SKRIPSI
PRARANCANGAN PABRIK BIODIESEL
DARI CRUDE PALM OIL DAN METANOL
Kapasitas 350.000 ton/tahun
Disusun oleh:
Tegar Muhammad Hakim Bintoro
151.01.1043
JURUSAN TEKNIK KIMIA
FAKULTAS TEKNOLOGI INDUSTRI
INSTITUT SAINS & TEKNOLOGI AKPRIND
YOGYAKARTA
2020
ii
iii
iv
v
KATA PENGANTAR
Puji syukur dan terima kasih kepada Tuhan Yang Maha Esa yang senantiasa
melimpahkan rahmat-Nya, sehingga penyusun dapat menyelesaikan skripsi berupa
prarancangan pabrik kimia yang berjudul “Prarancangan Pabrik Biodiesel dari
Crude Palm Oil dan Metanol” dengan kapasitas produksi 350.000 ton/tahun.
Skripsi yang berupa prarancangan pabrik kimia ini sebagai salah satu syarat
untuk memenuhi kelulusan di Jurusan Teknik Kimia, Fakultas Teknologi Industri,
Institut Sains & Teknologi AKPRIND Yogyakarta.
Penyusunan skripsi ini tidak terlepas bantuan banyak pihak baik moril
maupun materiil. Oleh karena itu, dengan ketulusan hati penyusun mengucapkan
terima kasih kepada:
1. Bapak Dr. Ir. Amir Hamzah, M.T, selaku Rektor Institut Sains & Teknologi
AKPRIND Yogyakarta.
2. Ibu Sri Rahayu Gusmarwani, S.T., M.T., selaku Ketua Jurusan Teknik Kimia,
Fakultas Teknologi Industri, Institut Sains dan Teknologi AKPRIND
Yogyakarta.
3. Ibu Sri Rahayu Gusmarwani, S.T., M.T., selaku Dosen Pembimbing I.
4. Dewi Wahyuningtyas, S.T., M.Eng., selaku Dosen Pembimbing II.
5. Teman-teman Teknik Kimia.
6. Semua pihak yang telah membantu penyusun sehingga skripsi ini dapat
terselesaikan.
Penyusun menyadari bahwa penyusunan skripsi ini masih jauh dari sempurna,
oleh karena itu penyusun mengharapkan kritik dan saran yang membangun untuk
penyusunan skripsi yang lebih baik.
Akhir kata semoga skripsi ini dapat bermanfaat bagi semua yang
memerlukannya.
Yogyakarta, 8 Mei 2020
Penyusun
vi
DAFTAR ISI
HALAMAN JUDUL ............................................................................................. i
HALAMAN PENGESAHAN ............................................................................... ii
HALAMAN PENGESAHAN ............................................................................. iii
HALAMAN PERNYATAAN.............................................................................. iv
KATA PENGANTAR ........................................................................................... v
DAFTAR ISI ......................................................................................................... vi
DAFTAR TABEL ................................................................................................ ix
DAFTAR GAMBAR ............................................................................................ xi
INTISARI ............................................................................................................ xii
BAB I PENDAHULUAN ............................................................................... 1
1.1. Latar Belakang ............................................................................ 1
1.2. Tinjauan Pustaka ......................................................................... 2
1.3. Pemilihan Proses ......................................................................... 9
1.4. Penentuan Kapasitas Produksi Pabrik ........................................ 9
1.5. Pemilihan Lokasi Pabrik ......................................................... 10
BAB II URAIAN PROSES ............................................................................ 12
BAB III SPESIFIKASI BAHAN .................................................................... 14
3.1. Bahan Baku ................................................................................ 14
3.2. Bahan Pembantu ........................................................................ 15
3.3. Produk ........................................................................................ 16
3.4. Produk Samping ......................................................................... 17
BAB IV DIAGRAM ALIR ............................................................................ 18
4.1. Diagram Alir Kualitatif .............................................................. 19
4.2. Diagram Alir Kuantitatif ............................................................ 20
4.3. Process Engineering Flow Diagram (PEFD) ............................ 21
BAB V NERACA MASSA ............................................................................ 22
5.1. Neraca Massa Keseluruhan ....................................................... 22
5.2. Neraca Massa Tiap Alat ............................................................ 23
BAB VI NERACA PANAS ............................................................................. 27
vii
BAB VII SPESIFIKASI ALAT ........................................................................ 31
7.1. SpesifikasiAlat Proses ................................................................ 31
7.2. Spesifikasi Alat Utilitas ............................................................. 66
BAB VIII UTILITAS ......................................................................................... 86
8.1.Unit Penyediaan Air dan Pengolahan Air ..................................... 86
8.1.1. Pengolahan Air ............................................................. 86
8.1.2. Air Minum, Perkantoran dan Sanitasi ........................... 91
8.1.3. Air Umpan Boiler ......................................................... 91
8.1.4. Air Pendingin ................................................................ 92
8.1.5. Air Pemadam Kebakaran ............................................ 92
8.2.Unit Penyediaan Steam ............................................................... 95
8.3.Unit Pembangkit Listrik ................................................................ 96
8.4.Unit Penyediaan Bahan Bakar .................................................... 100
8.5.Unit Penyediaan Udara Tekan .................................................... 104
BAB IX LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK ......................................... 107
9.1. Lokasi Pabrik ........................................................................... 107
9.2. Tata Letak Pabrik ..................................................................... 109
9.3. Tata Letak Alat Proses ............................................................ 113
BAB X STUKTUR ORGANISASI ............................................................ 115
10.1. Tugas Pokok Organisasi Pabrik .............................................. 115
10.2. Fungsi Organisasi ..................................................................... 115
10.3. Bentuk Perusahaan ................................................................... 115
10.4. Struktur Organisasi .................................................................. 116
10.5. Tugas dan Wewenang .............................................................. 117
10.6. Tenaga Kerja ............................................................................ 121
BAB XI EVALUASI EKONOMI ................................................................. 127
11.1. Harga Peralatan ........................................................................ 128
11.2. Perhitungan Biaya .................................................................... 135
11.3. Rincian Modal Tetap (Fixed Capital Investment).................... 140
11.4. Biaya Produksi (Manufacturing Cost) ..................................... 141
11.5. Modal Kerja (Working Capital) ............................................... 149
viii
11.6. General Expenses ................................................................... 150
11.7. Production Cost ...................................................................... 151
11.8. Profit Estimation ..................................................................... 151
11.9. Anilisis Kelayakan .................................................................. 151
BAB XII KESIMPULAN ............................................................................... 151
DAFTAR PUSTAKA
LAMPIRAN
ix
DAFTAR TABEL
Tabel 1.1 Luas Lahan Perkebunan Kelapa Sawit .......................................... 3
Tabel 1.2 Produksi Minyak Kelapa Sawit di Dunia .................................... 3
Tabel 1.3 Standar Biodiesel B20 dan Solar 5
Tabel 5.1 Tabel neraca massa keseluruhan 20
Tabel 5.2 Neraca massa Mixer-01 21
Tabel 5.3 Neraca massa Mixer-02 21
Tabel 5.4 Neraca massa Filter 21
Tabel 5.5 Neraca massa Reaktor-01 22
Tabel 5.6 Neraca massa Reaktor-02 22
Tabel 5.7 Neraca massa Reaktor-03 22
Tabel 5.8 Neraca massa Reaktor-04 23
Tabel 5.9 Neraca massa Tangki Pencui 23
Tabel 5.10 Neraca massa Dekanter 23
Tabel 5.11 Neraca massa Evaporator 24
Tabel 6.1 Neraca panas pada Mixer-01 25
Tabel 6.2 Neraca panas pada Mixer-02 25
Tabel 6.3 Neraca panas pada Reaktor-01 25
Tabel 6.4 Neraca panas pada Reaktor-02 26
Tabel 6.5 Neraca panas pada Reaktor-03 26
Tabel 6.6 Neraca panas pada Reaktor-04 26
Tabel 6.7 Neraca panas pada Tangki Pencuci 27
Tabel 6.8 Neraca panas pada Evaporator 27
Tabel 6.9 Neraca panas pada Heater-01 27
Tabel 6.10 Neraca panas pada Heater-02 28
Tabel 6.11 Neraca panas pada Cooler-01 28
Tabel 6.12 Neraca panas pada Cooler-02 28
Tabel 8.1 Kebutuhan air proses 91
x
Tabel 8.2 Kebutuhan steam 91
Tabel 8.3 Kebutuhan air pendingin pada area proses 92
Tabel 8.4 Listrik yang diperlukan untuk menggerakkan alat proses 95
Tabel 8.5 Listrik yang diperlukan untuk menggerakkan alat utilitas 96
Tabel 9.1 Perincian luas tanah bangunan pabrik 108
Tabel 10.1 Pembagian waktu kerja karyawan shift 120
Tabel 10.2 Penggolongan karyawan 121
Tabel 10.3 Jumlah karyawan menurut jabatan 122
Tabel 10.4 Daftar gaji karyawan sesuai dengan jabatan 123
Tabel 11.1 Indeks harga alat dari tahun 1987 – 2002 127
Tabel 11.2 Harga alat pada tahun 2002, 2014, dan 2023 129
Tabel 11.3 Jumlah dan harga alat proses pada tahun 2022 129
Tabel 11.4 Harga alat utilitas dari luar negeri 132
Tabel 11.5 Harga alat utilitas dari dalam negeri 133
Tabel 11.6 Harga bangunan 136
Tabel 11.7 Tabel rincian Physical Plant Cost (PPC) 138
Tabel 11.8 Biaya tenaga kerja 141
Tabel 11.9 Direct Manufacturing Cost (DMC) 145
Tabel 11.10 Indirect Manufacturing Cost (IMC) 146
Tabel 11.11 Fixed Manufacturing Cost (FMC) 146
Tabel 11.11 Working Capital (WC) 148
Tabel 11.13 General Expenses (GE) 149
xi
DAFTAR GAMBAR
Gambar 1.1 Reaksi Transesterifikasi .......................................................... 7
Gambar 1.2 Reaksi FFA dan NaOH ........................................................... 7
Gambar 4.1 Diagram Alir Kualitatif 17
Gambar 4.2 Diagram Alir Kuantitatif 18
Gambar 4.3 Process Engineering Flow Diagram 19
Gambar 8.1 Diagram Alir Proses Pengolahan Air 82
Gambar 9.1 Tata Letak Pabrik 88
Gambar 9.2 Tata Letak Alat Proses 90
Gambar 10.1 Struktur Organisasi Pabrik Metil Asetat 93
Gambar 11.1 Grafik Hubungan Tahun vs Indeks Harga Alat 105
Gambar 11.2 Grafik Evaluasi Ekonomi 133
xii
INTISARI
Pabrik biodiesel dari crude palm oil dan metanol direncanakan didirikan di
Kecamatan Batulicin, Kabupaten Tanah Bumbu, Provinsi Kalimantan Selatan,
dibangun di atas tanah seluas 35.100 m2 dengan kapasitas produksi 350.000
ton/tahun. Pabrik ini beroperasi selama 24 jam sehari dengan waktu produksi
selama 330 hari per tahun dengan jumlah tenaga kerja yang dibutuhkan sebanyak
200 orang.
Proses produksi biodiesel dimulai dengan mengalirkan bahan baku berupa
metanol kemurnian 99% sebanyak 5.422,6227 kg/jam dan katalis natrium
hidroksida kemurnian 48% menuju tangki pencampur (M-02) untuk dicampurkan
hingga homogen. Hasil keluar tangki pencampur diumpankan ke reaktor bersamaan
dengan crude palm oil sebanyak 44.269,7170 kg/jam. Reaksi dijalankan dalam
empat buah reaktor alir tangki berpengaduk (RATB) yang disusun secara seri.
Reaksi berlangsung pada suhu 70oC dan tekanan 1,5 atm. Hasil reaksi dialirkan
menuju tangki pencuci (TP) untuk melarutkan kandungan gliserol dalam produk
biodiesel. Larutan kemudian diumpankan menuju dekanter (D) untuk memisahkan
fase ringan dan fase berat, hasil bawah yang berupa fase berat diumpankan menuju
unit pengolahan lanjut (UPL) sementara hasil atas yang merupakan fase ringan
diumpankan ke evaporator (E) untuk memperoleh produk yang lebih murni dan
kualitas yang baik. Pada evaporator (E) terjadi pemekatan umpan yang berfungsi
untuk menguapkan metanol dan air yang akan diumpankan kembali ke tangki
pencampur (M-02) sebagai recycle, sehingga diperoleh larutan yang lebih pekat.
Larutan ini kemudian diumpankan ke tangki penyimpanan (T-05) sebagai produk
dengan kemurnian 98,6356% dan impuritis crude palm oil kemurnian 1,3644%.
Utilitas yang dibutuhkan meliputi kebutuhan air sebesar 52.243,9843 kg/jam,
kebutuhan steam sebesar 6.054,0182 kg/jam, kebutuhan listrik sebesar
2.590.833,8560 kWh/tahun, kebutuhan udara tekan sebesar 39.916,8000 m3/tahun,
dan kebutuhan bahan bakar berupa residual fuel oil sebesar 8.593,1294 L/tahun.
Dilihat dari sifat kimia maupun fisis bahan baku dan produk yang tidak
berbahaya dan tidak beracun, proses dijalankan pada tekanan 1,5 atm dan suhu
operasi tertinggi 95oC, maka pabrik ini termasuk pabrik beresiko rendah (low risk).
Dari hasil perhitungan evaluasi ekonomi diperlukan Fixed Capital Investment (FCI)
sebesar US $ 48.141,681.50, Working Capital (WC) US $ 83,109,083.29,
Manufacturing Cost (MC) US $ 281,145,076.65, dan General Expenses (GE) US
$ 47.372.962,81. Analisis ekonomi menunjukkan nilai ROI (Return of Investment)
sebelum pajak adalah 45% dan nilai ROI (Return of Investment) sesudah pajak
adalah 26,77%. POT (Pay Out Time) sebelum pajak adalah 1,8312 tahun dan nilai
POT (Pay Out Time) sesudah pajak adalah 2,7200 tahun. Nilai BEP (Break Even
Point) adalah 48,72%, nilai SDP (Shut Down Point) adalah 37,30% dan nilai DCF
(Discounted Cash Flow) adalah 18,38%. Ditinjau dari resiko pabrik dan hasil
evaluasi ekonomi maka pabrik biodiesel ini cukup layak dipertimbangkan untuk
didirikan.
Kata kunci : crude palm oil, metanol, biodiesel, bleached palm oil
1
BAB I
PENDAHULUAN
1.1. Latar Belakang
Isu tentang energi dan lingkungan hidup telah menjadi isu global selama
kurun waktu terakhir. Keduanya menempati prioritas pertama dalam kaitannya
dengan permasalahan krusial yang dihadapi oleh banyak Negara di dunia. Termasuk
diantaranya adalah di Indonesia. Saat ini kebutuhan akan bahan bakar semakin
meningkat seiring semakin meningkatnya populasi dan semakin berkembangnya
teknologi, akan tetapi cadangan sumber daya minyak bumi yang berasal dari fosil
semakin menipis karena sifatnya yang tidak dapat diperbaharui, sehingga wacana
untuk mengembangkan sumber energi terbarukan semakin banyak digulirkan.
Menurut data Automotive Diesel Oil, konsumsi bahan bakar Indonesia telah melebihi
produksi sejak tahun 1995, dan diperkirakan cadangan minyak Indonesia akan habis
dalam waktu 10 – 15 tahun mendatang (Hambali, 2006).
Diantara berbagai produk minyak bumi, bahan – bakar diesel termasuk yang
paling banyak digunakan, sekitar 43,4% dari total pemakaian jenis BBM, dengan
pemakaian yang cukup luas untuk berbagai peralatan pertanian, transportasi dan
industri. Salah satu alternatif sumber energi adalah fatty acid metil ester (biodiesel)
sebagai produk untuk menggantikan petroleum diesel dari sumber minyak nabati.
Bahan dasar yang biasa digunakan untuk pembuatan biodiesel diantaranya minyak
dari kedelai, minyak kelapa sawit, minyak biji jarak, minyak biji bunga matahari dan
lain sebagainya.
Pemerintah Indonesia, khususnya Kementrian Energi dan Sumber Daya
Mineral dalam Kebijakan Energi Nasional pemerintah menargetkan pemakaian
Bahan Bakar Nabati (BBN) pada tahun 2025 sebesar 5%. Bahan bakar nabati yang
menempati prioritas untuk dikembangkan adalah biodiesel. Pemerintah menetapkan
tambahan kapasitas produksi biodiesel mencapai 1,6 juta kiloliter pada tahun 2010
dan diharapkan mencapai 4,16 juta kiloliter pada tahun 2025 (www.esdm.go.id).
2
Penggunaan biodiesel sebagai sumber energi merupakan solusi menghadapi
kelangkaan energi fosil pada masa mendatang. Hal ini karena biodiesel bersifat dapat
diperbarui (renewable), dapat terurai secara alami (biodegradable) dan memiliki sifat
pelumasan terhadap piston mesin karena termasuk kelompok minyak tidak mengering
(non-drying oil) dan mampu mengurangi emisi karbon dioksida dan efek rumah kaca.
Biodiesel juga bersifat ramah lingkungan karena menghasilkan emisi gas buang yang
jauh lebih baik dibandingkan diesel/solar, yaitu bebas sulfur, bilangan asap (smoke
number) rendah, terbakar sempurna (clean burning), dan tidak menghasilkan racun
(non toxic) (Hambali, 2006).
Dengan didirikannya pabrik biodiesel di Indonesia diharapkan mampu
untuk mengantisipasi kebutuhan biodiesel. Disamping itu juga diharapkan mampu
memberikan keuntungan sebagai berikut:
a) Mengurangi pemakaian bahan bakar diesel subsidi;
b) Menghemat sumber devisa Negara karena dapat mengurangi ketergantungan
impor minyak mentah;
c) Mengurangi polusi udara karena dapat mengeliminasi gas buang dan efek rumah
kaca (Hambali, 2006);
d) Membuka lapangan kerja baru.
1.2. Tinjauan Pustaka
1.2.1.Kelapa Sawit
Kelapa sawit merupakan tanaman perkebunan / industri yang berupa pohon
batang lurus dari famili Palmae. Tanaman tropis yang dikenal sebagai penghasil
minyak sayur ini berasal dari Amerika. Brazil dipercaya sebagai tempat dimana
pertama kali kelapa sawit tumbuh. Dari tempat asalnya, tanaman ini menyebar ke
Afrika, Amerika Equatorial, Asia Tenggara dan Pasifik selatan.
Pulau Sumatra terutama Sumatera Utara, Lampung dan Aceh merupakan
pusat penanaman kelapa sawit yang pertama kali terbentuk di Indonesia, namun
demikian sentra penanaman ini berkembang ke Jawa Barat (Garut Selatan dan Banten
3
Selatan), Kalimantan Barat dan Timur, Riau, Jambi, serta Irian Jaya. Luas lahan
kelapa sawit ditunjukkan pada Tabel 1.1 (Direktorat Jenderal Perkebunan RI).
Tabel 1.1 Luas Lahan Perkebunan Kelapa Sawit
Wilayah Luas Area (Ha)
Sumatera 3.283.154
Jawa 6.914
Kalimantan 3.236.413
Sulawesi 189.525
Maluku + Papua 82.814
Total 6.798.820
Produk utama pohon kelapa sawit yang dimanfaatkan adalah tandan
buahnya yang menghasilkan minyak dari daging buah dan kernel (inti sawit). Minyak
kelapa sawit adalah bahan untuk pembuatan mentega, minyak goreng dan kue/biskuit;
serta bahan industri tekstil, farmasi, kosmetika, gliserol.,sabun, dan deterjen. Produksi
minyak sawit di dunia ditunjukkan pada Tabel 1.2 (index mundi, USDA, 2019).
Tabel 1.2 Produksi Minyak Kelapa Sawit di Dunia
Negara Produksi (1000 MT)
Indonesia 43.000
Malaysia 21.200
Thailand 3.000
Colombia 1.680
Nigeria 1.015
Guatemala 852
Ampas tandan kelapa sawit merupakan sumber pupuk kalium dan
berpotensi untuk diproses menjadi pupuk organik melalui fermentasi (pengomposan)
aerob dengan penambahan mikroba alami yang akan memperkaya pupuk yang
dihasilkan. Ampas inti sawit (bungkil) digunakan untuk makanan ternak, sedangkan
batang dan pelepah daun merupakan bahan pembuat particle board.
Beberapa produk dari kelapa sawit yang umum diperdagangkan, yaitu:
1. Minyak Sawit Kasar atau Crude Palm Oil (CPO)
2. Minyak Inti Kelapa Sawit atau Crude Palm Kernel (CPKO)
3. Inti Kelapa Sawit atau Palm Kernel
4
4. Bungkil Inti Kelapa Sawit atau Palm Kernel Cake
5. Pretreated Palm Oil
6. Refined Bleached Deodorized Palm Oil (RBD Palm Oil)
7. Crude Palm Fatty Acid
8. Crude Palm Olein
9. Preteated Palm Olein
10. RBD Palm Olein
11. Crude Palm Stearin
12. Pretreated Palm Stearin
13. RDB Palm Stearin
14. Palm Acid Oil
15. Crude Palm Kernel Fatty Acid
1.2.2.Metil Ester (Biodiesel)
Metil ester (biodiesel) adalah bahan bakar diesel bersih yang dapat
diperbaharui. Seperti halnya minyak diesel, biodiesel dapat dioperasikan dalam mesin
pembakaran. Campuran 20% biodiesel dapat digunakan pada hampir semua jenis
mesin dan perkakas diesel. Campuran biodiesel tinggi (100% biodiesel atau disebut
B100) dapat digunakan pada beberapa mesin buatan tahun 1994 dengan sedikit atau
tanpa modifikasi (Murniasih, 2005).
