 3.507.319.334,-
F. Biaya Laboratorium, Penelitian dan Pengembangan
Diperkirakan 10 % dari biaya tambahan
= 0,1 x Rp 3.507.319.334,-
= Rp 350.731.933,-
G. Biaya Asuransi
- Asuransi pabrik diperkirakan 1 % dari modal investasi tetap
= 0,01 x Rp 17.536.596.672,-
= Rp 175.365.967,-
- Asuransi karyawan 1,54 % dari total gaji karyawan
(Biaya untuk asuransi tenaga kerja adalah 2,54 % dari gaji karyawan, dimana 1
% ditanggung oleh karyawan dan 1,54 % ditanggung oleh perusahaan)
= 0,0154 x (12/3) x Rp 616.800.000,-
= Rp 37.994.880,-
Total biaya asuransi = Rp 213.360.847,-
H. Pajak Bumi dan Bangunan
PBB = Rp 2.113.500,-
Total Biaya Tetap = A + B + C + D + E + F + G + H
= Rp 21.056.449.293,-
LE.3.2 Biaya Variabel
A. Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas per tahun
= Rp 41.608.646.784,-
B. Biaya Variabel Pemasaran
Diperkirakan 10 % dari biaya tetap pemasaran.
= 0,1 x Rp 61.680.000,- = Rp 6.168.000,-
C. Biaya Variabel Perawatan
Diperkirakan 10 % dari biaya tetap perawatan.
= 0,1 x Rp 651.294.192,-
= Rp 65.129.419,-
D. Biaya Variabel Lainnya
Diperkirakan 5 % dari biaya tambahan
= 0,05 x Rp 3.507.319.334,-
= Rp 175.365.967,-
Total biaya variabel = Rp 41.855.310.170,-
Total biaya produksi = Biaya Tetap + Biaya Variabel
= Rp 21.056.449.293,- + Rp 41.855.310.170,-
= Rp 62.911.759.463,-
LE.3.3 Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan
A. Laba Sebelum Pajak
Laba sebelum pajak = total penjualan – total biaya produksi
= Rp 99.466.800.000,- – Rp 62.911.759.463,-
= Rp 36.555.040.537,-
B. Pajak Penghasilan
Berdasarkan Keputusan Menkeu RI Tahun 2004, pasal 17, tentang Tarif Pajak
Penghasilan adalah:
- Penghasilan sampai dengan Rp 50.000.000,- dikenakan pajak sebesar 10 %.
- Penghasilan Rp 50.000.000,- sampai dengan Rp 100.000.000,- dikenakan
pajak sebesar 15 %.
- Penghasilan di atas Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 30 %.
Maka pajak penghasilan yang harus dibayar adalah:
- 10 % x Rp 50.000.000,- = Rp 5.000.000,-
- 15 % x Rp (100.000.000,- - 50.000.000,-) = Rp 7.500.000,-
- 30 % x Rp (36.555.040.537,- – 150.000.000,-) = Rp 10.921.512.161,-
Total PPh = Rp 10.934.012.161,-
C. Laba setelah pajak
Laba setelah pajak = laba sebelum pajak – PPh
= Rp 36.555.040.537,- – Rp 10.934.012.161,-
= Rp 25.621.028.376,-
LE.4 Analisa Aspek Ekonomi
A. Profit Margin (PM)
PM = penjualantotal
pajaksebelumLaba x 100 %
PM = 000.800.466.99
,-537.040.555.36Rp
Rp x 100 % = 36,751 %
Profit margin sebesar 36,751 % menunjukkan keuntungan perusahaan yang
diperoleh tiap tahunnya.
B. Break Even Point (BEP)
BEP = VariabelBiayaPenjualanTotal
TetapBiaya−
x 100 %
BEP = −−
−,170.310.855.41000.800.466.99
.,293.449.056.21RpRp
Rp x100%
= 36,549%
BEP merupakan titik keseimbangan penerimaan dan pengeluaran dari suatu
pabrik/unit dimana semakin kecil BEP maka perusahaan semakin baik. BEP
biasanya tidak lebih dari 50 %, maka dari hasil diatas diketahui pendapatan dan
pengeluaran sebanding.
Kapasitas produksi olein pada titik BEP = 118 kg x 36,549 %
= 43,128 kg
Nilai penjualan pada titik BEP = 36,549 % x Rp 99.466.800.000,-
= Rp 36.354.120.732,-
C. Pay Out Time (POT)
POT = ROI
1 x 1 tahun
ROI = InvestasiModalTotal
pajaksetelahLaba
ROI = −−
,557.608.858.86,376.028.621.25
RpRp = 0,295
POT = 295,01 x 1 tahun = 3,390 tahun
POT selama 3,390 tahun merupakan jangka waktu pengembalian modal dengan
asumsi bahwa perusahaan beroperasi dengan kapasitas penuh tiap tahun.
D. Return on Network (RON)
RON = sendiriModal
pajaksetelahLaba x 100 %
RON = −−
,134.165.115.52,376.028.621.25
RpRp x 100 %
= 49,162 %
E. Internal Rate of Return (IRR)
Untuk menentukan nilai IRR harus digambarkan jumlah pendapatan dan
pengeluaran dari tahun ke tahun yang disebut “Cash Flow”. Untuk memperoleh
cash flow diambil ketentuan sebagai berikut:
- Laba kotor diasumsikan mengalami kenaikan 10 % tiap tahun
- Harga tanah diasumsikan mengalami kenaikan 10 % tiap tahun
- Masa pembangunan disebut tahun ke nol
- Jangka waktu cash flow dipilih 10 tahun
- Perhitungan dilakukan dengan menggunakan nilai pada tahun ke – 10
Cash flow = laba sesudah pajak + depresiasi
Dari hasi perhitungan diperoleh IRR sebesar 36,95 %
-
20,000,000,000
40,000,000,000
60,000,000,000
80,000,000,000
100,000,000,000
120,000,000,000
0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100
Kapasitas Produksi (%)
Bia
ya (R
upia
h)PenjualanBiaya tetapBiaya variabelBiaya produksi
Gambar LE.1 Break Event Point