Penggunaan biodiesel pada mesin diesel konvensional akan mengurangi
emisi hidrokarbon yang tidak terbakar sempurna. Penggunaan biodiesel juga dapat
mengurangi emisi partikel padat hidrokarbon karena oksigen dalam biodiesel akan
membantu kesempurnaan pembakaran sehingga dihasilkan CO2. Biodiesel memiliki
karakteristik yang hampir sama dengan minyak diesel konvensional. Data standar
ASTM D6751 biodiesel B20 ditunjukkan pada Tabel 1.3 (Biodiesel Production and
Quality,2011).
5
Tabel 1.3 Standar Biodiesel B20 dan Solar
Karakteristik Nilai
Satuan B20 Solar
Flash point (closed cup) 130 min 52 min 0C
Water and sediment 0,05 max 0,05 max % vol
Kinematic viscosity, 40 0C 1,9-6,0 2,0-4,5 mm2/s
Sulfated ash 0,02 max % massa
Sulfur 0,0015 max 0,05 max % massa
Copper strip corrosion No. 3 max
Cetane number 47 min 48 min
Cloud point Report oC
Carbon residue 0,05 max 0,1 max % massa
Acid number 0,8 max 0,6 max mg KOH/g
Free glycerin 0,02 max % massa
Total glycerin 0,24 max % massa
1.2.3.Proses Produksi Biodiesel
Pembuatan biodiesel dapat dilakukan dengan beberapa proses seperti
pirolisis, emulsifikasi, esterifikasi, dan transesterifikasi.
1. Pirolisis
Pirolisis merupakan reaksi dekomposisi termal yang berlangsung tanpa adanya
oksigen. Pirolisis minyak nabati biasanya menggunakan katalis garam logam.
Pirolisis ini disebabkan dapat menghasilkan biodiesel dengan Cetane number
yang tinggi, namun dengan standar bahan baku mutu biodiesel yang semakin
ketat, viskositas biodiesel yang dihasilkan dengan pirolisis dilaporkan sangat
tinggi (Mittelbach, 2004) dan karateristik titik tuang yang rendah. Menurut
standar bahan bakar modern, viskositas bahan bakar tersebut terlalu tinggi. Abu
dan residu karbonnya jauh melebihi nilai diesel fosil.
2. Mikroemulsifikasi
Mikroemulsifikasi merupakan pembentukan dispersi stabil secara termodinamis
dari 2 cairan yang biasanya tidak mudah larut. Proses ini berlangsung dengan
satu atau lebih banyak surfaktan. Penurunan diameter dalam mikroemulsifikasi
berkisar 100-1000 Å. Berbagai penelitian dilakukan untuk mengkaji proses
mikroemulsifikasi minyak nabati dengan menggunakan pelarut metanol, etanol,
6
atau 1-butanol. Bahan bakar dari proses ini memproduksi tingkat pembakaran
yang tidak sempurna, membentuk deposit karbon, dan meningkatkan
kekentalan minyak pelumas. Lebih lanjut, mikroemulsifikasi menampilkan nilai
pemanasan volumetrik yang lebih rendah dibandingkan dengan bahan bakar
diesel hidrokarbon akibat kandungan alkoholnya yang tinggi, dan juga kurang
cukup dalam hal jumlah dan perilaku pada suhu dingin.
3. Esterifikasi
Esterifikasi adalah tahap konversi dari asam lemak bebas menjadi ester.
Esterifikasi mereaksikan minyak lemak dengan alkohol. Katalis-katalis yang
cocok adalah zat berkarakter asam kuat. Asam sulfat, asam sulfonat organik
atau resin penukar kation asam kuat merupakan katalis-katalis yang biasa
terpilih dalam praktek industrial (Soerawidjaja, 2006). Esterifikasi biasa
dilakukan untuk membuat metil ester dari minyak berkadar asam lemak bebas
tinggi (berangkaasam ≥ 5 mg-KOH/g). Pada tahap ini, asam lemak bebas akan
dikonversikan menjadi metil ester. Tahap esterifikasi biasa diikuti dengan tahap
transesterfikasi. Proses esterifikasi dilanjutkan dengan transesterifikasi terhadap
produk pertama dengan menggunakan katalis alkali. Proses esterifikasi tersebut
dilakukan pada suhu 55oC proses ini akan dihasilkan metil ester dan gliserol.
Setelah dipisahkan dari gliserol, selanjutnya dimurnikan (purifikasi), yakni
dicuci dengan air hangat dan dikeringkan untuk menguapkan kandungan air
yang ada. Metil ester yang telah dimurnikan ini selanjutnya digunakan sebagai
bahan bakar mesin diesel
4. Transesterifikasi
Transesterifikasi (disebut alkoholisis) adalah pertukaran antara metanol dengan
suatu ester untuk membentuk ester lain pada suatu proses yang mirip dengan
hidrolisis, kecuali pada penggunaan metanol untuk menggantikan air. Proses ini
telah digunakan secara luas untuk mengurangi viskositas trigliderida. Bahan
baku minyak mentah yang memiliki kadar FFA tinggi (> 5 %), seperti palm
fatty acid distillate (PFAD) dan crude palm oil (CPO) Low Grade maka proses
transesterifikasi tidak akan berjalan efisien. Bahan baku tersebut perlu melalui
7
proses esterifikasi untuk menurunkan kadar FFA hingga di bawah 5 %. Reaksi
transesterifikasi ditampilkan oleh persamaan umum berikut ini:
C3H5(COOR)3 + 3 CH3OH → 3 CH3COOR + C3H5(OH)3
Gambar 1.1 Reaksi Transesterifikasi
Gambar 1.2 Reaksi FFA dan NaOH
Grup “R” merupakan asam lemak yang biasanya memiliki panjang rantai
karbon 12 sampai 22. Molekul minyak tumbuhan direduksi sampai sepertiga
dari ukuran awalnya, sehingga viskositasnya semakin rendah dan semakin
mirip dengan bahan bakar diesel.
a. Proses Transesterifikasi Katalis Asam
Proses ini merupakan proses pendahuluan menggunakan katalis asam
untuk menurunkan kadar asam lemak bebas hingga sekitar 2%. Asam sulfat
(sulfuric acid) 0,5 % berat dan alkohol (umumnya metanol) dengan molar
rasio antara alkohol dan bahan baku minyak sebesar 6:1 terbukti
memberikan hasil konversi yang lebih baik. Proses ini dilakukan pada
rentang temperatur 50 – 120oC. Proses ini dilakukan di dalam wadah
berpengaduk magnetik dengan kecepatan konstan.
b. Proses Transesterifikasi Katalis Basa
Proses transesterifikasi ini dilakukan setelah transesterifikasi menggunakan
katalis basa. Umumnya menggunakan katalis natrium hidroksida sebesar
8
0,05 – 4% berat dari trigliserida, sedangkan alkohol (umumnya metanol)
dengan rasio molar antara alkohol dan trigliserida sebesar 6:1 sampai 9:1
digunakan dalam proses transesterifikasi ini (US patent 8,378,132 B2).
Proses transesterifikasi dilakukan pada temperature 40 – 120oC dalam
wadah berpengaduk magnetik dan kecepatan konstan. Keberadaan
pengaduk penting untuk memastikan terjadinya reaksi di seluruh bagian
reaktor. Produk esterifikasi katalis basa ini akan berupa metil ester di
bagian atas dan gliserol di bagian bawah (akibat perbedaan densitas).
Setelah dipisahkan dari gliserol, metil ester tersebut selanjutnya di cuci
dengan air (10 vol%). Karena memiliki densitas yang lebih tinggi
dibandingkan metil ester, air pencuci ini juga akan terpisahkan dari metil
ester dan menempati bagian bawah reaktor. Metil ester yang telah
dimurnikan ini selanjutnya bisa digunakan sebagai bahan bakar mesin
diesel.
c. Proses Transesterifikasi Co-Solvent dan Tanpa Katalis (Alkohol Super
Kritis)
Proses transesterifikasi ini dilakukan dengan menggunakan methanol
superkritik dan co-solvent CO2. Tidak adanya katalis pada proses ini
memberikan keuntungan tidak diperlukannya proses purifikasi metil ester
terhadap katalis yang biasanya terikut pada produk proses transesterifikasi
konvensional menggunakan katalis asam/basa. Penambahan co-solvent
CO2 berfungsi untuk menurunkan tekanan dan temperatur operasi proses
transesterifikasi. Hal ini berkorelasi langsung pada lebih rendahnya energi
yang diperlukan dalam proses transesterifikasi menggunakan metanol
superkritik. Meskipun demikian, temperatur yang telibat dalam proses ini
masih cukup tinggi, yaitu sekitar 2800C.
9
1.3. Pemilihan Proses
Proses pembuatan biodiesel yang digunakan adalah transtreifikasi, dengan
pertimbangan pemilihan proses antara lain;
1. Tekanan proses lebih rendah dibandingkan proses pirolisis, yaitu pada tekanan 1,5
atm.
2. Nilai konversi yang diperoleh dari proses transesterifikasi tinggi hingga mencapai
98% dibandingkan proses esterifikasi, emusifikasi, dan pirolisis.
3. Proses transterifikasi tidak menghasilkan kadar abu serta residu karbon yang
tinggi dibandingkan proses pirolisis.
4. Proses transterifikasi dapat meghasilkan produk biodiesel dengan mutu yang
sesuai standart Indonesia (SNI).
5. Proses transesterifikasi merupakan proses yang paling efektif dan efisien dalam
pembuatan biodiesel.
1.4. Penentuan Kapasitas
Dalam menentukan kapasitas produksi ynag menguntungkan, digunakan
beberapa pertimbangan, yaitu;
Pada dasarnya semakin besar kapasitas produksi, maka kemungkinan
keuntungan juga semakin besar
1. Proyeksi kebutuhan biodiesel di Indonesia
Berdasarkan data dari USDA Feregin Agricultural Service dalam indonesia
Biofeuls Annual 2018, kebutuhan biodiesel cenderung mengalami kenaikan
seiring dengan meningkatnya kebutuhan akan sarana transportasi dan aktivitas
industri di Indonesia, hal ini dapat dilihat dari konsumsi dari tahun 2013 – 2018
seperti ditunjukkan pada Tabel 1.4 (MEMR, GTA (trade data), 2018).
Tabel 1.4 Konsumsi Biodiesel di Indonesia
Tahun Konsumsi Biodiesel (Ton)
2015 590.587
2016 2.327.710
10
Tabel 1.4 Konsumsi Biodiesel di Indonesia (Lanjutan)
2017 2.017.763
2018 2.619.895
2. Ketersediaan bahan baku
Bahan baku crude palm oil yang diperlukan dalam pembuatan biodiesel
diperoleh dari PT. Sinar Mas Agro Resources and Technology sedangkan
metanol diperoleh dari PT. Kaltim Metanol Industri.
Berdasarkan kapasitas produksi biodiesel di PT. Sinar Mas Agro Resources
and Technology sebesar 300.000 ton/tahun, maka ditetapkan kapasitas rancangan
pabrik biodiesel yang akan didirikan pada tahun 2023 nanti sebesar 350.000
ton/tahun.
1.5. Pemilihan Lokasi Pabrik
Pabrik biodiesel dengan bahan baku crude palm oil dam metanol direncanakan
di Kecamatan Batulicin, Kabupaten Tanah Bumbu, Provinsi Kalimantan Selatan.
Faktor-faktor yang mempengaruhi pertimbangan dalam menentukan lokasi suatu
pabrik yaitu bahan baku, pemasaran, lahan dan area, bahan bakar, listrik, dan air.
1. Bahan baku
Pabrik biodiesel ini memerlukan bahan baku crude palm oil yang direncanakan
dibeli dari PT. Nusantara Batulicin, Kalimantan Selatan. Bahan baku utama lain
adalah metanol yang direncanakan dibeli dari PT. Kaltim Metanol Indonesia.
2. Ketersediaan sumber air dan tenaga listrik
Listrik untuk kebutuhan pabrik diperoleh dari generator pembangkit tenaga
listrik. Disamping itu, disediakan juga cadangan dari Perusahaan Listrik Negara
(PLN) wilayah Kalimantan Selatan. Bahan bakar solar untuk generator dapat
diperoleh dari PT. Pertamina. Sedangkan kebutuhan air diperoleh dari Sungai
Batulicin yang mengalir di sekitar pabrik. Kebutuhan air ini berguna untuk
proses, sarana utilitas dan keperluan domestik.
11
3. Tenaga kerja
Di sekitar lokasi pabrik diharapkan tersedia tenaga kerja, baik yang
berpendidikan, terampil maupun kasar untuk menjalankan pabrik biodiesel.
12
BAB II
URAIAN PROSES
Trigliserida dalam tangki penyimpanan (T-01) diumpankan ke dalam Heat
exchanger (HE-01) untuk dipanaskan dari suhu 55 oC menjadi suhu 95 oC kemudian
diumpankan ke dalam Mixer (M-01) untuk dicampur dengan bleaching earth dari
silo dan asam fosfat dari tangki penyimpanan (T-02) agar terbenuk larutan. Mixer
(M-01) mempunyai tekanan 1,5 atm dengan suhu umpan keluar 90,33 oC. Keluaran
Mixer (M-01) berupa slury yang selanjutnya diumpankan ke dalam Filter guna
untuk memisahkan cake yang berupa belaching earth dan asam fosfat, dan filtrat
yang berupa trigliserida, kemudian diumpankan ke dalam Reaktor (R-01).
Metanol dalam tangki penyimpanan (T-04) diumpankan ke dalam Mixer
(M-02) untuk dicampur dengan natrium hidroksida dari tangki penyimpanan (T-03)
agar terbentuk larutan yang homogen. Mixer (M-02) mempunyai tekanan 1,5 atm
dengan suhu umpan keluar 53,52 oC. Selanjutnya diumpankan ke dalam Heat
exchanger (HE-02) untuk dipanaskan menjadi suhu 70 oC kemudian diumpankan
ke dalam Reaktor (R-01) bersuhu 70 oC, tekanan 1,5 atm. Reaksi transterifikasi
dijalankan pada suhu 70 oC dengan tekanan 1,5 atm Untuk menjaga suhu digunakan
air pendingin yang dialirkan dalam Coil. Larutan keluar Reaktor (R-01) langsung
dialirkan ke Reaktor (R-02) untuk menyempurnakan reaksi dari Reaktor (R-01).
Dalam Reaktor (R-02) sama seperti Reaktor (R-01), menggunakan air sebagai
pendingin yang dialirkan di dalam coil untuk menjaga suhu. Larutan keluar dari
Reaktor (R-02) langsung dialirkan ke Reaktor (R-03) untuk menyempeurnakan
reaksi dari Reaktor (R-02). Dalam Reaktor (R-03) sama seperti Reaktor (R-02),
menggunakan air sebagai pendingin yang dialirkan di dalam Coil untuk menjaga
suhu. Larutan keluar dari Reaktor (R-03) langsung dialirkan ke Reaktor (R-04)
untuk menyempurnakan reaksi dari Reaktor (R-03). Dalam Reaktor (R-04) sama
seperti Reaktor (R-03), menggunakan air sebagai pendingin yang dialirkan di dalam
coil untuk menjaga suhu. Larutan yang keluar dari reaktor (R-04) kemudian
dipompa masuk ke dalam Tangki pencuci (TP) untuk melarutkan gliserol, sabun
Na, natrium hidroksida dan metil ester dengan penambahan air.
13
Tahap pencucian metil ester terdiri dari gliserol, sabun Na, natrium
hidroksida yang ikut dalam metil ester dilarutkan dengan air proses dari utilitas
yang dilakukan pada suhu 61,3 oC dan tekanan 1,5 atm. Setelah keluar dari Tangki
pencuci (TP) larutan diumpankan ke Dekanter (D) untuk memisahkan antara
senyawa organik dan anorganik berdasarkan kelarutan dan massa jenisnya. Fase
berat pada Dekanter (D) berupa metanol, trigliserida, sabun Na, air, gliserol dan
natrium hidroksida yang selanjutnya akan dialirkan ke unit pengolahan lanjut
(UPL). Fase ringan yaitu metil ester, trigliserida, metanol dan air dialirkan ke
evaporator (E) untuk memisahkan metanol dan air pada suhu 78,4 oC. Hasil atas
dari evaporator (E) berupa metanol dan air sedangkan hasil bawah berupa metil
ester dan trigliserida. Hasil atas evaporartor berupa uap dialirkan ke kondensor
(CD) untuk di recycle ke mixer (M-02) sedangkan hasil bawah berupa metil ester
dipompakan ke cooler (C) untuk didinginkan, setelah dari cooler dipompakan ke
tangki penyimpanan (T-05) sebagai produk.
14
BAB III
SPESIFIKASI BAHAN
3.1 Bahan Baku
3.1.1 Crude Palm Oil (CPO)
Fase : Cair
Kenampakan : Kuning
Nama : Trigliserida
Rumus molekul : C3H5(COOR)3
Berat molekul : 847,28 g/gmol
Titik leleh : 33oC – 39oC
Densitas : 0,885 g/mL (pada 50oC)
Kemurnian : 99,5% (0,5% FFA)
Kelarutan : Larut dalam alkohol dan tidak larut dalam air
(PT. Sari Dumai Sejati Material Safety Data Sheet)
3.1.2 Metanol
Rumus Molekul : CH3OH
Kemurnian : 99% (1% H2O)
Fase : Cair
Berat Molekul : 32,04 g/gmol
Titik Didih : 64,7oC
Titik Lebur : -97oC
Densitas : 0,8062 g/mL (pada 20oC)
Viskositas : 0,55 cP
Kelarutan : Larut sempurna dalam air
(Fischer Scientific Material Safety Data Sheet)
15
3.2 Bahan Pembantu
3.2.1 Air
Fase : Cair
Kenampakan : Jernih
Titik beku : 0oC
Titik didih : 100oC
Rumus molekul : H2O
Berat molekul : 18 g/gmol
Densitas : 1 kg/L
Viskositas : 1 cP (pada 20oC)
Kelarutan : Larut dalam alkohol
(Fischer Scientific Material Safety Data Sheet)
3.2.2 Natrium Hidroksida
Fase : Cair
Kenampakan : Putih
Rumus molekul : NaOH
Berat molekul : 28,56 g/gmol
Densitas : 2,13 kg/L
Titik didih : 1390oC (pada 760 mmHg)
Titik lebur : 318oC
Kelarutan : Larut dalam alkohol dan air
Kemurnian : 48% (52% H2O)
(Fischer Scientific Material Safety Data Sheet)
3.2.3 Asam Posfat
Fase : Cair
Kenampakan : Putih
Rumus molekul : H3PO4
16
Berat molekul : 98 g/gmol
Densitas : 1,68 kg/L
Titik didih : 158oC (pada 760 mmHg)
Titik lebur : 21oC
Kelarutan : Larut dalam alkohol
Kemurnian : 85% (15% H2O)
(Fischer Scientific Material Safety Data Sheet)
3.2.4 Bleaching Earth
Fase : Padat (Pasir)
Kenampakan : Putih
Berat molekul : 60 g/gmol
Densitas : 3,33 kg/L
Kelarutan : Tidak larut dalam air
(Ashapura Perfoclay Limited Material Safety Data Sheet)
3.3 Produk Utama
3.3.1 Biodiesel (Metil ester)
Rumus molekul : CH3COOR
Berat molekul : 284 kg/kmol
Fase : Cair
Kenampakan : Kuning
Densitas : 0,8881 kg/L (pada 20oC)
Titik didih : 354,3 oC (pada 1 atm)
Kelarutan : Tidak larut dalam air
Kemurnian : 99,54 %
Impuritis : 0,46% C3H5(COOR)3
(PREOL Material Safety Data Sheet)
17
3.4 Produk Samping
3.4.1 Gliserol
Rumus molekul : C3H8O3
Berat molekul : 92 kg/kgmol
Fase : Cair
Kenampakan : Kental
Densitas : 1,26 kg/L
Titik didih : 147,9oC
Kelarutan : Larut sempurna dalam air
(PT. Sari Dumai Sejati Material Safety Data Sheet)
3.4.1 Sabun Na
Rumus molekul : NaCOOH
Berat molekul : 292 kg/kgmol
Fase : Cair
Densitas : 1,3 kg/L
Viskositas : 27 cP
Kelarutan : Larut sempurna dalam air
(PT. Sari Dumai Sejati Material Safety Data Sheet)
18
18
BAB IV
DIAGRAM ALIR
4.1. Diagram Alir Kualitatif
Diagram alir kualitatif merupakan diagram yang menjelaskan proses
pembuatan pabrik biodiesel dari crude palm oil dan metanol dilengkapi dengan
jenis bahan dan kondisi operasi, yang dapat dilihat pada Gambar 4.1.
4.2. Diagram Alir Kuantitatif
Diagram alir kuantitatif sama seperti diagram alir kualitatif, tetapi dilengkapi
dengan massa dan komposisi dari arus bahan masuk dan keluar alat dengan satuan
kg/jam, yang dapat dilihat pada Gambar 4.2.
4.3. PEFD (Process Engineering Flow Diagram)
Process Engineering Flow Diagram merupakan diagram induk yang dibuat
lebih lengkap dan menyeluruh, meliputi semua alat proses, alat bantu, kondisi
operasi, komposisi bahan, jumlah massa, produk yang dihasilkan, daftar alat-alat,
instrumentasi yang dipakai, dan kode alat, yang dapat dilihat pada Gambar 4.3.
19
20
Gam
bar
4.2
Dia
gra
m A
lir
Ku
an
tita
tif
21
22
BAB V
NERACA MASSA
Perhitungan neraca massa dalam memproduksi biodiesel dari crude palm oil
dan metanol dengan katalis natrium hidroksida berdasarkan kapasitas 350.000
ton/tahun, pabrik beroperasi 330 hari setiap tahun dan 24 jam/hari.
Kecepatan produksi = 350.000 ton
1 tahun ×
1.000 kg
1 ton ×
1 tahun
330 hari ×
1 hari
24 jam
= 44.191,9191 kg/jam
5.1. Neraca Massa Keseluruhan
Tabel 5.1 Tabel neraca massa keseluruhan
Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
Umpan Katalis Pemurnian Pencuci UPL Produk
C3H5(COOR)3 44.269,7170 282,4408 602,9535
CH3OH 5.422.6227 511,1899
CH3COOR 43.588,9656
C3H8CO3 4.771,8974
RCOOH 222.4609 111,5092
NaOH 442,6972 426,2599
NaCOOH 119,9922
H2O 37.9951 450,3650 312,4921 13.416,6847 14.224,9337
H3PO4 1,770.7887 1.770,7887
Bleaching Earth 442,6972 442.6972
Total 49.952,7956 893,0622 2.252,9780 13.416,6847 22,596.6012 44.191,9192
66.788,5204 66.788,5204
23
5.2. Neraca Massa Tiap Alat
5.2.1. Mixer-01
Tabel 5.2 Neraca massa Mixer-01
Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
C3H5(COOR)3 44.269,7170 44.269,7170
RCOOH 222,4609 222,4609
H3PO4 1.770,7887 1.770,7887
H2O dalam H3PO4 312,4921 312,4921
BE 442,6972 442,6972
Total 47.018,1558 47.018,1558
5.2.2. Mixer-02
Tabel 5.3 Neraca massa Mixer-02
Komponen Masuk (kg/jam)
Keluar (kg/jam) Fresh Feed Recycle
CH3OH 5.422,6227 4.600,7095 10.023,3321
NaOH 442,6972 442,6972
H2O 487,8954 110,6779 598,5733
Total 11.064,6026 11.064,6026
5.2.3. Filter
Tabel 5.4 Neraca massa Filter
Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
Umpan Air Pencuci Hasil Atas Hasil Bawah
C3H5(COOR)3 44.269,7170 44.269,7170
RCOOH 222,4609 110,9517 111,5092
H3PO4 1.770,7887 1.770,7887
H2O dalam H3PO4 312,4921 2.955,3329 442,6972
BE 442,6972 3.267,8251
Total 49.973,4888 49.973,4888
24
5.2.4. Reaktor-01
Tabel 5.5 Neraca massa Reaktor-01
Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
C3H5(COOR)3 44.269,7170 14.933,5709
CH3OH 10.023,3321 6.702,2590
RCOOH 110,9517 -
NaOH 442,6972 426,2599
CH3COOR 29.474,5241
C3H8O3 3.182,6951
NaCOOH 119,9922
H2O 599,0379 606,4347
Total 55.445,7359 55.445,7359
5.2.5. Reaktor-02
Tabel 5.6 Neraca massa Reaktor-02
Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
C3H5(COOR)3 14.933,5709 5.623,5846
CH3OH 6.702,2590 5.648,2983
RCOOH -
NaOH 426,2599 426,2599
CH3COOR 29.474,5241 38.828,4254
C3H8O3 3.182,6951 4.192,7408
NaCOOH 119,9922 119,9922
H2O 606,4347 606,4347
Total 55.445,7359 55.445,7359
5.2.6. Reaktor-03
Tabel 5.7 Neraca massa Reaktor-03
Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
C3H5(COOR)3 5.623,5846 2.211,9859
CH3OH 5.648,2983 5.262,0796
RCOOH -
NaOH 426,2599 426,2599
CH3COOR 38.828,4254 42.256,1166
C3H8O3 4.192,7408 4.562,8671
NaCOOH 119,9922 119,9922
H2O 606,4347 606,4347
Total 55.445,7359 55.445,7359
25
5.2.7. Reaktor-04
Tabel 5.8 Neraca massa Reaktor-04
Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
C3H5(COOR)3 2.211,9859 885,3943
CH3OH 5.262,0796 5.111,8994
RCOOH - -
NaOH 426,2599 426,2599
CH3COOR 42.256,1166 43.588,9656
C3H8O3 4.562,8671 4.706,7897
NaCOOH 119,9922 119,9922
H2O 606,4347 606,4347
Total 55.445,73587 55.445,7359
5.2.8. Tangki Pencuci
Tabel 5.9 Neraca massa Tangki Pencuci
Komponen Masuk (kg/jam)
Keluar (kg/jam) Reaktor Utilitas
C3H5(COOR)3 885,3943 885,3943
CH3OH 5.111,8994 5.111,8994
NaOH 426,2599 426,2599
CH3COOR 43.588,9656 43.588,9656
C3H8O3 4.706,7897 4.706,7897
NaCOOH 119,9922 119,9922
H2O 606,4347 10.461,3518 11.067,7865
Total 65.907,0876 65.907,0876
5.2.9. Dekanter
Tabel 5.10 Neraca massa Dekanter
Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
Evaporator UPL
C3H5(COOR)3 885,3943 602,9535 282,4408
CH3OH 5.111,8994 4.600,7095 511,1899
NaOH 426,2599 426,2599
CH3COOR 43.588,9656 43.588,9656
C3H8O3 4.706,7897 4.706,7897
NaCOOH 119,9922 119,9922
H2O 11.067,7865 110,6779 10.957,1086
Total 65.907,0876 65.907,0876
26
5.2.10. Evaporator
Tabel 5.11 Neraca massa Evaporator
Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
Recycle Produk
C3H5(COOR)3 602,9535 602,9535
CH3OH 4.600,7095 4.600,7095
CH3COOR 43.588,9656 43.588,9656
H2O 110,6779 110,6779
Total 48.903,3065 48.903,3065
27
BAB VI
NERACA PANAS
Sebagai ketentuan perhitungan neraca panas diambil suhu reference 25°C
(298 K) dan satuan panas bahan dalam kcal/jam.
Tabel 6.1 Neraca panas pada Mixer-01
Komponen Masuk (kcal/jam) Keluar (kcal/jam)
H3PO4 30,3348 198,1769
H2O 3.130,6680 20.388,6506
Bleaching Earth 4.704,8015 30.022,1841
C3H5(COOR)3 615.339,2479 573.227,3409
RCOOH 9.181,3067 8.550,0064
Total 632.386,3589 632.386,3589
Tabel 6.2 Neraca panas pada Mixer-02
Komponen Masuk (kcal/jam) Keluar
(kcal/jam) Fresh feed Recycle
CH3OH 32.544,1424 151.438,8764 173.437,0108
H2O 4.887,9265 5.902,3357 17.070,3705
NaOH 2.304,2141 - 6.570,1137
Total 197.077,4951 197.077,4951
Tabel 6.3 Neraca panas pada Reaktor 01
Komponen Masuk (kcal/jam) Keluar (kcal/jam)
C3H5(COOR)3 391.636,2006 132.111,2348
CH3OH 276.478,9272 184.871,9920
RCOOH 2.935,2939 -
NaOH 10.362,7120 9.977,9459
CH3COOR 709.859,7623
C3H8O3 82.742,8419
NaCOOH 2,3394
H2O 26.926,0944 27.258,5715
Panas Reaksi (Q.r) 1.248.718,8051
Panas Hilang (Q.loss) - 2.553,7134
Q Pendingin - 807.679,6323
Total 1.957.058,0333 1.957.058,0333
28
Tabel 6.4 Neraca panas pada Reaktor 02
Komponen Masuk (kcal/jam) Keluar (kcal/jam)
C3H5(COOR)3 132.111,2348 49.749,5684
CH3OH 184.871,9920 155.800,0304
NaOH 9.977,9459 9.977,9459
CH3COOR 709.859,7623 935.137,6378
C3H8O3 82.742,8419 109.001,7350
NaCOOH 2,3394 2,3394
H2O 27.258,5715 27.258,5715
Panas Reaksi (Q.r) 419.833,3085
Panas Hilang (Q.loss) 2.553,7134
Q Pendingin 277.176,4545
Total 1.566.657,9961 1.566.657,9961
Tabel 6.5 Neraca panas pada Reaktor-03
Komponen Masuk (kcal/jam) Keluar (kcal/jam)
C3H5(COOR)3 49.749,5684 19.568,5404
CH3OH 155.800,0304 145.146,7529
NaOH 9.977,9459 9.977,9459
CH3COOR 935.137,6378 1.017.689,6084
C3H8O3 109.001,7350 118.624,1773
NaCOOH 2,3394 2,3394
H2O 27.258,5715 27.258,5715
Panas Reaksi (Q.r) 153.845,8530
Panas Hilang (Q.loss) 2.553,7134
Q Pendingin 99.952,0322
Total 1.440.773,6813 1.440.773.6813
Tabel 6.6 Neraca panas pada Reaktor-04
Komponen Masuk (kcal/jam) Keluar (kcal/jam)
C3H5(COOR)3 19.568,5404 7.832,7240
CH3OH 145.146,7529 14.,004,2529
NaOH 9.977,9459 9.977,9459
CH3COOR 1.017.689,6084 1.049.789,7333
C3H8O3 118.624,1773 122.365,8397
NaCOOH 2,3394 2,3394
H2O 27.258,5715 27.258,5715
29
Tabel 6.6 Neraca panas pada Reaktor-04 lanjutan
Panas Reaksi (Q.r) 59.822,5708
Panas Hilang (Q.loss) 2.553,7134
Q Pendingin 37.305,3865
Total
1.398.090,5065 1.398.090,5065
Tabel 6.7 Neraca panas pada Tangki Pencuci
Komponen Masuk (kcal/jam) Keluar (kcal/jam)
C3H5(COOR)3 7,832.3963 6,202.3651
CH3OH 140,998.3534 110,830.6500
H2O 132,058.9492 403,341.9422
CH3COOR 1,049,745.8109 832,465.4886
C3H8O3 122,360.7200 97,218.7102
NaCOOH 0.0520 1.8884
NaOH 9,977.5284 8,060.4614
Panas Hilang (Q.loss) 4,852.3042
Total 1,462,973.8102 1,462,973.8102
Tabel 6.8 Neraca panas pada Evaporator
Komponen Masuk (kcal/jam) Keluar(kcal/jam)
C3H5(COOR)3 4.284,5400 9.398,8052
CH3COOR 843.412,1437 1.848.793,6573
CH3OH 101.731,5912 1.238.611,8243
H2O 4.012,0246 64.596,0404
Panas dari steam 2.207.960,0277 -
Total 3.161.400,3272 3.161.400,3272
Tabel 6.9 Neraca panas pada Heater-01
Komponen Masuk (kcal/jam) Keluar (kcal/jam)
C3H5(COOR)3 85.754,8467 573.227,3409
RCOOH 1.282,8864 8.632,5694
Beban panas pemanas 494.822,1773
Total 581.859,9103 581.859,9103
30
Tabel 6.10 Neraca panas pada Heater-02
Komponen Masuk (kcal/jam) Keluar (kcal/jam)
CH3OH 173.437,0108 276.478,9272
NaOH 6.570,1137 10.362,7120
H2O 17.070,3705 26.905,2080
Beban panas pendingin 116.669,3521
Total 313.746,8472 313.746,8472
Tabel 6.11 Neraca panas pada Cooler-01
Komponen Masuk (kcal/jam) Keluar (kcal/jam)
C3H5(COOR)3 573.227,3409 391.636,2006
RCOOH 4.305,4670 2.935,2939
Beban panas pemanas 182.961,3134
Total 577.532,8079 577.532,8079
Tabel 6.12 Neraca panas pada Cooler-02
Komponen Masuk (kcal/jam) Keluar (kcal/jam)
C3H5(COOR)3 6.351,4647 2.938,8781
CH3COOH 1.361.666,5976 628.663,2784
Beban panas pemanas 736.415,9059
Total 1.368.018,0624 1.368.018,0624
31
BAB VII
SPESIFIKASI ALAT
7.1. Spesifikasi Alat Proses
7.1.1. Reaktor (R-01)
Fungsi : Mereaksikan Trigliserida (C3H5(COOR)3) 99,75% sebanyak
44.269,7170 kg/jam dengan Metanol (CH3OH) 99% sebanyak
10.023,3321 kg/jam menggunakan katalisator Natrium Hidroksida
(NaOH) 48% sebanyak 442,6972 kg/jam membentuk biodiesel
(CH3COOR) sebanyak 29.474,5241 kg/jam
Jenis : Reaktor Alir Tangki Berpengaduk (RATB)
Proses : Isotermal
Kondisi operasi :
Temperatur : 70°C
Tekanan : 1,5 atm
Konversi : 66,27%
Spesifikasi :
Diameter dalam : 63,4219 inch = 1,6014 m
Diameter luar : 66 inch = 1,6109 m
Tinggi shell : 196,8750 inch = 5,0006 m
Tinggi head : 13,3515 inch = 0,3391 m
Tinggi reaktor : 223,5781 inch = 5,6789 m
Volume reaktor : 9,669 m3
Bentuk head : Torispherical dished head
Bahan dinding : Stainless steel SA-167 tipe 316
Tebal shell : 3/16 inch
Tebal head : 1/4 inch
32
Pengaduk :
Diameter impeller : 21,8750 inch
Kecepatan : 196,7843 rpm
Power motor : 15 hp
Pendingin (coil):
Media Pendingin : Air
Panjang : 398,5928 ft
Jumlah lilitan : 9 set
Tebal : 5,7500 inch
Bahan isolasi : Asbestos
Tebal isolasi : 5,7802 cm
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 107.355,08
7.1.2. Reaktor (R-02)
Fungsi : Mereaksikan Trigliserida (C3H5(COOR)3) 99,75% sebanyak
14.933,5709 kg/jam dengan Metanol (CH3OH) 99% sebanyak
6.702,2509 kg/jam menggunakan katalisator Natrium Hidroksida
(NaOH) 48% sebanyak 426,2599 kg/jam membentuk biodiesel
(CH3COOR) sebanyak 38.828,4254kg/jam
Jenis : Reaktor Alir Tangki Berpengaduk (RATB)
Proses : Isotermal
Kondisi operasi :
Temperatur : 70°C
Tekanan : 1,5 atm
Konversi : 87,30%
Spesifikasi :
Diameter dalam : 63,4219 inch = 1,6014 m
33
Diameter luar : 66 inch = 1,6109 m
Tinggi shell : 196,8750 inch = 5,0006 m
Tinggi head : 13,3515 inch = 0,3391 m
Tinggi reaktor : 223,5781 inch = 5,6789 m
Volume reaktor : 9,669 m3
Bentuk head : Torispherical dished head
Bahan dinding : Stainless steel SA-167 tipe 316
Tebal shell : 3/16 inch
Tebal head : 1/4 inch
Pengaduk :
Diameter impeller : 21,8750 inch
Kecepatan : 196,7843 rpm
Power motor : 15 hp
Pendingin (coil):
Media Pendingin : Air
Panjang : 412,3374 ft
Jumlah lilitan : 3 set
Tebal : 5,7500 inch
Bahan isolasi : Asbestos
Tebal isolasi : 5,7802 cm
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 107.355,08
7.1.3. Reaktor (R-03)
Fungsi : Mereaksikan Trigliserida (C3H5(COOR)3) 99,75% sebanyak
5.623,5846 kg/jam dengan Metanol (CH3OH) 99% sebanyak
5.6482983 kg/jam menggunakan katalisator Natrium Hidroksida
34
(NaOH) 48% sebanyak 426,2599 kg/jam membentuk biodiesel
(CH3COOR) sebanyak 42.256,1166 kg/jam
Jenis : Reaktor Alir Tangki Berpengaduk (RATB)
Proses : Isotermal
Kondisi operasi :
Temperatur : 70°C
Tekanan : 1,5 atm
Konversi : 95%
Spesifikasi :
Diameter dalam : 63,4219 inch = 1,6014 m
Diameter luar : 66 inch = 1,6109 m
Tinggi shell : 196,8750 inch = 5,0006 m
Tinggi head : 13,3515 inch = 0,3391 m
Tinggi reaktor : 223,5781 inch = 5,6789 m
Volume reaktor : 9,669 m3
Bentuk head : Torispherical dished head
Bahan dinding : Stainless steel SA-167 tipe 316
Tebal shell : 3/16 inch
Tebal head : 1/4 inch
Pengaduk :
Diameter impeller : 21,8750 inch
Kecepatan : 196,7843 rpm
Power motor : 15 hp
Pendingin (coil):
Media Pendingin : Air
Panjang : 219,9133 ft
Jumlah lilitan : 2 set
35
Tebal : 5,7500 inch
Bahan isolasi : Asbestos
Tebal isolasi : 5,7802 cm
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 107.355,08
7.1.4. Reaktor (R-04)
Fungsi : Mereaksikan Trigliserida (C3H5(COOR)3) 99,75% sebanyak
2.211,9859 kg/jam dengan Metanol (CH3OH) 99% sebanyak
5.262,0796 kg/jam menggunakan katalisator Natrium Hidroksida
(NaOH) 48% sebanyak 426,2599 kg/jam membentuk biodiesel
(CH3COOR) sebanyak 43,588,9656 kg/jam
Jenis : Reaktor Alir Tangki Berpengaduk (RATB)
Proses : Isotermal
Kondisi operasi :
Temperatur : 70°C
Tekanan : 1,5 atm
Konversi : 98%
Spesifikasi :
Diameter dalam : 63,4219 inch = 1,6014 m
Diameter luar : 66 inch = 1,6109 m
Tinggi shell : 196,8750 inch = 5,0006 m
Tinggi head : 13,3515 inch = 0,3391 m
Tinggi reaktor : 223,5781 inch = 5,6789 m
Volume reaktor : 9,669 m3
Bentuk head : Torispherical dished head
Bahan dinding : Stainless steel SA-167 tipe 316
Tebal shell : 3/16 inch
Tebal head : 1/4 inch
36
Pengaduk :
Diameter impeller : 21,8750 inch
Kecepatan : 196,7843 rpm
Power motor : 15 hp
Pendingin (coil):
Media Pendingin : Air
Panjang : 109,9566 ft
Jumlah lilitan : 1 set
Tebal : 5,7500 inch
Bahan isolasi : Asbestos
Tebal isolasi : 5,7802 cm
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 107.355,08
7.1.5. Mixer-01 (M-01)
Fungsi : Mencampur trigliserida (CH3(COOR)3) 99,75% dari T-01 sebanyak
44.269,7170 kg/jam dengan asam fosfat (H3PO4) 85% dari T-02
sebanyak 1.770,7887 kg/jam
Jenis : Tangki berpengaduk
Kondisi operasi :
Temperatur : 92,3299°C
Tekanan : 1,5 atm
Spesifikasi :
Diameter dalam : 85,3012 inch = 2,1666 m
Diameter luar : 90 inch = 2,2860 m
37
Tinggi shell : 179,2496 inch = 4,5530 m
Tinggi head : 17,4518 inch = 0,4433 m
Tinggi tangki : 214,1532 inch = 5,4395 m
Volume tangki : 20,5291 m3
Bentuk head : Torispherical dished head
Bahan dinding : Stainless steel SA-167 grade-11
Tebal shell : 3/16 inch
Tebal head : 1/4 inch
Pengaduk :
Diameter impeller : 29,8750 inch
Kecepatan : 120 rpm
Power motor : 15 hp
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 42.880,07
7.1.6. Mixer-02 (M-02)
Fungsi : Mencampur metanol (CH3OH) 99% dari T-04 sebanyak 5.442,6227
kg/jam dengan natrium hidroksida (NaOH) 48% dari T-03 sebanyak
442,6972 kg/jam dan hasil recycle metanol dari evaporator sebanyak
4.600,7095 kg/jam
Jenis : Tangki berpengaduk
Kondisi operasi :
Temperatur : 53,5205°C
Tekanan : 1,5 atm
Spesifikasi :
Diameter dalam : 54,9601 inch = 1,3946 m
Diameter luar : 60 inch = 1,524 m
Tinggi shell : 199,2498 inch = 3,0290 m
38
Tinggi head : 12,3265 inch = 0,3130 m
Tinggi tangki : 143,9028 inch = 3,6551 m
Volume tangki : 6,0446 m3
Bentuk head : Torispherical dished head
Bahan dinding : Stainless steel SA-167 grade-11
Tebal shell : 3/16 inch
Tebal head : 1/4 inch
Pengaduk :
Diameter impeller : 19,8750 inch
Kecepatan : 162 rpm
Power motor : 5 hp
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 19.689,99
7.1.7. Filter
Fungsi : Memisahkan cake sebanyak 5.592,8201 kg/jam dan filtrat sebanyak
44.380,6686 kg/jam
Jenis : Plate and Frame
Spesifikasi alat :
Ukuran filter : 40 × 40 in = 1.016 m × 1.016 m
Waktu filtrasi : 59,0060 menit
Tebal frame : 12 in = 0,3048 m
Bahan : Stainless steal
Jumlah : 3 buah
Harga : $ 319.513,70
39
7.1.8. Tangki Pencuci (TP)
Fungsi : Melarutkan gliserol (C3H803), sabun-Na (NaCOOH), dan natrium
hidroksida (Naoh) yang terkandung dalam biodiesel dengan
menggunakan air.
Jenis : Tangki Berpengaduk
Kondisi operasi:
Temperatur : 61,3410°C
Tekanan : 1,5 atm
Spesifikasi:
Diameter dalam : 120,6398 in = 3,0642 m
Diameter luar : 123 in = 3,1242 m
Tinggi shell : 244,9995 in = 6,2230 m
Tinggi head : 24,9879 in = 0,6347 m
Tinggi TP : 24,5810 ft = 7,4924 m
Volume TP : 52,4192 m3
Bentuk head : Torispherical dished head
Bahan dinding : Stainless steel, SA-167 tipe 316
Tebal shell : 1/4 in
Tebal head : 1/4 in
Pengaduk:
Diameter impeller : 3,4028 ft = 1,0372 m
Kecepatan : 93 rpm
Power motor : 40 Hp
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 80.456,94
40
7.1.9. Dekanter (D)
Fungsi : Memisahkan cairan yang keluar dari tangki pencuci (TP) sebanyak
65.907,0876 kg/jam menjadi fase ringan (trigliserida, biodiesel,
metanol dan air) sebanyak 48.903,3065 kg/jam dan fase berat
(trigliserida, natrium hidroksida, gliserol, metanol dan air) sebanyak
17.003,7811 kg/jam.
Jenis : Tangki silinder Horizontal
Kondisi operasi :
Suhu : 61,3410°C
Tekanan : 1,5 atm
Spesifikasi :
Bahan : Stainless steel SA 167 type 316
Volume : 115,7901 m3
Panjang : 24,4703 m
Diameter dalam : 215,5 inch = 5,4737 m
Diameter luar : 216 inch = 5,4863 m
Tebal shell : 1/4 inch
Jenis head : Torispherical dished head
Tebal head : 3/16 inch
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 240.028,77
7.1.10. Evaporator (EV)
Fungsi : Untuk menguapkan metanol dan air sebanyak 4.711,3873 kg/jam
yang terkandung dalam biodiesel
Jenis alat : Calandria/Short Vertical-Tube
Kondisi operasi
Suhu : 78,401oC
Tekanan : 1,5 atm
Jenis pemanas : Saturated steam
41
Suhu : 240oF
Tekanan : 25 psia
Enthalpy : 952.2 𝐵𝑡𝑢
𝑙𝑏
Kebutuhan steam : 4.801,21 kg/jam
Luas transfer panas : 247,9423 ft2 = 23,0345 m2
Dimensi alat
Bahan : Stainless steel SA 167 type 316
Tinggi : 2,0760 m
Volume : 1,65 m3
Shell
Diameter dalam : 39,6250 in = 1,0065 m
Diameter luar : 40 in = 1,016 m
Tebal : 3
16 in
Head
Jenis : Torispherical dishead
Tebal : 3
16 in
Tube
Susunan : Triangular pitch
Jumlah : 688 buah
Diameter dalam : 2,469 in = 0,0627 m
Diameter luar : 2,5 in = 0,0635 m
Panjang : 6 in = 0,152 m
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 269.147,01
7.1.11. Heater-01 [HE-01]
Fungsi : Memanaskan crude palm oil keluar tangki
penyimpanan 01 (T-01) sebanyak 44.269,7170
kg/jam dari suhu 35ºC menjadi 95ºC sebelum
diumpankan menuju mixer-01 (M-01)
42
Jenis alat : Shell and tube heat exchanger
Pemanas : saturated steam
Jenis aliran : Counter current
Aliran fluida
Shell : Steam
Tube : Fluida proses
Dimensi
Shell
Diameter dalam : 15,25 in = 0,3873 m
Jumlah passes : 1
Baffle space : 12 in = 0,3048 m
Tube
Diameter dalam : 0,4820 in = 0,0122 m
Diameter luar : 0,75 in = 0,0190 m
Jumlah passes : 2
Jumlah tube : 115 buah
Susunan tube : triangular pitch
Pitch : 1 in
Panjang : 20 ft = 6,096 m
Bahan konstruksi : Stainless steel SA 167 type 316
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 92.638,74
7.1.12. Heater-02 (HE-02)
Fungsi : Memanaskan bahan yang keluar dari M-02 sebanyak 11.064,6026
kg/jam untuk diumpankan ke dalam R-01 dari suhu 53,5225°C menjadi
70°C
Jenis : Double pipe heat exchanger
Spesifikasi fluida pemanas :
43
Fluida : Saturated steam
Suhu : 240°F
Tekanan : 14,1230 psi
Enthalpy : 952,2 Btu/lb
Spesifikasi alat :
Annulus : Fluida panas (steam)
Diameter annulus : ID = 3,0680 inch = 0,0779 m
: OD = 3,5000 inch = 0,889 m
Inner pipe : Fluida dingin (produk)
Diameter inner pipe : ID = 2,4690 inch = 0,0627 m
: OD = 2,8800 inch = 0,0731 m
Panjang pipa hairpin : 20 ft = 6,096 m
Jumlah harpin : 1 buah
Bahan : Stainless steel SA 167 type 316
Harga : $ 1.798,81
7.1.13. Cooler -01(CL-01)
Fungsi : Mendinginkan bahan yang keluar dari filter sebanyak 44.380,6686
kg/jam untuk diumpankan ke dalam R-01 dari suhu 90,33°C menjadi
70°C
Jenis : Double pipe heat exchanger
Spesifikasi fluida pendingin :
Fluida : air
Suhu masuk : 35°C
Suhu keluar : 55°C
Jenis aliran : Counter current
Spesifikasi alat :
Annulus : Fluida panas (produk)
44
Dameter annulus : ID = 4,0260 inch = 0,1023 m
: OD = 4,5000 inch = 0,1143 m
Inner pipe : Fluida dingin (air)
Diameter inner pipe : ID = 1,6100 inch = 0,0408 m
: OD = 1,9000 inch = 0,4826 m
Panjang pipa hairpin : 20 ft = 6,096 m
Jumlah harpin : 7 buah
Bahan : Stainless steel SA 167 type 316
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 92.638,74
7.1.14. Cooler [CL-02]
Fungsi : Mendinginkan bahan yang keluar dari
evaporator sebanyak 44.191,9192 kg/jam untuk
diumpankan ke dalam T-05 dari suhu 78,401°C
menjadi 50°C
Jenis alat : Shell and tube heat exchanger
Pendingin : air
Jenis aliran : Counter current
Aliran fluida
Shell : air
Tube : Fluida proses
Dimensi
Shell
Diameter dalam : 19,25 in = 0,4889 m
Jumlah passes : 2
Baffle space : 12 in = 0,3048 m
Tube
Diameter dalam : 0,4820 in = 0,0122 m
Diameter luar : 0,75 in = 0,0190 m
Jumlah passes : 2
45
Jumlah tube : 240 buah
Susunan tube : triangular pitch
Pitch : 1 in
Panjang : 20 ft = 6,096 m
Bahan konstruksi : Stainless steel SA 167 type 316
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 1.911,24
7.1.15. Condenser (CD)
Fungsi : Mengembunkan aliran uap hasil atas evaporator yaitu metanol dan air
sebanyak 4.711,3873 kg/jam sebelum ditampung Akumulator (ACC)
Jenis : Shell and Tube
Spesifikasi fluida pendingin :
Fluida : air
Suhu masuk : 30°C
Suhu keluar : 50°C
Jenis aliran : Counter current
Shell side :
Inside diameter shell : 29 inch = 0,7366 m
Baffle : 12 inch = 0,3048 m
Pass : 2
Tube side :
Out side diameter : 0,75 inch = 0,0190 m
Inside diameter : 0,4820 inch = 0,0122
Panjang tube : 20 ft = 6,096 m
Jumlah tube, Nt : 295 tube
BWG : 10
Pitch : 1 inch triangular pitch
Pass : 2
Jumlah : 1 buah
46
Harga : $ 92.638,74
7.1.16. Accumulator (ACC)
Fungsi : Menampung sementara hasil atas evaporator yang keluar dari
Kondenser (CD) sebanyak 4.771,3873 kg/jam
Jenis : Tangki silinder Horizontal
Kondisi operasi :
Suhu : 78,3965°C
Tekanan : 1,5 atm
Spesifikasi :
Bahan : Stainless steel SA 167 type 316
Volume : 0,2140 m3
Panjang : 1,1746 m
Diameter dalam : 15,4146 inch = 0,3915 m
Diameter luar : 54 inch = 0,1143 m
Tebal : 3/16 inch
Jenis head : Torispherical dished head
Tebal head : 3/16 inch
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 3.319,47
7.1.17. Tangki Penyimpanan Crude Palm Oil (T-01)
Fungsi : Menyimpan bahan baku larutan Crude Palm Oil C3H5(COOH)3 (99%)
sebanyak 3.599.374,2275 kg/jam untuk kebutuhan proses selama 10
hari.
Jenis : Tangki silinder vertikal, flat bottom with conical roof
Kondisi penyimpanan :
47
Tekanan : 1 atm
Suhu : 35ºC
Waktu penyimpanan : 10 hari
Spesifikasi alat :
Volume : 142.576,0963 ft3
Diameter : 80 ft = 24,3840 m
Tinggi : 36 ft = 10,9728 m
(terdiri dari 6 course dengan tinggi masing
: masing course 6 ft)
Tebal shell :
Tinggi (ft) Tebal shell terhitung, ts (in) Tebal shell standar, ts (in)
0 – 6 0,5290 9/16
6 – 12 0,4598 1/2
12 – 18 0,3905 7/16
18 – 24 0,3212 3/8
24 – 30 0,2520 5/16
30 – 36 0,1827 3/16
Bahan dinding : Stainless steel SA-283 Grade C
Jenis sambungan : Double welded butt joint strip
Jenis head : Self supporting conical roof
Tebal head : 1,5 inch = 0,0381 m
Jumlah : 3 buah
Harga : $ 512.231,28/buah
7.1.18. Tangki Penyimpanan Asam Fosfat (T-02)
Fungsi : Menyimpan bahan baku larutan asam fosfat H3PO4 (85%) sebanyak
1.499.962,1745 kg/jam untuk kebutuhan proses selama 30 hari.
Jenis : Tangki silinder vertikal, flat bottom with conical roof
48
Kondisi penyimpanan :
Tekanan : 1 atm
Suhu : 35ºC
Waktu penyimpanan : 30 hari
Spesifikasi alat :
Volume : 33.491,8836 ft3
Diameter : 45 ft = 13,7160 m
Tinggi : 24 ft = 7,3152 m
(terdiri dari 2 course dengan tinggi masing
: masing course 6 ft)
Tebal shell :
Tinggi (ft) Tebal shell terhitung, ts (in) Tebal shell standar, ts (in)
0 – 6 0,1831 3/16
6 – 12 0,2531 5/16
12 – 18 0,3230 3/8
18 – 24 0,3929 7/16
Bahan dinding : Stainless steel SA-283 Grade C
Jenis sambungan : Double welded butt joint strip
Jenis head : Self supporting conical roof
Tebal head : 0,6250 inch = 0,0158 m
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 22.018,07/buah
7.1.19. Tangki Penyimpanan Natrium Hidroksida (T-03)
Fungsi : Menyimpan bahan baku larutan Natrium Hidroksida NaOH (48%)
sebanyak 643.004,7519 kg/jam untuk kebutuhan proses selama 30
hari.
Jenis : Tangki silinder vertikal, flat bottom with conical roof
49
Kondisi penyimpanan :
Tekanan : 1 atm
Suhu : 35ºC
Waktu penyimpanan : 30 hari
Spesifikasi alat :
Volume : 15.772,0732 ft3
Diameter : 35 ft = 10,6680 m
Tinggi : 18 ft = 5,4864 m
(terdiri dari 3 course dengan tinggi masing
: masing course 6 ft)
Tebal shell :
Tinggi (ft) Tebal shell terhitung, ts (in) Tebal shell standar, ts (in)
0 – 6 0,2646 1/4
6 – 12 0,2153 1/4
12 – 18 0,1660 3/16
Bahan dinding : Stainless steel SA-283 Grade C
Jenis sambungan : Double welded butt joint strip
Jenis head : Self supporting conical roof
Tebal head : 0,75 inch = 0,0190 m
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 187.815,57/buah
7.1.20. Tangki Penyimpanan Metanol (T-04)
Fungsi : Menyimpan bahan baku larutan methanol CH3OH (99%) sebanyak
3.931.310,2346 kg/jam untuk kebutuhan proses selama 30 hari.
Jenis : Tangki silinder vertikal, flat bottom with conical roof
Kondisi penyimpanan :
50
Tekanan : 1 atm
Suhu : 35ºC
Waktu penyimpanan : 30 hari
Spesifikasi alat :
Volume : 176.871,8361 ft3
Diameter : 80 ft = 24,3840 m
Tinggi : 42 ft = 12,8016 m
(terdiri dari 7 course dengan tinggi masing
: masing course 6 ft)
Tebal shell :
Tinggi (ft) Tebal shell terhitung, ts (in) Tebal shell standar, ts (in)
0 – 6 0,5464 9/16
6 – 12 0,4847 1/2
12 – 18 0,4231 7/16
18 – 24 0,3614 3/8
24 – 30 0,2997 5/16
30 – 36 0,2381 1/4
36 – 42 0,1764 3/16
Bahan dinding : Stainless steel SA-283 Grade C
Jenis sambungan : Double welded butt joint strip
Jenis head : Self supporting conical roof
Tebal head : 1,5 inch = 0,0381 m
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 561.852.89/buah
7.1.21. Tangki Penyimpanan Biodiesel (T-05)
Fungsi : Menyimpan produk biodiesel (99%) sebanyak
2.651.515,1515 kg/jam untuk kebutuhan proses selama 10 hari.
Jenis : Tangki silinder vertikal, flat bottom with conical roof
51
Kondisi penyimpanan :
Tekanan : 1 atm
Suhu : 35ºC
Waktu penyimpanan : 30 hari
Spesifikasi alat :
Volume : 107.992,0099 ft3
Diameter : 60 ft = 18,2880 m
Tinggi : 48 ft = 14,6304 m
(terdiri dari 8 course dengan tinggi masing
: masing course 6 ft)
Tebal shell :
Tinggi (ft) Tebal shell terhitung, ts (in) Tebal shell standar, ts (in)
0 – 6 0,5252 9/16
6 – 12 0,4741 1/2
12 – 18 0,4230 7/16
18 – 24 0,3719 3/8
24 – 30 0,3208 3/8
30 – 36 0,2698 5/16
36 – 42 0,2187 1/4
42 – 48 0,1676 3/16
Bahan dinding : Stainless steel SA-283 Grade C
Jenis sambungan : Double welded butt joint strip
Jenis head : Self supporting conical roof
Tebal head : 1,5 inch = 0,0381 m
Jumlah : 4 buah
Harga : $ 430.998,65/buah
52
7.1.22. Silo
Fungsi : Menyimpan bahan baku bleaching earth sebanyak 442,6971
kg/jam selama 30 hari.
Tipe : Silinder tegak (vertical cylinder) dengan dasar
conical bottom.
Jumlah : 1 buah
Volume : 4.259,7318 ft3 = 100,5185 m3
Kondisi penyimpanan : T = 30°C
P = 1 atm
Bahan konstruksi : stainless steel SA 283 grade C
Diameter : 3,6657 m
Tinggi shell (H1) : 9,1059 m
Tinggi bottom (H2) : 1,0731 m
Tebal shell : 1/4 in
Tebal head : 1/3 in
Harga : $ 66.701,49
7.1.23. Bucket elevator BE-01
Fungsi :Membawa bleaching earth dari mobil tangki menuju silo
(S-01) sebanyak 442,6971 kg/jam.
Tipe :Belt conveyor dengan feed hopper dan discharge chute.
Jumlah : 1 buah
Bahan konstruksi : stainless steel SA 283 grade C
Panjang : 6 in = 0,1524 m
Lebar : 4 in = 0,1016 m
Kedalaman : 4,25 in = 0,1079 m
Jarak bucket : 12 in = 0,3048 m
Kapasitas maksimum : 14 ton/h
Kecepatan bucket : 225 fpm
Tinggi bucket elevator: 50 ft = 15,24 m
Daya motor : 1 HP
53
Harga : $ 19.134,57
7.1.24. Bucket elevator BE-02
Fungsi :Membawa bleaching earth dari belt conveyor menuju
mixer (M-01) sebanyak 442,6971 kg/jam.
Tipe :Belt conveyor dengan feed hopper dan discharge chute.
Jumlah : 1 buah
Bahan konstruksi : stainless steel SA 283 grade C
Panjang : 6 in = 0,1524 m
Lebar : 4 in = 0,1016 m
Kedalaman : 4,25 in = 0,1079 m
Jarak bucket : 12 in = 0,3048 m
Kapasitas maksimum : 14 ton/h
Kecepatan bucket : 225 fpm
Tinggi bucket elevator: 25 ft = 7,26 m
Daya motor : 1 HP
Harga : $ 19.134,57
7.1.25. Hopper
Fungsi :Menampung bahan baku bleaching earth padat untuk
masuk ke mixer (M-01) sebanyak 442,6971 kg/jam.
Tipe : Conical
Jumlah : 1 buah
Volume : 1,4101 ft3
Kondisi penyimpanan: T : 35 °C
P : 1 atm
Bahan konstruksi : stainless steel SA 283 grade C
Diameter : 0,9394 ft = 0,2863 m
Tinggi : 2,3485 ft = 0,7158 m
54
Harga : $ 14.418,30
7.1.26. Belt Conveyor (BC-01)
Fungsi :Membawa bleaching earth dari bucket elevator (BE-01
menuju bucket elevator (BE-02) sebanyak 442,6971 kg/jam.
Tipe : Belt conveyor dengan feed hopper dan discharge chute.
Jumlah : 1 buah
Bahan konstruksi : stainless steel SA 283 grade C
Panjang : 16,4042 ft = 5 m
Lebar : 1,1667 ft = 0,3556 m
Sudut elevasi : 20o
Kapasitas maksimum : 90 ft3/jam
Kecepatam belt : 200 fpm
Daya motor : 0,5 HP
Harga : $ 1.289,44
7.1.27. Pompa (P-01)
Fungsi : Memompa crude palm oil 99,5% dari mobil tangki menuju tangki
crude palm oil (T-01) setiap periode loading sebesar 32 m3 dengan
waktu loading 30 menit.
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 281,7813 gpm
Head pompa : 58,9745 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 60%
Efisiensi motor : 82%
Daya motor : 10 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 1.505,32/buah
55
7.1.28. Pompa (P-02)
Fungsi : Memompa larutan asam fosfat (H3PO4) 85% dari mobil tangki menuju
tangki asam fosfat (H3PO4) (T-01) setiap periode loading sebesar 32
m3 dengan waktu loading 30 menit.
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 281,7813 gpm
Head pompa : 14,7652 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 60%
Efisiensi motor : 82%
Daya motor : 5 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 1.505,32/buah
7.1.29. Pompa (P-03)
Fungsi : Memompa larutan natrium hidroksida (NaOH) 48% dari mobil tangki
menuju tangki natrium hidroksida (NaOH) (T-01) setiap periode
loading sebesar 32 m3 dengan waktu loading 30 menit.
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 281,7813 gpm
Head pompa : 34,9914 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 60%
Efisiensi motor : 82%
56
Daya motor : 7,5 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 1.505,32/buah
7.1.30. Pompa (P-04)
Fungsi : Memompa larutan metanol (CH3OH) 99% dari mobil tangki menuju
tangki metanol (CH3OH) (T-01) setiap periode loading sebesar 32 m3
dengan waktu loading 30 menit.
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 281,7813 gpm
Head pompa : 32,4216 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 60%
Efisiensi motor : 82%
Daya motor : 5 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 1.505,32/buah
7.1.31. Pompa (P-05)
Fungsi : Mengalirkan crude palm oil 99,5% dari tangki crude palm oil (T-
01) menuju ke heater-01 sebanyak 45.106,4976 kg/jam
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 225,2672 gpm
Head pompa : 18,4850 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 55%
Efisiensi motor : 81%
57
Daya motor : 3 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 1.316,12/buah
7.1.32. Pompa (P-06)
Fungsi : Mengalirkan larutan asam fosfat (H3PO4) 85% dari tangki asam fosfat
(H3PO4) 85% (T-02) menuju ke mixer-01 sebanyak 2.083,2808
kg/jam
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 5,7869 gpm
Head pompa : 3.741,2058 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 20%
Efisiensi motor : 80%
Daya motor : 0,5 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 318,06/buah
7.1.33. Pompa (P-07)
Fungsi : Mengalirkan campuran larutan dari mixer-01 menuju ke filter
sebanyak 47.018,1558 kg/jam
Jenis : Single stage slurry centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 183,1965 gpm
Head pompa : 3,9776 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 58%
Efisiensi motor : 80%
58
Daya motor : 0,5 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 1.141,77/buah
7.1.34. Pompa (P-08)
Fungsi : Mengalirkan larutan natrium hidroksida (NaOH) 48% dari tangki
natrium hidroksida (NaOH) (T-03) menuju ke mixer-02 sebanyak
893,0622 kg/jam
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 2,7211 gpm
Head pompa : 29,1405 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 22%
Efisiensi motor : 80%
Daya motor : 0,5 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 92,76/buah
7.1.35. Pompa (P-09)
Fungsi : Mengalirkan larutan metanol (CH3OH) 99% dari tangki metanol
(CH3OH) (T-04) menuju ke mixer-02 sebanyak 5.460,1531 kg/jam
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 30,7979 gpm
Head pompa : 21,0798 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 30%
Efisiensi motor : 80%
59
Daya motor : 0,75 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 402,08/buah
7.1.36. Pompa (P-10)
Fungsi : Mengalirkan air dari utilitas menuju ke filter sebanyak 2.955,3329
kg/jam
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 13.4775gpm
Head pompa : 35.2461 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 22%
Efisiensi motor : 80%
Daya motor : 0.75 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 76,75/buah
7.1.37. Pompa (P-11)
Fungsi : Mengalirkan cake (hasil bawah) dari filter menuju ke UPL sebanyak
8,548.1531kg/jam
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 25.5043 gpm
Head pompa : 244,7950 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 26%
Efisiensi motor : 90%
60
Daya motor : 15 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 99,21/buah
7.1.38. Pompa (P-12)
Fungsi : Mengalirkan filtrat (hasil atas) dari filter menuju ke cooler (C-01)
sebanyak 44.380,6686 kg/jam
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 231,0785 gpm
Head pompa : 19,0690 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 58%
Efisiensi motor : 81%
Daya motor : 3 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 1.347,46/buah
7.1.39. Pompa (P-13)
Fungsi : Mengalirkan methanol dan natrium hidroksida dari mixer-02 menuju
ke heater (HE-02) sebanyak 11.064,6026 kg/jam
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 57,1856 gpm
Head pompa : 23,5482 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 39%
Efisiensi motor : 80%
61
Daya motor : 1 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 582,41/buah
7.1.40. Pompa (P-14)
Fungsi : Mengalirkan larutan dari reaktor-01 (R-01) menuju ke reaktor (R-02)
sebanyak 55.445,7359 kg/jam
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 282,7947 gpm
Head pompa : 20,5983 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 59%
Efisiensi motor : 82%
Daya motor : 3 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 1.520,75/buah
7.1.41. Pompa (P-15)
Fungsi : Mengalirkan larutan dari reaktor-02 (R-02) menuju ke reaktor-03 (R-
03) sebanyak 55.445,7359 kg/jam
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 277,1762 gpm
Head pompa : 20,4978 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 60%
Efisiensi motor : 82%
62
Daya motor : 3 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 1.502,55/buah
7.1.42. Pompa (P-16)
Fungsi : Mengalirkan larutan dari reaktor-03 (R-03) menuju ke reaktor-03 (R-
04) sebanyak 55.445,7359 kg/jam
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 275,1728 gpm
Head pompa : 20,4625 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 59%
Efisiensi motor : 82%
Daya motor : 3 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 1.496,03/buah
7.1.43. Pompa (P-17)
Fungsi : Mengalirkan larutan dari reaktor-04 (R-04) menuju ke tangki pencuci
(TP) sebanyak 55.445,7359 kg/jam
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 274,4016 gpm
Head pompa : 25,4418 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 59%
Efisiensi motor : 83%
63
Daya motor : 5 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 1.493,51/buah
7.1.44. Pompa (P-18)
Fungsi : Mengalirkan air dari utilitas menuju ke tangki pencuci (TP) sebanyak
10.461,3518 kg/jam
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 45,2270 gpm
Head pompa : 24,8702 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 38%
Efisiensi motor : 80%
Daya motor : 1 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 506,41/buah
7.1.45. Pompa (P-19)
Fungsi : Mengalirkan larutan dari tangki pencuci menuju ke dekanter (D)
sebanyak 65.907,0876 kg/jam
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 304,2704 gpm
Head pompa : 16,5173 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 61%
Efisiensi motor : 82%
64
Daya motor : 3 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 1.589,05/buah
7.1.46. Pompa (P-20)
Fungsi : Mengalirkan hasil bawah dari dekanter menuju ke UPL sebanyak
17.003,7811 kg/jam
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 73,3998 gpm
Head pompa : 13,0234 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 42%
Efisiensi motor : 80%
Daya motor : 0,75 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 676,69/buah
7.1.47. Pompa (P-21)
Fungsi : Mengalirkan hasil atas dari dekanter menuju ke evaporator (E)
sebanyak 48.903,3065 kg/jam
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 267,7609 gpm
Head pompa : 7,8289 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 58%
Efisiensi motor : 80%
65
Daya motor : 1 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 1.471,98/buah
7.1.48. Pompa (P-22)
Fungsi : Mengalirkan recycle dari evaporator menuju ke mixer-02 (M-02)
sebanyak 4.711,3873 kg/jam
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 27,8402 gpm
Head pompa : 21,5780 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 30%
Efisiensi motor : 80%
Daya motor : 0,5 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 378,49/buah
7.1.49. Pompa (P-23)
Fungsi : Mengalirkan produk dari evaporator menuju ke tangki produk (T-05)
sebanyak 44.191,9192 kg/jam
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 233,8266 gpm
Head pompa : 56,5958 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 59%
Efisiensi motor : 85%
66
Daya motor : 7 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 1.132,22/buah
7.2. Spesifikasi Alat Utilitas
7.2.1. Bak Pengendap dan Penampung (BU-01)
Fungsi : Mengendapkan kotoran-kotoran besar yang terdapat pada air sungai
sebanyak 54.760,5850 kg/jam dengan waktu penampungan selama 10
jam
Jenis : Bak persegi dari beton
Spesifikasi :
Volume : 220 m3
Panjang : 6,5808 m
Lebar : 6,5808 m
Tinggi : 6,0960 m
Jumlah : 1 buah
Harga : Rp 13.200.000,00
7.2.2. Clarifier (C-01)
Fungsi : Tempat penambahan koagulan alum dan sodium karbonat sehingga
kotoran dapat menjadi flok-flok dan dapat diendapkan dengan waktu
tinggal selama 4 jam dengan kebutuhan koagulan 13,75 kg/jam dan
alum 0,9350 kg/jam.
Jenis : Tangki silinder dengan dasar kerucut tumpul dan dilengkapi dengan
pengaduk (scrapper).
Spesifikasi :
Volume : 220 m3
67
Diameter silinder : 6,7584 m
Diameter kerucut : 2,2528 m
Tinggi silinder : 6,7584 m
Tinggi kerucut : 1,3517 m
Kecepatan pengadukan : 1,2920 rpm
Power motor : 1,5 hp
Jumlah : 1 buah
Harga : Rp 13.200.000,00
7.2.3. Bak Saringan Pasir (SP-01)
Fungsi : Menyaring partikel-partikel padat dalam air yang tidak terendapkan
di bak clarifier sebanyak 54.760,5850 kg/jam.
Jenis : Gravity sand filter
Spesifikasi :
Kapasitas : 55 m3/jam
Luas penyaringan : 12,1078 ft2
Bahan : Beton
Media penyaringan : Pasir
Lebar : 0,7500 m
Panjang : 1,4999 m
Jumlah : 2 buah
Harga : Rp 600.000,00/buah
7.2.4. Bak Air Bersih (BU-02)
Fungsi : Menampung air bersih keluaran dari saringan pasir sebanyak
54.760,5850 kg/jam.
Jenis : Bak persegi panjang dari beton
Spesifikasi :
Volume : 220 m3
Panjang : 7,5989 m
Lebar : 7,5989 m
Tinggi : 4,5720 m
68
Jumlah : 1 buah
Harga : Rp 13.200.000,00
7.2.5. Bak Air Minum (BU-03)
Fungsi : Mencampur air sebanyak 207,4265 kg/jam dengan kaporit sehingga
didapatkan air yang bebas bibit penyakit dan bau
Jenis : Bak persegi panjang dari beton
Spesifikasi :
Volume : 5 m3
Panjang : 1,4030 m
Lebar : 1,4030 m
Tinggi : 3,0480 m
Jumlah : 1 buah
Harga : Rp 300.000,00
7.2.6. Bak Air Pendingin (BU-04)
Fungsi : Menampung air pendingin yang berasal dari cooling tower dan air
make-up sebanyak 244.393,0856 kg/jam.
Jenis : Bak persegi dari beton
Spesifikasi :
Volume : 1.471,7693 m3
Panjang : 15,6768 m
Lebar : 15,6768 m
Tinggi : 6,0960 m
Jumlah : 1 buah
Harga : Rp 74.908.179,36
69
7.2.7. Bak Penampung Air Pendingin Bekas (BU-05)
Fungsi : Menampung air pendingin bekas sebanyak 207.734,0998 kg/jam
sebelum masuk ke cooling tower.
Jenis : Bak persegi dari beton
Spesifikasi :
Volume : 1.251,8539 m3
Panjang : 14,3303 m
Lebar : 14,3303 m
Tinggi : 6,0960 m
Jumlah : 1 buah
Harga : Rp 63.671.952,45
7.2.8. Tangki Kation Exchanger (TKE)
Fungsi : Menghilangkan kesadahan air yang disebabkan oleh ion-ion positif
(Ca2+, Mg2+, Na2+) dari garam-garam yang terlarut dalam air dengan
bantuan resin berupa sodium zeolite (NaZ) sebanyak 1,5502 ft3.
Jenis : Menara silinder yang didalamnya diisi resin
Spesifikasi :
Bahan : Stainless steel SA 283 Grade C
Diameter dalam : 22,1550 inch = 0,5627 m
Diameter luar : 33 inch = 0,5842 m
Tebal shell : 3/16 inch
Jenis head : Torispherical dished head
Tebal head : 3/16 inch
Jumlah : 2 buah
Harga : $ 35.223,31/buah
70
7.2.9. Tangki Anion Exchanger (TAE)
Fungsi : Menghilangkan kesadahan air yang disebabkan oleh ion-ion negatif
(SO4-2, CO3
-2) dari garam-garam yang terlarut dalam air dengan
bantuan resin berupa Duolite A-42 sebanyak 5,94787 ft3.
Jenis : Menara silinder yang didalamnya diisi resin
Spesifikasi :
Bahan : Carbon steel SA 22 Grade A
Diameter dalam : 22,1150 inch = 0,5627 m
Diameter luar : 23 inch = 0,5842 m
Tebal shell : 3/16 inch
Jenis head : Torispherical dished head
Tebal head : 3/16 inch
Jumlah : 2 buah
Harga : $ 35.223,31/buah
7.2.10. Tangki Deaerator (DE)
Fungsi : Menghilangkan gas-gas terlarut dalam air sebanyak 1.836,0625
kg/jam sebelum diumpankan ke dalam boiler dengan menggunakan
N2H4.
Jenis : Tangki silinder horizontal.
Spesifikasi :
Bahan : Stainless steel SA 283 Grade C
Diameter dalam : 27,6250 inch = 0,7112 m
Diameter luar : 28 inch = 0,7017 m
Tebal shell : 3/16 inch
Jenis head : Torispherical dished head
Tebal head : 3/16 inch
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 22.209,00
71
7.2.11. Boiler (B)
Fungsi : Memproduksi steam jenuh untuk digunakan sebagai pemanas pada
area proses sebanyak 6.054,0182 kg/jam dengan menggunakan bahan
bakar Residual Fuel Oil.
Jenis : Fire tube boiler.
Spesifikasi :
Volume : 7,1535 m3/jam
Tube :
Diameter dalam : 0,8240 inch
Diameter luar : 1,0500 inch
Panjang : 8 ft
Jumlah tube : 241 buah
Susunan tube : Square pitch
Jarak pitch : 1 inch
Diameter shell : 15 1/4 inch
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 78.619,88/buah
7.2.12. Fan Udara Pembakar (F-01)
Fungsi : Mengalirkan udara ke furnace untuk proses pembakaran sebanyak
11.015,4299 kg/jam.
Efisiensi : 85%
Daya motor : 7,5 hp
Jumlah : 2 buah
Harga : $ 5.441,21
72
7.2.13. Cooling Tower (CT)
Fungsi : Mendinginkan air pendingin yang berasal dari alat-alat pada area
proses sebanyak 244.393,0586 kg/jam dengan udara.
Jenis : Induced draft cooling tower
Dimensi :
Panjang : 1,3671 m
Lebar : 1,3671 m
Tinggi : 2,8160 m
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 108.379,94
7.2.14. Fan Cooling Tower (F-02)
Fungsi : Menarik udara sekitar sebesar 47,955,9021 ft3/jam sehingga kontak
langsung dengan air di dalam cooling tower.
Kapasitas : 47,955,9021 ft3/menit
Efisiensi motor : 85%
Daya motor : 25 hp
Jumlah : 2 buah
Harga : $ 5.441,21
7.2.15. Tangki Larutan Al2(SO4)3 (TU-01)
Fungsi : Menampung aluminium sulfat (Al2(SO4)3) 5% sebanyak 18,7 kg/jam
yang digunakan sebagai koagulan pada clarifier dengan waktu
penampungan selama 15 hari
Jenis : Tangki silinder vertikal
Spesifikasi :
Bahan : Carbon steel SA 283 Grade C
Volume : 6,4706 m3
73
Diameter : 1,4881 m
Tinggi : 4,4644 m
Diameter dalam : 65,6250 inch = 1,6669 m
Diameter luar : 66 inch = 1,6764 m
Tebal shell : 3/16 inch
Jenis head : Torispherical dished head
Tebal head : 3/16 inch
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 12.396,84
7.2.16. Tangki Larutan Na2CO3 (TU-02)
Fungsi : Menampung sodium karbonat (Na2CO3) 5% sebanyak 275 kg/jam
yang digunakan sebagai koagulan pada clarifier dengan waktu
penampungan selama 15 hari.
Jenis : Tangki silinder vertikal
Spesifikasi :
Bahan : Carbon steel SA 283 Grade C
Volume : 95,5322 m3
Diameter : 3,6507 m
Tinggi : 10,9520 m
Diameter dalam : 155,5 inch = 3,9497 m
Diameter luar : 156 inch = 3,9624 m
Tebal shell : 1/4 inch
Jenis head : Torispherical dished head
Tebal head : 1/4 inch
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 62.349.75
74
7.2.17. Tangki Larutan Kaporit (TU-03)
Fungsi : Menampung larutan kaporit 1% sebanyak 2,0743 kg/jam untuk
dialirkan ke dalam bak air minum (BU-03) dengan waktu
penampungan selama 15 hari.
Jenis : Tangki silinder vertikal
Spesifikasi :
Bahan : Carbon steel SA 283 Grade C
Volume : 0,3178 m3
Diameter : 0,5449 m
Tinggi : 1,6348 m
Diameter dalam : 21,6250 inch = 0,5493 m
Diameter luar : 22 inch = 0,5588 m
Tebal shell : 3/16 inch
Jenis head : Torispherical dished head
Tebal head : 3/16 inch
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 2.032,38
7.2.18. Tangki NaCl (TU-04)
Fungsi : Menampung larutan NaCl 5% sebanyak 3.836,0695 kg untuk
dialirkan ke dalam tangki kation exchanger dengan waktu
penampungan selama 7 hari.
Jenis : Tangki silinder vertikal
Spesifikasi :
Bahan : Carbon steel SA 283 Grade C
Volume : 14,8836 m3
Diameter : 1,8468 m
Tinggi : 5,5457 m
Diameter dalam : 47,5000 inch = 1,2065 m
Diameter luar : 48 inch = 1,2192 m
75
Tebal shell : 1/4 inch
Jenis head : Torispherical dished head
Tebal head : 3/16 inch
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 18.437,17
7.2.19. Tangki Larutan NaOH (TU-05)
Fungsi : Menampung larutan sodium hidroksida (NaOH) 5% sebanyak
3.836,0695 kg untuk dialirkan ke dalam tangki anion exchanger
dengan waktu penampungan selama 7 hari.
Jenis : Tangki silinder vertikal
Spesifikasi :
Bahan : Carbon steel SA 283 Grade C
Volume : 15,3443 m3
Diameter : 1,8742 m
Tinggi : 5,6226 m
Diameter dalam : 31,5000 inch = 0,8001 m
Diameter luar : 32 inch = 0,8128 m
Tebal shell : 1/4 inch
Jenis head : Torispherical dished head
Tebal head : 3/16 inch
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 18.777,49
7.2.20. Tangki N2H4 (TU-06)
Fungsi : Menampung larutan N2H4 5% sebanyak 1,8361 kg/jam untuk
dialirkan ke dalam deaerator dengan waktu penampungan 15 hari.
Jenis : Tangki silinder vertikal
76
Spesifikasi :
Bahan : Carbon steel SA 283 Grade C
Volume : 15,9329 m3
Diameter : 1,8910 m
Tinggi : 5,6730 m
Diameter dalam : 47,5000 inch = 1,2065 m
Diameter luar : 48 inch = 1,2192 m
Tebal shell : 1/4 inch
Jenis head : Torispherical dished head
Tebal head : 3/16 inch
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 19.081,55
7.2.21. Tangki Umpan Boiler (TU-07)
Fungsi : Menampung kondensat yang berasal dari alat pemanas pada area
proses sebelum diumpankan ke boiler sebanyak 6.054,0182 kg/jam.
Jenis : Tangki silinder vertikal
Spesifikasi :
Bahan : Carbon steel SA 283 Grade C
Volume : 7,2966 m3
Diameter : 1,4576 m
Tinggi : 4,3728 m
Diameter dalam : 35,6250 inch = 0,9049 m
Diameter luar : 36 inch = 0,9144
Tebal shell : 3/16 inch
Jenis head : Torispherical dished head
Tebal head : 3/16 inch
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 12.021,02
77
7.2.22. Pompa (PU-01)
Fungsi : Mengalirkan air dari sungai ke bak pengendap dan penampung (BU-
01) sebanyak 54.760,5850 kg/jam.
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 242,1558 gpm
Head pompa : 41,7160 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 58%
Efisiensi motor : 85%
Daya motor : 7,5 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 1.132,68/buah
7.2.23. Pompa (PU-02)
Fungsi : Mengalirkan air dari bak penampung dan pengendap (BU-01) menuju
ke clarifier sebanyak 54.760,5850 kg/jam.
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 242,1558 gpm
Head pompa : 22,8778 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 58%
Efisiensi motor : 82%
Daya motor : 5 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 1.132,68/buah
78
7.2.24. Pompa Pemadam Kebakaran (P-PK)
Fungsi : Mengalirkan air dari bak penampung dan pengendap (BU-01) untuk
kebutuhan pemadam kebakaran sebanyak 54.760,5850 kg/jam.
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 242,1558 gpm
Head pompa : 27,5349 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 59%
Efisiensi motor : 82%
Daya motor : 5 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 1.132,68/buah
7.2.25. Pompa Pencuci Bak Saringan Pasir (P-SP)
Fungsi : Mengalirkan air dari bak air bersih menuju ke bak saringan pasir
sebanyak 9.126,7642 kg/jam.
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 40,3593 gpm
Head pompa : 5,8011 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 39%
Efisiensi motor : 80%
Daya motor : 1/2 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 386,56/buah
79
7.2.26. Pompa (PU-03)
Fungsi : Mengalirkan air dari bak saringan pasir menuju ke bak air bersih (BU-
02) sebanyak 54.760,5850 kg/jam.
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 242,1558 gpm
Head pompa : 11,6166 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 58%
Efisiensi motor : 81%
Daya motor : 3 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 1.132,68/buah
7.2.27. Pompa (PU-04)
Fungsi : Mengalirkan air dari bak air bersih (BU-02) menuju ke bak air minum
(BU-03) sebanyak 207,4265 kg/jam.
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 0,9173 gpm
Head pompa : 13.1567 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 22%
Efisiensi motor : 80%
Daya motor : 1/2 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 39,92/buah
80
7.2.28. Pompa (PU-05)
Fungsi : Mengalirkan air dari bak air bersih (BU-02) menuju ke bak air
pendingin (BU-04) dan tangki kation exchanger (TKE) sebanyak
38.475,1643 kg/jam.
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 170,1404 gpm
Head pompa : 20,6349 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 58%
Efisiensi motor : 81%
Daya motor : 2 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 925,79/buah
7.2.29. Pompa (PU-06)
Fungsi : Memompa larutan NaCl 5% dari tangki NaCl (TU-04) menuju ke
tangki kation exchanger (TKE) untuk proses regenerasi.
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 1,1596 gpm
Head pompa : 2,4292 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 22%
Efisiensi motor : 80%
Daya motor : 1/2 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 46,25/buah
81
7.2.30. Pompa (PU-07)
Fungsi : Memompa larutan NaOH 5% dari tangki NaOH (TU-05) menuju ke
tangki anion exchanger (TAE) untuk proses regenerasi.
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 4,4493 gpm
Head pompa : 10,8234 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 22%
Efisiensi motor : 80%
Daya motor : 1/2 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 103,62/buah
7.2.31. Pompa (PU-08)
Fungsi : Mengalirkan air dari tangki deaerator menuju ke tangki penampung
(TU-07) sebanyak 1.816,2055kg/jam.
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 8,0314 gpm
Head pompa : 43,3403 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 22%
Efisiensi motor : 80%
Daya motor : 1 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 147,69/buah
82
7.2.32. Pompa (PU-09)
Fungsi : Memompa air dari tangki umpan boiler (TU-07) ke steam boiler
furnace sebanyak 6.120,2083 kg/jam.
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 26,7714 gpm
Head pompa : 14,7642 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 22%
Efisiensi motor : 80%
Daya motor : 1 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 304,15/buah
7.2.33. Pompa (PU-10)
Fungsi : Mengalirkan air 244.393,0586 kg/jam dari bak air pendingin (BU-04)
menuju ke alat pendingin.
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 1.080,7263 gpm
Head pompa : 20,0831 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 78%
Efisiensi motor : 84%
Daya motor : 10 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 2.807,60/buah
83
7.2.34. Pompa (PU-11)
Fungsi : Mengalirkan air sebanyak 207.734,0998 kg/jam dari bak air bekas
pendingin (BU-05) menuju ke cooling tower (CT).
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 918,6174 gpm
Head pompa : 6,4900 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 75%
Efisiensi motor : 82%
Daya motor : 3 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 2.546,75/buah
7.2.35. Pompa (PU-12)
Fungsi : Mengalirkan air sebanyak 207.734,0998 kg/jam dari cooling tower
(CT) menuju bak air pendingin (BU-04).
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 918,6174 gpm
Head pompa : 21,2538 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 75%
Efisiensi motor : 84%
Daya motor : 10 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 2.546,75/buah
84
7.2.36. Pompa (PU-13)
Fungsi : Mengalirkan bahan bakar sebanyak 465,9172 kg/jam dari tangki
bahan bakar menuju ke steam boiler furnace.
Jenis : Single stage centrifugal pump
Spesifikasi pompa :
Kapasitas pompa : 2,1458 gpm
Head pompa : 13,2396 lbf.ft/lbm
Efisiensi pompa : 22%
Efisiensi motor : 80%
Daya motor : 1/2 hp
Bahan : Stainless steel
Jumlah pompa : 2 buah
Harga : $ 66,90/buah
7.2.37. Tangki Bahan Bakar (T-BB)
Fungsi : Menyimpan bahan bakar berupa residual fuel oil sebanyak 502,3933
kg/jam.
Jenis : Tangki silinder vertikal
Spesifikasi :
Bahan : Carbon steel SA-283, Grade C
Volume : 0,7397 m3
Diameter : 0,4712 m
Tinggi : 1,4137 m
Diameter dalam : 21,6250 inch
Diameter luar : 22 inch
Tebal shell : 3/16 inch
Jenis head : Torispherical dished head
Tebal head : 3/16 inch
85
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 3.049,83
7.2.38. Kompresor (CP)
Fungsi : Menaikkan tekanan udara dari tekanan 1 atm menjadi 1,6986 atm
sebanyak 5,0400 m3/jam.
Jenis : Kompresor sentrifugal
Spesifikasi :
Jumlah stage : 2
Daya motor : 1,5 hp
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 2.220,90
7.2.39. Generator (GE)
Fungsi : Menyediakan cadangan arus listrik sebesar 408,9148 kW jika listrik
dari PLN mengalami gangguan atau terputus (mati).
Jenis : Generator arus AC
Spesifikasi :
Efisiensi motor : 80%
Jumlah : 1 buah
Harga : $ 21.986,91
86
BAB VIII
UTILITAS
Suatu pabrik memerlukan sarana penunjang untuk kelancaran proses
produksi. Oleh karena itu, sarana dan prasarana harus dirancang dengan baik,
sehingga dapat menjamin kelangsungan operasi suatu pabrik.
Salah satu faktor yang menunjang kelancaran suatu proses produksi di dalam
pabrik yaitu penyediaan utilitas. Penyediaan utilitas ini meliputi: penyediaan air,
penyediaan steam, penyediaan listrik, penyediaan bahan bakar, dan penyediaan
udara tekan.
8.1. Unit Penyediaan Air
Pemenuhan kebutuhan air suatu pabrik pada umumnya menggunakan air
sumur, air sungai, air danau, maupun air laut sebagai sumbernya. Pada perancangan
pabrik metil asetat ini yang digunakan adalah air yang berasal dari sungai.
Penggunaan air sungai sebagai sumber air mempertimbangkan hal-hal sebagai
berikut :
1. Biaya lebih rendah dibanding biaya dari sumber lainnya
2. Jumlah air sungai lebih banyak dibanding air sumur
3. Letak sungai berada tidak jauh dari lokasi pabrik.
Kebutuhan air di pabrik ini dipenuhi dari sungai Batulicin. Adapun tahap
pengolahan air dari sungai dapat dilakukan melalui beberapa tahap, yaitu: tahap
penjernihan air, proses pelunakan air, dan penghilangan gas.
8.1.1. Pengolahan air
Adapun tahap pengolahan air sungai dapat dilakukan sesuai dengan
spesifikasi air yang diperlukan. Pengolahan air dilakukan melalui beberapa tahap
diantaranya:
1. Tahap penjernihan air
Tahan penjernihan air dilakukan melalui beberapa tahap yaitu pemisahan
kotoran air sungai, flokulasi, dan penyaringan.
a. Pemisahan kotoran air sungai
Air dari sungai di saring untuk menghindari adanya kotoran - kotoran yang
cukup besar yang terbawa ke dalam bak pengendap.
87
b. Flokulasi
Air sungai yang ada dibak dipenampung, dialirkan menuju clarifier untuk
mengendapkan kotoran yang terikut di dalam air sungai. Pada clarifier ini
terjadi penambahan koagulan yang berfungsi untuk membentuk flok-flok
yang kemudian membentuk partikel yang lebih besar. Pada tahap ini juga
dilakukan pengadukan untuk mencampur air dengan bahan koagulan
(Al2(SO4)3.18H2O) dan larutan natrium karbonat (Na2CO3) yang bertujuan
untuk menurunkan kesadahan air dengan pengadukan lambat agar flok-flok
yang terbentuk dapat mengendap secara gravitasi. Berikut adalah persamaan
reaksi yang terjadi (Powell, 1954):
CaSO4 + Na2CO3 CaCO3 + Na2SO4
CaCl2 + Na2CO3 CaCO3 + 2 NaCl
6 NaAlO2 + Al2(SO4)3.18H2O 8 Al(OH)3 + 3 Na2SO4 + 6 H2O
Alumunium hidroksida (Al(OH)3) yang terbentuk berupa flok-flok
(gumpalan lunak) akan mengikat padatan-padatan tersuspensi dan
mengendapkannya sebagai sludge. Pada selang waktu tertentu dilakukan
blowdown untuk membuang endapan yang terbentuk sebelumnya. Bak
clarifier (C) dilengkapi dengan scraper yang berfungsi mengumpulkan
endapan pada dasar clarifier sehingga mudah dibuang. Air bersih keluar dari
clarifier secara over flow.
c. Penyaringan
Air dari clarifier dimasukkan ke dalam bak saringan pasir (sand filter) yang
tersusun atas campuran pasir dan kerikil kuarsa dari yang halus sampai yang
kasar dan disusun secara berlapis-lapis. Media berpori ini berfungsi untuk
menahan atau menyaring partikel-partikel padat yang lolos atau terbawa
bersama air dari clarifier. Menurut Powell (1954) karakteristik sand filter
adalah sebagai berikut:
Kecepatan penyaringan : 15 – 30 gpm/ft2
Tebal tumpukan pasir : 18 – 30 in
Tebal tumpukan kerikil : 8 – 20 in
Pencucian ulang dilakukan dengan sistem back wash, dilakukan tiap 6 – 24
jam sekali atau jika saringan pasir sudah cukup jenuh dengan waktu
88
pencucian biasanya 10 – 15 menit. Air pencuci yang biasanya digunakan 2
– 3% dari air yang disaring (Powell, 1954).
Setelah tahap filtrasi di sand filter, air jernih ditampung didalam bak
penampung (BU-02). Air bersih digunakan untuk air minum, rumah tangga
dan kantor, air umpan boiler, dan air pendingin.
2. Tahap pelunakan (demineralisasi) air
Air yang digunakan sebagai umpan boiler harus memenuhi persyaratan bebas
dari garam-garam mineral yang terlarut. Proses demineralisasi dimaksudkan
untuk menghilangkan ion-ion dari peruraian garam-garam yang terkandung
pada filtered water dengan cara melewatkan air pada kation-anion exchanger
yang mengandung resin.
Didalam kation-anion exchanger terjadi dua reaksi, yaitu softening dan
regenerasi. Softening adalah proses penghilangan garam-garam di dalam air
untuk mencegah terjadinya kerak dan korosi di dalam boiler dengan
menggunakan resin. Regenerasi adalah proses pengaktifan kembali resin yang
sudah jenuh karena proses softening, sehingga dapat digunakan kembali.
Adapun tahapan proses pelunakan air adalah sebagai berikut:
a. Kation exchanger
Kation exchanger berfungsi untuk mengikat ion-ion positif yang ada pada
air seperti Ca2+, Mg2+, Na+, K+, Fe2+ Al3+, Mn2+ menggunakan sodium
zeolite (Na2Z).
Ca2+ + Na2Z CaZ + 2 Na2+
Mg2+ + Na2Z MgZ + 2 Na2+
Karena proses ini berlangsung terus menerus maka pada suatu saat zeolite
akan penuh dengan garam Ca dan Mg, sehingga tidak dapat berfungsi lagi
(jenuh). Maka dilakukan regenerasi dengan menggunakan larutan NaCl
(Powell, 1954)
Reaksi regenerasi yang terjadi adalah sebagai berikut:
CaZ + 2 NaCl Na2Z + CaCl2
MgZ + 2 NaCl Na2Z + CaCl2
b. Anion exchanger
89
Anion exchanger berfungsi untuk mengikat ion-ion negatif yang ada pada
air seperti SO32-, Cl-, S2-, HCO3
2- menggunakan resin Duolite A-2.
Reaksi pelunakan air (Powell, 1954):
NH3 + HCl NH4Cl
RNH2 + HCl RNH3Cl
2 NH4OH + H2CO3 (NH4)CO3 + 2H2O
H2CO3 + 2 RNH3OH (RNH3)2CO3 + 2 H2O
Regenerasi dilakukan dengan menggunakan larutan NaOH. Reaksi
regenerasi yang terjadi adalah sebagai berikut:
NH4Cl + NaOH NH3 + NaCl + H2O
RNH3Cl + NaOH RNH2 + NaCl + H2O
(NH4)2CO3 + 2NaOH 2NH4OH + Na2CO3
(RNH3)2CO3 + 2 NaOH 2 RNH3OH + Na2CO3
3. Tahap penghilangan gas (deaerasi)
Penghilangan gas dilakukan setelah air keluaran dari kolom anion, proses
penghilangan gas dilakukan di deaerator. Deaerator merupakan alat yang
digunakan untuk menghilangkan gas O2 dan CO2 yang terlarut di dalam air. Gas
O2 dapat menimbulkan kerak dan korosi di dalam ketel uap, sedangkan gas CO2
dapat mengakibatkan terjadinya pembusaan (foaming) berlebihan sehingga
dapat mengotori dan merusak peralatan. Air untuk umpan boiler harus melalui
pengolahan untuk mencegah terjadinya kerak dan foam (buih) sebagai berikut:
a. Pencegahan kerak
Untuk mencegah terbentuknya kerak akibat kesadahan yang masih tersisa
maka pada air umpan boiler ditambahkan hidrazin. Hidrazin yang berfungsi
mengikat oksigen berdasarkan reaksi berikut:
N2H4 + O2 N2 + 2H2O
Nitrogen sebagai hasil reaksi bersama-sama dengan gas lain dihilangkan
melalui Stripping dengan uap bertekanan rendah.
b. Pencegahan foam
Foam (buih) adalah butir-butir gelembung pada permukaan air dalam boiler
akibat adanya kontaminasi dengan minyak pada air umpan boiler.
Akumulasi gas H2 yang berlebihan karena jumlah blowdown kurang, dan
90
treatment yang berlebihan dapat menimbulkan foam. Sehingga dirancang
jumlah blowdown sebesar 15% untuk mencegah timbulnya foam dalam
boiler.
4. Diagram Alir Proses Pengolahan Air Sungai
Diagram alir proses pengolahan air merupakan diagram yang menjelaskan unit
proses pengolahan air sebagai unit pendukung dalam proses produksi pada
pabrik difenilamin. Diagram alir proses pengolahan air sungai tersebut
ditunjukan oleh Gambar 8.1.
PU-03
SP
BU-01
PU-01
C
Na2CO3
TU-02 TU-01
Pompa
Pemadam Kebakaran
ke UPL
PU-04
BU-02
Sungai
PU-02Kaporit
TU-03
BU-03PU-05
Air
keperluan
umum
PU-10
Udara
PU-12
ALAT PENDINGIN
BU-04 BU-05
COOLING
TOWER
KATION
PU-06
TU-04
NaCl 5%NaOH 5%
EXCHANGER EXCHANGER
TKE
Udara Buang
PU-11
PU-07
ANION
TAE
TU-05
ke UPL ke UPL
Steam
ALAT PEMANAS
STEAM BOILER
FURNACE
TU-07
Bahan Bakar
PU-13
Udara
F-BB
DEAERATOR
PU-08
GasTU-06
Al2(SO4)3.18 H20
N2H4
SP
Pompa Pencuci
Saringan pasir
Steam
PU-09
Gambar 8.1 Diagram alir proses pengolahan air
Keterangan:
BU-01 : Bak penampung dan pengendap TU-01 : Tangki larutan Al2(SO4)3
C : Clarifier TU-02 : Tangki larutan Na2CO3
SP : Saringan pasir TU-03 : Tangki larutan kaporit
BU-02 : Baik air bersih TU-04 : Tangki larutan NaCl 5%
BU-03 : Bak air keperluan umum TU-05 : Tangki larutan NaOH 5%
BU-04 : Bak air pendingin TU-06 : Tangki N2H4
BU-05 : Bak air bekas pendingin TU-07 : Tangki umpan boiler
TKE : Tangki kation exchanger TAE : Tangki anion exchanger
91
8.1.2. Air minum, perkantoran dan sanitasi
Air di dalam bak penampung air bersih (BU-02) dialirkan menggunakan
pompa kedalam bak keperluan umum (BU-03). Pada bak (BU-03) ditambahkan
desinfektan untuk membunuh bakteri yang ada dalam air. Desinfektan yang
digunakan yaitu klor dalam bentuk kaporit (Ca(OCl)2). Reaksi yang terjadi sebagai
berikut:
Ca(OCl)2 + H2O Ca2+ + 2 OCl- + H2O
2 OCl- Cl2 + O2
Pada reaksi ini, yang mendesinfeksi air adalah OCl-. Kadar klorin untuk desinfeksi
air sampai pH = 7 adalah 2 ppm.
8.1.3. Air umpan boiler
Air yang akan digunakan sebagai umpan boiler harus dihilangkan
kesadahannya dan memenuhi syarat batas kadar padatan, total alkali, dan total
padatan yang dapat terendapkan. Batasan air umpan boiler menurut ABMA
(American Boiler Manufacturer Association standard) untuk boiler dengan tekanan
operasi antara 0 – 300 psig adalah:
Total solid : 3.500 ppm
Total alkali : 700 ppm
Suspended solid : 300 ppm
Untuk mencapai kondisi tersebut, maka air umpan boiler harus mengalami
eksternal dan internal treatment. Eksternal treatment merupakan perlakuan
terhadap air sebelum masuk ke unit pembangkit uap, yaitu proses penyediaan
demineralisasi. Sedangkan internal treatment yaitu perlakuan yang dilakukan pada
unit pembangkit uap (boiler) yang meliputi pencegahan terjadinya kerak, korosi
dan foaming. Adanya kesadahan pada air akan menyebabkan terbentuknya kerak
dan mengurangi kecepatan transfer panas pada boiler, sehingga mengurangi
efisiensi pemakaian panas. Ada dua macam kesadahan air yaitu kesadahan tetap
dan kesadahan sementara.
1. Kesadahan sementara
Kesadahan sementara adalah kesadahan yang disebabkan oleh gas-gas terlarut
dalam air umpan boiler seperti CO2 dan O2. Kesadahan sementara dapat
dihilangkan dengan cara pemanasan biasa, sehingga terjadi reaksi:
H2CO3 H2O + CO2
92
2. Kesadahan tetap
Kesadahan tetap adalah kesadahan yang disebabkan adanya kation maupun
anion dari peruraian garam dapat dihilangkan dengan cara melewatkan air pada
kation-anion exchanger yang mengandung resin. Di dalam kation-anion
exchanger terjadi dua reaksi yaitu softening dan regenerasi. Softening adalah
proses penghilangan garam–garam di dalam air untuk mencegah terjadinya
kerak dan korosi di dalam boiler dengan menggunakan resin. Regenerasi adalah
proses pengaktifan kembali resin yang sudah jenuh karena proses softening,
sehingga dapat digunakan kembali.
8.1.4. Air pendingin
Air pendingin yang akan digunakan harus dihilangkan kesadahannya dan
memenuhi syarat batas kadar padatan >100ppm, dan total padatan yang
terendapkan <10ppm.
Air pendingin setelah digunakan pada peralatan proses akan mengalami
kenaikan suhu. Untuk menghemat pemakaian air, air pendingin dari peralatan
proses didinginkan dalam cooling tower dan dicampur dengan air make-up.
Cooling tower merupakan suatu menara yang terdiri dari kerangka beton,
didalam menara terdapat isian yang terbuat dari kayu. Air yang diturunkan suhunya
dipercikan melalui puncak cooling tower sedangkan udara pendingin dihembuskan
melalui dasar cooling tower dengan menggunakan fan. Kontak antara udara dengan
air pendingin menyebabkan sebagian air akan menguap dan suhu dari air akan
turun. Pada umumnya jenis cooling tower yang digunakan adalah induced draft
cooling tower karena lebih mudah pengoperasiannya dan tidak mudah
menimbulkan kerak maupun lumut.
8.1.5. Air pemadam kebakaran
Syarat air pemadam kebakaran yaitu tidak mengandung padatan seperti pasir,
batuan kerikil dan tidak mengandung kotoran seperti daun, sampah.
Adapun kebutuhan umpan boiler, pendingin, kebutuhan rumah tangga dan
perkantoran adalah sebagai berikut:
93
1. Air proses
Kebutuhan air proses digunakan pada :
Tabel 8.1 Kebutuhan air proses
Jenis Alat Massa Air (kg/jam)
Filter 2.955,3329
Tangki Pencuci 10.606,0606
Total 13.561,3935
2. Air untuk steam
Kebutuhan steam pada area proses sebagai berikut:
Tabel 8.2 Kebutuhan steam
Jenis Alat Massa Air (kg/jam)
Evaporator 4.801,2822
Heater-01 1.030,2670
Heater-02 222,4690
Total 6.054,0182
Setelah digunakan sebagai pemanas, dianggap 70% kondensat dari steam dapat
digunakan kembali (recycle) (Effendy, 2013). Maka, jumlah air kondensat yang
dapat didaur ulang adalah:
Air recycle = 70% × 6.054,0182 kg/jam = 4.237,8128 kg/jam
Kebutuhan air untuk membuat steam:
Kebutuhan air = kebutuhan steam – kondensat yang didaur ulang
= (6.054,0182 – 4.237,8128) kg/jam
= 1.816,2055 kg/jam
3. Air pendingin
94
Kebutuhan air pendingin pada area proses sebagai berikut:
Tabel 8.3 Kebutuhan air pendingin pada area proses
Jenis Alat Massa Air (kg/jam)
Coil di R-01 40.478,9094
Coil di R-02 13.891,3997
Coil di R-03 5.009,3491
Coil di R-04 1.869,6539
Cooler-01 10.109,5540
Cooler-02 74.706,1083
Kondensor 98.328,0842
Total 244.393,0586
Setelah digunakan sebagai pendingin, 85% air dapat didaur ulang sehingga
dapat digunakan kembali (Yulianto, 2010). Maka, jumlah air yang dapat didaur
ulang untuk digunakan kembali (recycle) sebesar:
Air recycle = 85 % × 244.393,0586 kg/jam = 207.734,0998kg/jam
Kebutuhan air untuk membuat air pendingin:
Kebutuhan air pendingin = kebutuhan air – air yang didaur ulang
= (244.393,0586 – 207.734,0998) kg/jam
= 36.658,9588 kg/jam
4. Air pemadam kebakaran
Air untuk kebutuhan pemadam kebakaran adalah 400 L/menit (SNI 03-1475-
2000).
5. Air keperluan umum
Air keperluan umum yang digunakan untuk kebutuhan air minum, perkantoran
dan sanitas:
a. Air minum
Dirancang pabrik mempunyai karyawan 200 orang. Menurut Permenkes
No. 70 tahun 2016 kebutuhan minimum air minum untuk seorang karyawan
adalah 5 L/hari.
Kebutuhan air minum = 200 × 5 L/hari
95
= 1.000 L/hari
L1000
m1
jam24
hari1 3
× 995,6470 kg/m3
= 41,4853 kg/jam
b. Air untuk perkantoran dan sanitasi
Diperkirakan kebutuhan air untuk perkantoran dan sanitasi untuk seorang
karyawan sebanyak 20 L/hari (Permenkes No. 70 tahun 2016).
Kebutuhan air = 200 × 20 L/hari
= 4.000 L/hari
L1000
m1
jam24
hari1 3
× 995,6470 kg/m3
= 165,9412 kg/jam
Maka, total air keperluan umum adalah
Total air = (41,4853 + 165,9412) kg/jam = 207,4265 kg/jam
Maka, untuk total kebutuhan air bersih adalah
Total kebutuhan air bersih = (13.561,3935 + 36.658,9588 + 1.816,2055 +
207,4265) kg/jam
= 52.243,9843 kg/jam 0,9956 kg
1
/L
= 52.472,3966 L/jam
≈ 53.000 L/jam
Diambil 20% berlebih yang berguna untuk kejadian mendadak, seperti start up awal
proses produksi, jika terjadi kebakaran, dan jika terjadi masalah dalam menjalankan
proses produksi. Sehingga kebutuhan air menjadi sebesar:
Total kebutuhan air bersih = 1,2 × 53.000 L/jam
= 63.600 L/jam ≈ 50.000 L/jam
8.2. Unit Penyediaan Steam
Penyediaan steam ini bertujuan untuk mencukupi kebutuhan steam yang akan
digunakan untuk berbagai proses operasi digunakan Boiler jenis Fire tube Boiler.
Boiler tersebut dilengkapi dengan sebuah unit economizer safety valve sistem dan
pengaman-pengaman yang bekerja secara otomatis.
Air dari water treatment plant yang akan digunakan sebagai umpan boiler
terlebih dahulu diatur kadar silika, O2, Ca, Mg yang mungkin masih terikut dengan
jalan menambahkan bahan-bahan kimia kedalam boiler feed water tank. Selain itu
96
juga perlu diatur pHnya sekitar 10,5 – 11,5 karena pada pH yang terlalu tinggi,
korosifitasnya juga tinggi.
Sebelum masuk ke boiler, umpan dimasukkan dahulu kedalam economizer,
yaitu alat penukar panas yang memanfaatkan panas dari gas sisa pembakaran
minyak residu yang keluar dari boiler. Didalam alat ini, air dinaikkan
temperaturnya hingga 100 – 102ºC, kemudian diumpankan ke boiler.
Di dalam boiler, api yang keluar dari alat pembakaran (burner) bertugas untuk
memanaskan lorong api dan pipa-pipa api. Gas sisa pembakaran ini masuk
economizer sebelum dibuang melalui cerobong asap, sehingga air didalam boiler
menyerap panas dari dinding dan pipa-pipa api maka air menjadi mendidih. Uap air
yang terbentuk terkumpul sampai mencapai tekanan 10 bar, baru kemudian
dialirkan ke steam header untuk didistribusikan ke area-area proses.
8.3. Unit Pembangkit Listrik
Kebutuhan listrik pada pabrik ini dipenuhi oleh 2 sumber, yaitu PLN dan
generator diesel. Diesel digunakan sebagai tenaga cadangan apabila PLN
mengalami gangguan, untuk menggerakkan power-power motor yang penting
antara lain boiler, pompa dan cooling tower.
Prinsip kerja dari diesel ini adalah solar dan udara yang terbakar secara
kompresi akan menghasilkan panas. Panas ini digunakan untuk memutar poros
engkol sehingga dapat menghidupkan generator yang mampu menghasilkan tenaga
listrik. Listrik ini didistribusikan ke panel yang selanjutnya akan dialirkan ke unit
pemakai. Pada operasi sehari–hari digunakan tenaga listrik 50% dan diesel 50%.
Tetapi apabila listrik padam, operasinya akan menggunakan tenaga listrik dari
diesel 100%.
Kebutuhan listrik pada pabrik digunakan untuk :
1. Menggerakkan alat pada area proses
2. Menggerakkan alat pada area utilitas
3. Menggerakkan katup pada alat kontrol
4. Penerangan pabrik dan kantor
Kebutuhan listrik untuk menggerakkan motor-motor untuk alat–alat proses
produksi maupun alat-alat utilitas terlihat pada tabel 8.4 dan tabel 8.5
97
Tabel 8.4 Listrik yang diperlukan untuk menggerakkan alat proses
No. Nama Alat Daya (hP)
1. Tangki Pencampur (M-01) 15
2. Tangki Pencampur (M-02) 5
3. Reaktor (R-01) 15
4. Reaktor (R-02) 15
5. Reaktor (R-03) 15
6. Reaktor (R-04) 15
7. Tangki Pencuci 40
5. Bucket Elevator-01 1
6. Bucket Elevator-02 1
7. Belt Conveyor 0,5
8. Pompa (P-01) 10
9. Pompa (P-02) 5
10. Pompa (P-03) 7,5
11. Pompa (P-04) 5
12. Pompa (P-05) 3
13. Pompa (P-06) 15
14. Pompa (P-07) 0,5
15. Pompa (P-08) 0,5
16. Pompa (P-09) 0,75
17. Pompa (P-10) 3
18. Pompa (P-11) 10
19. Pompa (P-12) 3
20. Pompa (P-13) 1
21. Pompa (P-14) 3
22. Pompa (P-15) 3
23. Pompa (P-16) 3
24. Pompa (P-17) 5
25. Pompa (P-18) 1
26. Pompa (P-19) 3
27. Pompa (P-20) 0,75
28. Pompa (P-21) 1
29. Pompa (P-22) 0,5
30. Pompa (P-23) 7
Total 214
98
Tabel 8.5 Listrik yang diperlukan untuk menggerakkan alat utilitas
No. Nama Alat Daya (hP)
1. Clarifier 1,5
2. Pompa Pemadam Kebakaran 5
3. Pompa Pencuci Sand Filter 1/2
4. Pompa (PU-01) 7,5
5. Pompa (PU-02) 5
6. Pompa (PU-03) 3
7. Pompa (PU-04) ½
8. Pompa (PU-05) 2
9. Pompa (PU-06) ½
10. Pompa (PU-07) ½
11. Pompa (PU-08) 1
12. Pompa (PU-09) 1
13. Pompa (PU-10) 10
14. Pompa (PU-11) 3
15. Pompa (PU-12) 10
16. Pompa (PU-13) ½
17. Fan Boiler 7,5
18. Fan Cooling Tower 10
19. Kompressor 1.5
Total 70,5
Total daya listrik = listrik untuk menggerakkan alat proses + listrik untuk
menggerakkan alat utilitas
= (214 + 70,5) hP
= 284,5 hP
a. Kebutuhan listrik untuk menggerakkan motor
P = 284,5 hP
hP1
kW0,746= 212,2370 kW
Energi listrik untuk menggerakkan motor digunakan selama 24 jam
= 212,2370 kW
hari1
jam24
99
= 5.093,6880 kWh/hari
tahun1
hari330
= 1.680.917,0400 kWh/tahun
b. Kebutuhan listrik untuk alat instrumen
Kebutuhan listrik untuk menggerakkan alat kontrol, bengkel, dan peralatan
laboratorium (instrumentasi) diperkirakan 20% dari kebutuhan listrik pada unit
proses dan utilitas.
P = 20% × 212,2370 kW = 42.4474 kW
Energi listrik untuk alat instrumen digunakan selama 24 jam
= 42.4474 kW
hari1
jam24
= 1.018,7376 kWh/hari
tahun1
hari330
= 336.183,4080 kWh/tahun
c. Listrik untuk penerangan kawasan pabrik
P = 20% × 212,2370 kW = 42.4474 kW
Energi listrik untuk penerangan kawasan pabrik digunakan selama 24 jam
= 42.6339 kW
hari1
jam24
= 1.018,7376 kWh/hari
tahun1
hari330
= 336.183,4080 kWh/tahun
d. Listrik untuk kawasan perkantoran = 30 kW
Energi listrik untuk kawasan perkantoran digunakan selama 12 jam
= 30 kW
hari1
jam12
= 360 kWh/hari
tahun1
hari330
= 237.600 kWh/tahun
Maka, total kebutuhan daya listrik yang diperlukan sebesar:
Total kebutuhan = (213,1695 + 42,4474 + 42,4474 + 30) kW = 327,1318 kW
100
Sehingga, total kebutuhan energi dalam satu tahun adalah:
Total kebutuhan energi = (1.688.302,4400 + 336.183,4080 + 336.183,4080 +
237.6000) kWh/tahun
= 2.590,883,8560 kWh/tahun
Kebutuhan listrik ini dipenuhi oleh PLN, generator digunakan sebagai
cadangan jika aliran listrik dari PLN mengalami gangguan. Oleh karena itu,
disediakan 1 set generator dengan efisiensi 80%.
Daya generator = 327,1318 𝑘𝑊
0,8 = 408,9148 kW ≈ 445 kW ≈ 450 kVA
8.4. Unit Penyediaan Bahan Bakar
Jenis bahan bakar yang digunakan berupa bahan bakar cair. Kriteria bahan
bakar cair yang digunakan adalah sebagai berikut (Petroleum Refinery, Eng,
Nelson, 1985) :
Jenis minyak bakar = Residual Fuel Oil
Net heating value, NHV = 17.351 Btu/lb
8.4.1. Generator
Daya generator = 408,9148 kW 3412,19 Btu/jam
1kW
= 1.395.294,8208 Btu/jam
Kebutuhan bahan bakar = NHV
generatordaya
= 1.395.294,8208 Btu/jam
17.351 Btu/lb
= 80,4158 lb/jam
lb2,20462
kg1
= 36,4760 kg/jam
Apabila listrik padam rata-rata 4 jam perminggu atau 192 jam pertahun maka,
Kebutuhan bahan bakar = 36,4760 kg/jam
tahun1
jam192
= 7.003,4004 kg/tahun
Diketahui densitas (ρ) dari Residual Fuel Oil sebesar 0,815 kg/L, maka
101
Kebutuhan bahan bakar = 7.003,4004 kg/tahun
kg/L0,815
1
= 8.593,1294 L/tahun
8.4.2. Boiler
Diinginkan efisiensi boiler 85%
Jumlah kebutuhan steam = 6.054,0182 kg/jam
Massa air, m
m.air = efisiensi
steamjumlah=
6.054,0182 kg/jam
0,85 = 7.122,3774 kg/jam
= 7.122,3774 kg/jam
kg1
lb2,20462 = 15.702,1290 lb/jam
ρ air pada 30ºC = 995,6470 kg/m3
Volume air = ρ
m=
7.122,3774 kg/jam
995,6470 kg/𝑚3 = 7,1535 m3/jam
Spesifikasi steam:
Ts = 240ºF = 115,5556ºC
ΔHfg = 952,2 Btu/lb (Tabel 7, Kern, 1959)
P = 1,6986 atm = 24,9690 psi
Cp.steam = 0,4540 Btu/lb.°F
Menghitung kebutuhan pemanas
Suhu air masuk, Ta = 35ºC = 95ºF
Cp.air = 1 Btu/lb.°F
Td.air = 100ºC = 212ºF
Beban panas boiler (Qb) :
Qb = m.air Cp.air (Td – Ta) + m.air ΔHfg + m.air Cp.steam (Ts – Td)
= (15.702,1290 lb/jam × 1 Btu/lb.°F (212°F – 95°F)) + (15.702,1290 lb/jam ×
971,6000 Btu/lb) + (15.702,1290 lb/jam × 0,4540 Btu/lb.°F (240°F – 212°F))
= 17.822.434,7639 Btu/jam
Untuk proses pembakaran maka dibutuhkan komposisi minyak sebagai berikut:
C = 87,5%; H2 = 10,17%; dan S = 1,14%
Kebutuhan kelebihan udara = 25 – 30% (tabel 14-6, Nelson, 1985, hal. 420)
Dirancang:
102
Kebutuhan kelebihan udara 25%
Efisiensi pembakaran 100%
Kebutuhan bahan bakar = NHVpembakaran effisiensi
Qb
= 17.822.434,7639 Btu/jam
100% × 17.351 Btu/lb
= 1,027,1705 lb/jam
lb2,20462
kg1
= 465,9172 kg/jam
Boiler beroperasi dalam 1 tahun sebanyak 330 hari dengan 1 hari adalah 24 jam,
maka kebutuhan bakar boiler akan menjadi,
Kebutuhan bahan bakar = 465,9172 kg/jam 24 jam 330 hari
1hari 1 tahun
= 3.690.064,5438 kg/tahun
Diketahui densitas (ρ) dari Residual Fuel Oil sebesar 0,815 kg/L, maka
Kebutuhan bahan bakar = 3.690.064,5438 kg/tahun
kg/L0,815
1
= 4.527.686,5568 L/tahun
Kebutuhan udara
C + O2 → CO2
H2 + ½ O2 → H2O
S + O2 → SO2
Komponen minyak:
C = C BM
bakarbahan kebutuhan 87,5%
= 87,5% × 1,027,1705 𝑙𝑏/𝑗𝑎𝑚
12 𝑙𝑏/𝑙𝑏𝑚𝑜𝑙 = 74,8978 lbmol/jam
H2 = 2H BM
bakarbahan kebutuhan 10,17%
= 10,17% × 1,027,1705 𝑙𝑏/𝑗𝑎𝑚
2 𝑙𝑏/𝑙𝑏𝑚𝑜𝑙 = 52,2316 lbmol/jam
103
S = S BM
bakarbahan kebutuhan 1,14%
= 1,14% ×1,027,1705 𝑙𝑏/𝑗𝑎𝑚
32 𝑙𝑏/𝑙𝑏𝑚𝑜𝑙 = 0,3659 lbmol/jam
Total = (75,8978 + 52,2316 + 0,3659) lbmol/jam
= 127,4954 lbmol/jam
Menentukan BM udara
Udara terdiri dari, 21% O2 dan 79% N2
BM udara = (21% × 32 lb/lbmol) + (79% × 28 lb/lbmol)
= 28,84 lb/lbmol
Oksigen yang digunakan berlebih 25%, sehingga kebutuhan oksigen yang
digunakan :
Kebutuhan O2 (berlebih) = (1,25 × 127,4954 lbmol/jam)
= 159,3692 lbmol/jam × 32 lb/lbmol
= 5.099,8158 lb/jam
Kebutuhan udara pada boiler =
21
100× kebutuhan O2
=
21
100× 5.099,8158 lb/jam
= 24.284,8370 lb/jam
lb2,20462
kg1
= 11.015,4299 kg/jam
Blow down
Karena efisiensi boiler sebesar 85%, maka jumlah blow down air boiler sebesar:
Blow down = (100% – 85%) × jumlah air masuk
= (100% – 85%) × (7.122,3744 kg/jam)
= 1.068,3562 kg/jam
Sehingga total kebutuhan bahan bakar adalah:
Total kebutuhan = Bahan bakar generator + bahan bakar boiler
= (36,4760 + 465,9172 ) kg/jam
= 502,3933 kg/jam
104
8.5. Unit Pengadaan Udara Tekan
Udara tekan diperlukan untuk menggerakkan alat pengendalian proses yang
ada pada area proses. Diperkirakan jumlah alat kontrol pada area proses sebanyak
20 buah dan diperkirakan kebutuhan udara tekan untuk tiap alat kontrol sebesar 2,8
L/menit (Considine, 1985).
Kebutuhan total udara tekan = 25 × 2,8 L/menit
= 70 L/menit
L1.000
m1
jam1
menit60 3
= 4,2000 m3/jam
Faktor keamanan 20% = 20% × 4,2000 m3/jam = 0,8400 m3/jam
Total udara tekan = (4,2000 + 0,8400) m3/jam
= 5,0400 m3/jam
hari1
jam24
tahun1
hari330
= 39.916,8000 m3/tahun
Untuk pengadaan udara tekan, dipenuhi dengan menggunakan kompresor
sentrifugal.
8.5.1. Kompresor
Kompresor digunakan untuk menaikkan tekanan udara dari tekanan 1 atm
menjadi 1,6986 atm.
Data:
γ udara = 1,39
Tekanan masuk (P1) = 1 atm = 14,7 psi
Tekanan keluar (P2) = 1,6986 atm = 24,96900 psi
Suhu udara masuk (T1) = 30°C = 303 K
BM udara = 28,84 kg/kmol
ρ udara = 5,8000 kg/m3
Berdasarkan Aries, R. A., 1955 maka, jumlah stage sebanyak dua buah.
Compression Ratio, Rc:
Rc = n
1
1
2
P
P
= (
1,6986 𝑎𝑡𝑚
1 𝑎𝑡𝑚)
1
2 = 1,3033
1,39-1
2 .1,392,0289 atm
1atm
105
Temperatur keluar, T2 :
T2 = T1 nγ
1γ
1
2
P
P
= 303 K(
1,6986 𝑎𝑡𝑚
1 𝑎𝑡𝑚)
1,3033−1
2.1,3033 = 326,3778 K = 53,3778°C
Menghitung kerja yang diperlukan oleh kompresor :
Untuk 2 stage :
W = – (W1 + W2)
W =
1'P
P
1γ
T Rn γ1
P
'P
1γ
T Rn γ γ
1γ
1
21γ
1γ
1
11
W =
2'P
P
P
'P
1γ
T Rn γ γ
1γ
1
2γ
1γ
1
11
Dimana :
W = kerja atau tenaga yang diperlukan kompresor
R = konstanta gas ideal, 1,9870 cal/gmol.K
T1 = suhu udara masuk, K
P1 = tekanan udara masuk, atm
P2 = tekanan udara keluar, atm
n = mol udara masuk, gmol/jam
P1’ = (P1 . P2)½ = (1 atm × 1,6986 atm)½ = 1,3033 atm
mol udara masuk kompresor dihitung dengan persamaan :
n = udara BM
V ρ.udara=
5,0400 𝑚3 × 5,8000 𝑘𝑔/𝑚3
28,8400 𝑘𝑔/𝑘𝑔𝑚𝑜𝑙 = 1,1036 kmol/jam
Sehingga tenaga yang diperlukan kompresor (W) adalah :
W =
2'P
P
P
'P
1γ
T Rn γ
1γ
1
2γ
1γ
1
11
= 1,39 ×1,9870
𝑘𝑚𝑜𝑙
𝑗𝑎𝑚 ×1,9870
𝑐𝑎𝑙
𝑔𝑚𝑜𝑙.𝑘 ×303 𝐾
1,39−1 × [(
1,3033 𝑎𝑡𝑚
1 𝑎𝑡𝑚)
1,39−1
1,39 + (1,6986 𝑎𝑡𝑚
1,3033 𝑎𝑡𝑚)
1,39−1
1,39 − 2]
= 608.319,2935 cal/jam
watt746
hp1
cal/jam860,436
watt1
106
= 0,9477 hp
Dari Vilbrandt, fig 4-10 diperoleh Efisiensi motor, η = 80%
BHP = η
W=
0,9477 hp
0,8 = 1,1846 hp
Dari Ludwig, vol. 3, dipakai motor standar NEMA sebesar 1,5 hp
107
BAB IX
LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK
9.1. Lokasi Pabrik
Lokasi suatu pabrik kimia memberikan kontribusi yang besar bagi kesuksesan
bisnis berbasis kimia. Dibutuhkan pertimbangan lebih terhadap faktor-faktor
tertentu dalam memilih lokasi suatu pabrik. Sebuah pabrik idealnya memiliki lokasi
yang memberikan biaya produksi dan distribusi minimum. Selain itu kemungkinan
adanya ekspansi pabrik serta lingkungan yang kondusif juga harus dipertimbangkan
agar operasi pabrik dapat berjalan lancar. Akan tetapi, faktor-faktor seperti tempat
tinggal pekerja dan komunitas sekitarnya juga merupakan hal yang penting untuk
diperhatikan. Secara garis besar, memilih lokasi pendirian pabrik biodiesel
diperlukan pertimbangan-pertimbangan sebagai berikut:
1. Ketersediaan Bahan Baku
Jarak antara tempat produksi dan lokasi pengambilan bahan baku dapat
mempengaruhi kemampuan bersaing dari produk-produk yang dibuat,
terutama bila produk tersebut merupakan produk massal yang tidak melalui
proses yang rumit. Selain itu kebutuhan tempat penyimpanan bahan baku juga
perlu diperhitungkan.
2. Pemasaran
Lokasi pasar atau pusat distribusi mempengaruhi biaya distribusi produk dan
waktu yang dibutuhkan untuk pengiriman. Kedekatan lokasi pabrik dengan
pasar merupakan salah satu pertimbangan yang penting karena bagi
konsumen lebih menguntungkan untuk membeli produk dari sumber yang
dekat.
3. Ketersediaan sumber energi
Kebutuhan energi dan steam sangatlah tinggi pada sebagian besar pabrik
kimia, dan biasanya dibutuhkan ketersediaan bahan bakar untuk memenuhi
kebutuhan ini. Tenaga dan bahan bakar merupakan kombinasi yang sangat
krusial dalam pemilihan lokasi dari suatu pabrik. Apabila suatu pabrik
membutuhkan batu bara atau minyak dalam jumlah besar, maka sebaiknya
108
dipilih lokasi yang dekat dengan sumber bahan bakar untuk operasi yang
ekonomis.
4. Sumber air
Air sebagai bahan pembantu utama dalam hampir semua industri, sehingga
perlu dipertimbangkan kemudahan memperolehnya.
5. Tenaga kerja
Kemudahan untuk mendapatkan tenaga kerja juga harus dipertimbangkan.
Ditinjau dari segi ini, lokasi yang dipilih sebaiknya berada dekat dengan
lingkungan pendidikan dan sekolah yang baik. Namun situasi lapangan kerja
di daerah seperti itu sering terlalu kompetitif, sehingga tenaga ahli sangat sulit
didapatkan walaupun upah yang ditawarkan tinggi. Permasalahan ini dapat
dihindarkan dengan cara pemindahan tempat produksi ke daerah yang
industrinya tidak terlalu padat. Jika hal ini dilakukan maka suatu pendidikan
internal yang intensif (pelatihan) diperlukan. Untuk Indonesia tenaga kerja
masih mudah didapatkan dengan upah yang relatif murah.
6. Kondisi geografis wilayah
Harus dipertimbangkan pula keadaan alam wilayah dan sejarah bencana alam
seperti gempa, banjir dan lain-lain, sehingga pabrik mempunyai resiko kecil
terhadap bencana alam.
7. Fasilitas transportasi
Sarana transportasi yang baik dapat menunjang keberhasilan suatu pabrik
kimia. Sarana transportasi yang dimaksud adalah jalan yang nyaman untuk
pekerja, transportasi bahan-bahan dan peralatan yang efisien, serta
pengiriman secara cepat dan ekonomis. Untuk produk-produk massal,
penggunaan transportasi air dan kereta api lebih cocok, sedangkan untuk
produk khusus yang lebih mahal digunakan transportasi jalan raya biasa.
8. Pajak dan regulasi
Pajak pendapatan, asuransi pekerja, dan regulasi lainnya berbeda-beda untuk
setiaplokasi. Selain itu peraturan-peraturan lain seperti kode pembangunan,
aspek ganguan, dan fasilitas transportasi dapat menjadi pengaruh yang besar
dalam pemilihan akhir lokasi suatu pabrik. Hal yang tidak kalah penting
109
adalah peraturan-peraturan yang membatasi metode pembuangan limbah dari
proses industri. Lokasi yang dipilih sebaiknya memiliki kapasitas dan fasilitas
yang memadai untuk melakukan pembuangan limbah secara benar. Dalam
pemilihan lokasi, tingkat toleransi dari berbagai metode pembuangan harus
diperhatikan dengan hati-hati.
Dengan mempertimbangkan faktor diatas maka dipilih lokasi pabrik biodiesel
ini direncanakan didirikan di Kecamatan Batulicin, Kabupaten Tanah Bumbu,
Provinsi Kalimantan Selatan, dengan alasan:
1. Bahan baku Biodiesel adalah Metanol dan Crude Palm Oil. Lokasi pabrik
yang dipilih dekat dengan PT. SMART (Sinar Mas Agro Resources and
Technology Tbk yang merupakan pabrik yang memproduksi biodiesel.
Sementara Metanol didapat dari PT. Kaltim Metanol Indonesia
9.2. Tata Letak Pabrik
Tata letak pabrik merupakan suatu pengaturan yang optimal dari seperangkat
fasilitas-fasilitas dalam pabrik. Tata letak yang tepat sangat penting untuk
mendapatkan efisiensi, keselamatan, dan kelancaran kerja para karyawan serta
keselamatan proses saat bekerja. Untuk mencapai kondisi yang optimal, maka hal-
hal yang harus diperhatikan dalam menentukan tata letak pabrik adalah (Vilbrandt,
1959):
1. Pabrik biodiesel ini merupakan pabrik baru (bukan pengembangan), sehingga
penentuan tata letak tidak dibatasi oleh bangunan yang ada.
2. Kemungkinan perluasan pabrik sebagai pengembangan pabrik di masa depan.
3. Faktor keamanan sangat diperlukan untuk mengantisipasi bahaya kebakaran
dan ledakan, maka perencanaan tata letak selalu diusahakan jauh dari sumber
api, bahan panas, dan bahan yang mudah meledak serta jauh dari asap atau
gas beracun.
4. Sistem konstruksi yang direncanakan adalah out door untuk menekan biaya
bangunan dan gedung.
5. Lahan terbatas sehingga diperlukan efisiensi dalam pemakaian dan
pengaturan lahan.
110
Secara garis besar tata letak dibagi menjadi beberapa bagian utama, yaitu
(Vilbrandt, 1959) :
1. Daerah administrasi atau perkantoran, laboratorium dan ruang kontrol
Merupakan pusat kegiatan administrasi pabrik yang mengatur kelancaran
operasi. Laboratorium dan ruang kontrol sebagai pusat pengendalian proses,
kualitas dan kuantitas bahan yang akan diproses serta produk yang akan
dijual.
2. Daerah proses
Merupakan daerah dimana alat proses diletakkan dan proses berlangsung.
3. Daerah penyimpanan bahan bahan baku dan produk
Merupakan daerah untuk menyimpan bahan baku dan produk.
4. Daerah gudang, bengkel dan garasi
Merupakan daerah yang digunakan untuk menampung bahan-bahan yang
diperlukan oleh pabrik dan untuk keperluan perawatan peralatan proses.
5. Daerah utilitas
Merupakan daerah dimana kegiatan penyediaan bahan pendukung proses
berlangsung dipusatkan.
Tabel 9.1 Perincian luas tanah bangunan pabrik
No. Lokasi Luas (m2)
1. Pos Penjagaan 24,00
2. Kantor Keamanan 75,00
3. Kantin 28,00
4. Koperasi 42,00
5. Poliklinik 28,00
6. Kantor Pusat 1.600,00
7. Area Parkir 3.600,00
8. Sarana Olahraga dan Ibadah 900,00
9. Kantor Teknik dan Produksi 600,00
111
Tabel 9.1 Perincian luas tanah bangunan pabrik (lanjutan)
10. Laboratorium dan Pengendalian Mutu 450,00
11. Gudang Bahan Kimia 400,00
12. Bengkel 500,00
13. Gudang Alat 600,00
14. Pemadam Kebakaran 400,00
15. Area Penyimpanan Bahan 500,00
16. Area Proses 1.950,00
17. Area Perluasan 2.100,00
18. Area Utilitas 600,00
19. Pengolahan Air 600,00
20. Taman dan Jalan 20.088,00
Total 35.100,00
Berdasarkan perhitungan kebutuhan lahan di atas serta penyesuaian area tanah
yang tersedia maka pabrik direncanakan akan dibangun di atas tanah seluas
35.100,00 m2.
112
Gambar 9.1 Tata letak pabrik
Keterangan:
1. Pos Penjagaan
2. Kantor Keamanan
3. Kantin
4. Koperasi
5. Poliklinik
6. Kantor Pusat
7. Area Parkir
8. Sarana Olahraga dan Ibadah
9. Kantor Teknik dan Produksi
10. Laboratorium dan Pengendalian Mutu
11. Gudang Bahan Kimia
12. Bengkel
13. Gudang Alat
14. Pemadam Kebakaran
15. Area Penyimpanan Bahan
16. Area Proses
17. Area Perluasan
18. Area Utilitas
19. Pengolahan Air
20. Taman
113
9.3. Tata Letak Alat Proses
Tata letak alat proses adalah tempat dimana alat-alat yang digunakan dalam
proses produksi. Beberapa hal yang harus diperhatikan dalam menentukan tata letak
peralatan proses pada pabrik metil asetat, antara lain (Vilbrandt, 1959):
1. Aliran udara
Aliran udara di dalam dan di sekitar peralatan proses perlu diperhatikan
kelancarannya. Hal ini bertujuan untuk menghindari terjadinya stagnasi udara
pada suatu tempat sehingga mengakibatkan akumulasi bahan kimia yang
dapat mengancam keselamatan pekerja.
2. Cahaya
Penerangan sebuah pabrik harus memadai. Pada tempat-tempat proses yang
berbahaya atau beresiko tinggi perlu adanya penerangan tambahan.
3. Lalu lintas manusia
Dalam perancangan tata letak peralatan perlu diperhatikan agar pekerja dapat
mencapai seluruh alat proses dengan cepat dan mudah. Hal ini bertujuan
apabila terjadi gangguan pada alat proses dapat segera diperbaiki. Keamanan
pekerja selama menjalankan tugasnya juga harus diprioritaskan.
4. Pertimbangan ekonomi
Dalam menempatkan alat-alat proses diusahakan dapat menekan biaya
operasi dan menjamin kelancaran dan keamanan produksi pabrik.
5. Jarak antar alat proses
Untuk alat proses yang mempunyai suhu dan tekanan operasi tinggi sebaiknya
dipisahkan dengan alat proses lainnya, sehingga apabila terjadi ledakan atau
kebakaran pada alat tersebut maka kerusakan dapat diminimalisir.
114
Gambar 9.2 Tata letak alat proses
Keterangan:
T : Tangki Penyimpanan
TP : Tangki Pencuci
R : Reaktor
M : Mixer
D : Dekanter
Filter : Filter
E : Evaporator
S : Silo
115
BAB X
ORGANISASI PERUSAHAAN
10.1. Tugas Pokok Organisasi Perusahaan
Tugas pokok organisasi perusahaan adalah melakukan pengawasan dalam
lingkungan organisasi terhadap pelaksanaan tugas semua unsur yang terlibat, agar
berjalan sesuai rencana peraturan yang berlaku, baik tugas yang bersifat rutin
maupun tugas pembangunan (proyek).
10.2. Fungsi Organisasi
Organisasi perusahaan juga memiliki fungsi yang berpengaruh terhadap
kelangsungan perusahaan itu sendiri. Adapun fungsi dari organisasi pada
perusahaan antara lain sebagai berikut:
1. Melakukan pemeriksaan terhadap semua unsur di dalam lingkungan
organisasi yang meliputi bidang pemasaran, produksi, teknik, keuangan dan
sumber daya manusia.
2. Mempersiapkan rencana, perumusan dan penyusunan kebijakan serta
mengolah, menelaah dan mengkoordinasi pelaksanaan kegiatan yang akan
atau sedang dilaksanakan.
10.3. Bentuk Perusahaan
Bentuk perusahaan pabrik biodiesel yang akan didirikan di Kecamatan
Batulicin, Kabupaten Tanah Bumbu, Provinsi Kalimantan Selatan, berupa
Perseroan Terbatas (PT). Sistem ini banyak digunakan untuk kalangan perusahaan
yang bersifat industri. Pertimbangan pemilihan bentuk perusahaan ini didasarkan
atas beberapa faktor, antara lain (Widjaja, 2003):
1. Mudah untuk mendapatkan modal, yaitu dengan menjual saham perusahaan.
2. Tanggung jawab pemegang saham terbatas, sehingga kelancaran produksi
hanya dipegang oleh pimpinan perusahaan.
3. Pemilik dan pengurus perusahaan terpisah satu sama lain, pemilik perusahaan
adalah para pemegang saham dan pengurus perusahaan adalah direksi beserta
stafnya yang diawasi oleh dewan komisaris.
116
4. Kelangsungan perusahaan lebih terjamin, karena tidak berpengaruh dengan
berhentinya pemegang saham, direksi beserta stafnya atau karyawan
perusahaan.
5. Efisiensi dari manajemen, para pemegang saham dapat memilih orang yang
ahli sebagai dewan komisaris dan direktur utama yang cukup cakap dan
berpengalaman.
6. Lapangan usaha lebih luas, suatu Perseroan Terbatas dapat menarik modal
yang sangat besar dari masyarakat, sehingga dengan modal ini PT dapat
memperluas usaha.
Adapun ciri-ciri dari Perseroan Terbatas (PT) adalah:
1. Didirikan dengan akta dari notaris dengan berdasarkan Kitab Undang-
Undang Hukum Dagang
2. Besarnya modal ditentukan dalam akta pendirian dan terdiri dari saham-
sahamnya
3. Pemiliknya adalah para pemegang saham
4. Dipimpin oleh Dewan Direksi yang terdiri dari para pemegang saham.
Pembinaan personalia sepenuhnya diserahkan kepada Direksi dengan
memperhatikan hukum-hukum perburuhan.
10.4. Struktur Organisasi
Jalur koordinasi pada struktur organisasi ini menggunakan sistem garis.
Setiap bawahan hanya mempunyai satu tanggung jawab kepada atasannya dan
sebaliknya setiap atasan hanya mempunyai satu garis perintah kepada bawahannya.
Diagram susunan organisasi dapat dilihat sebagai berikut:
117
Gambar 10.1 Struktur organisasi pabrik metil asetat
10.5. Tugas dan Wewenang
10.5.1. Presiden Direktur
Presiden Direktur yang juga bisa disebut Direktur Eksekutif maupun
Chief Executive Officer (CEO) merupakan pemegang saham terpilih yang
diangkat oleh Rapat Umum Pemegang Saham (RUPS), bertindak sebagai
pemegang pimpinan tertinggi dan bertanggung jawab terhadap seluruh hasil
kegiatan usaha perusahaan serta kepada dewan direksi. Tugas dari presiden
direktur antara lain:
1. Menentukan sasaran akhir bagi perusahaan dan merumuskan kebijakan-
kebijakan sehingga organisasi dapat mengarah dan mencapai sasaran
akhir.
2. Menentukan strategi perusahaan.
3. Memilih dan mengangkat manajer direktur.
4. Memberikan pertimbangan-pertimbangan penting dalam pengambilan
keputusan yang mana akan berdampak pada seluruh usaha di perusahaan.
118
Mengevaluasi hasil kerja manajer direktur selama kurun waktu tertentu
dan menentukan kebijakan-kebijakan untuk pengambilan keputusan langkah-
langkah pembetulan.
10.5.2. Direktur Teknik & Lapangan
Direktur Teknik & Lapangan (Engineering & Plant Executive Officer)
merupakan pimpinan yang mengebawahi departemen dalam bidang proses dan
produksi. Bertanggung jawab langsung kepada Wakil Presiden Direktur. Adapun
tugasnya antara lain:
1. Merencanakan kegiatan operasional di plant
2. Memimpin dan mengkoordinasikan bawahannya
3. Memelihara kelancaran proses dan produksi
4. Mengendalikan kegiatan operasional proses dan produksi dengan
mengadakan evaluasi terhadap hasil kegiatan diikuti dengan pengambilan
tindakan perbaikan yang diperlukan
5. Ikut melasanakan dan memupuk kekompakan diantara karyawan
Wakil Direktur Teknik & Lapangan
Wakil Direktur Teknik & Lapangan (Vice Exc. To Engineering and Plant)
bertugas untuk membantu kegiatan direktur teknik & lapangan serta memimpin
langsung departemen yang berkaitan dalam kegiatan proses dan produksi, antara
lain:
1. Production Department (Departemen Produksi)
Bertugas mengawasi jalannya proses produksi
2. Utility Department (Departemen Utilitas)
3. Bertugas mengawasi jalannya proses pengolahan air, udara dan hal-hal
yang berkaitan dengan utilitas.
4. Electric Department (Departemen Pengadaan Listrik)
5. Bertugas mengawasi jalannya energi terutama listrik dari sumber hingga
penggunaan
6. Mechanic Department (Departemen Mesin)
7. Bertugas mengawasi jalannya perawatan dan perbaikan alat proses
8. Environment Department (Departemen Lingkungan)
119
9. Bertugas mengawasi kondisi lingkungan perusahaan serta jalannya bahan-
bahan yang berhubungan langsung dengan alam dan lingkungan.
10.5.3. Direktur Komersial
Direktur komersial (Commercial Executive Officer) merupakan
personalia yang membidangi fungsi pemasaran, mengatur dari mana
memperoleh dana modal dan menetapkan besarnya dividen, serta mengatur
distribusi barang dari perusahaan. Bagian ini membawahi beberapa departemen,
antara lain departemen marketing, penjualan dan logistik. Dimana tugas dari
direktur komersial adalah untuk:
1. Merencanakan kegiatan operasional di bidang pemasaran, merencanakan
investasi yang harus dilakukan oleh perusahaan.
2. Pengendalian kelancaran aliran pemasukan dan pemasaran
3. Mengevaluasi kegiatan pendistribusian barang dari dan ke dalam
perusahaan
4. Ikut memupuk kekompakan dan kerjasama antar karyawan
Wakil Direktur Komersial
Wakil Direktur komersial atau Vice Exc Off To Commercial bertugas untuk
membantu kegiatan direktur komersial dan memimpin langsung departemen
yang berkaitan dalam kegiatan aliran pemasaran dan logistik, antara lain :
1. Marketing Adm Department (Departemen Pemasaran)
2. Bertugas mengawasi jalannya penawaran & pendistribusian produk
3. Sales Department (Departemen Penjualan)
4. Bertugas mengawasi jalannya penjualan produk kepada konsumen
5. Logistic Department (Departemen Logistik)
6. Bertugas mengawasi jalannya keperluan logistik pada perusahaan.
7. Purchasing Département (Departemen Pengadaan Bahan) Bertugas
mengawasi jalannya bahan baku yang akan dipakai atau diproses
8. Quality Assurance Département (Departemen Jaminan Mutu) Bertugas
mengawasi mutu bahan dan produk yang keluar masuk proses.
120
10.5.4. Direktur Teknik dan Pengembangan
Direktur Finansial atau Finance Adm Exc Off merupakan bagian yang
mengatur dan mencatat aliran kas dana masuk dan keluar, melaksanakan
kegiatan keuangan sehari-hari dan pemeliharaan kegiatan operasional keuangan
dengan mengadakan evaluasi terhadap hasil kegiatan dibidang keuangan, dan
melakukan kebijakan perbaikan.
Wakil Direktur Finansial
Wakil Direktur Finansial atau Vice Exc Off to IR bertugas untuk membantu
kegiatan direktur finansiak dan memimpin langsung departemen yang berkaitan
dalam kegiatan aliran kas, antara lain
1. Accounting Depatment (Departemen Akuntansi)
2. Bertugas mengawasi jalannya proses data dan informasi keuangan,
membantu dalam perencanakan, dan pengendalian arus kas perusahaan.
3. Finance (Departemen Keuangan)
4. Bertugas mencari atau menerima dana, mengelola dan mengeluarkan
uang atau melakukan pembayaran.
5. Bertugas mengawasi data-data kelengkapan kepegawaian
10.5.5. Direktur Penelitian & Pengembangan
Direktur Penelitian & Pengembangan atau Research and Development
Exc Off bertugas merencanakan, melaksanakan, dan melaporkan semua aktifitas
riset and pengembangan untuk tujuan perbaikan dan pengembangan produk
perusahaan. Tugas direktur penelitian & pengembangan :
1. Mengawasi pelaksanaan kegiatan riset yang meliputi penelitian dan
pengembangan terhadap proses produksi maupun produk yang dihasilkan.
2. Mengawasi pelaksanaan kegiatan dalam mengatur, merencanakan dan
memberdayakan para karyawan.
3. Mengkoordinir, mengatur, serta mengawasi pelaksanaan pekerjaan
kepala- kepala divisi yang menjadi bawahannya.
121
Wakil Direktur Penelitian & Pengembangan
Wakil Direktur Penelitian & Pengembangan atau Vice Exc Off to RD
bertugas untuk membantu kegiatan direktur Penelitian & Pengembangan dan
memimpin langsung departemen yang berkaitan dalam kegiatan tersebut antara
lain :
1. Departemen Penelitian
2. Bertugas mengawasi berbagai penelitian dalam rangka mengembangkan
dan meningkatkan mutu.
3. Human Res Depatment (Departemen Sumber Daya Manusia) Bertugas
mengawasi jalannya pertumbuhan dan perkembangan pegawai
4. General Aff Department (Departemen Umum)
5. Bertugas mengawasi jalannya kegiatan keamanan, kesehatan, dan ke
nyamanan perusahaan.
10.6. Tenaga Kerja
Tenaga kerja diambil dari berbagai tingkat pendidikan mulai dari SMA
sampai pada tingkat sarjana yang ditempatkan sesuai dengan kualifikasi dan
kemampuannya. Jenjang kepegawaian berdasarkan latar belakang pendidikan
formal. Untuk beberapa jabatan penting masih ditambah persyaratan lain,
diantaranya adalah pengalaman kerja, kepribadian, ketrampilan khusus serta
beberapa persyaratan lainnya.
10.6.1. Pembagian Jam Kerja Karyawan
Berdasarkan pasal 77 UU Ketenagakerjaan No. 13 Tahun 2003, peraturan
jam kerja karyawan adalah:
1. 7 jam sehari atau 40 jam seminggu untuk 6 hari kerja dalam seminggu
2. 8 jam sehari atau setara 40 jam seminggu untuk 5 hari kerja dalam seminggu
Pembagian jam kerja karyawan dibagi dalam 2 golongan, yaitu karyawan shift dan
non shift:
1. Karyawan non shift meliputi, Direktur, Kepala Divisi, Kepala Seksi, Dokter,
Analis Laboratorium dan karyawan staff kantor.
Jam kerja : Senin – Kamis (08.00 – 17.00)
Jum’at (08.00 – 17.30)
122
Istirahat : Senin – Kamis (12.00 – 13.00)
Jum’at (11.30 – 13.00)
Libur : Sabtu, minggu dan hari libur nasional
2. Karyawan shift meliputi, Kepala Regu, Operator Produksi dan Satpam.
Shift I : Jam 07.30 – 15.30
Shift II : Jam 15.30 – 23.30
Shift III : Jam 23.30 – 07.30
Untuk karyawan shift dibagi menjadi 4 kelompok (A, B, C, dan D) dimana
dalam satu hari kerja hanya tiga kelompok yang masuk, sehingga ada satu
kelompok yang libur. Untuk hari libur atau hari besar yang ditetapkan pemerintah
kelompok yang bertugas tetap harus masuk. Jadwal pembagian kerja masing-
masing kelompok ditampilkan dalam Tabel 10.1.
Tabel 10.1 Pembagian waktu kerja karyawan shift
Tanggal
Shift 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15
A I I III III II II I I III III II II
B III III II II I I III III II II I
C II II I I III III II II I I III
D I I III III II II I I III III II
Tanggal
Shift 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31
A I I III III II II I I III III II II
B I III III II II I I III III II II I
C III II II I I III III II II I I III
D II I I III III II II I I III III II
Keterangan:
I : shift pagi
II : shift sore
III : shift malam
: Libur
Jadwal untuk tanggal selanjutnya berulang ke susunan awal.
123
10.6.2. Status Karyawan dan Sistem Upah
Status karyawan dapat dibagi menjadi tiga golongan sebagai berikut:
1. Karyawan tetap, diangkat dan diberhentikan dengan surat keputusan (SK)
direksi dan mendapat gaji bulanan sesuai dengan jabatan, keahlian, dan masa
kerjanya.
2. Karyawan harian, diangkat dan diberhentikan direksi tanpa SK direksi dan
mendapat upah harian yang dibayar tiap akhir pekan.
3. Karyawan borongan, digunakan oleh pabrik bila diperlukan saja. Karyawan
ini menerima upah borongan untuk suatu pekerjaan.
10.6.3. Penggolongan Karyawan
Penggolongan karyawan berdasarkan jabatannya dapat dilihat di Tabel 10.2.
Tabel 10.2 Penggolongan karyawan
No Jabatan Disiplin Ilmu
1 Presiden Direktur Teknik Kimia
2 Direktur Teknik & lapangan Teknik Kimia
3 Direktur Komersil Ekonomi/Akuntansi/ Teknik Industri
4 Direktur Finansial Ekonomi/Akuntansi/ Teknik Industri
5 Direktur Penelitian &
Pengembangan Teknik Kimia/Mesin/Informatika
6 Wakil Direktur Teknik &
Lapangan Teknik Kimia/Industri
7 Wakil Direktur Komersil Ekonomi/Akuntansi/ Teknik Industri
8 Wakil Direktur Finansial Ekonomi/Akuntansi/ Teknik Industri
9 Wakil Direktur
Penelitian & Pengembangan Teknik Kimia/Mesin/Informatika
10 Kep. Dept. Produksi Teknik Kimia
11 Kep. Dept. Utilitas Teknik Kimia/Lingkungan/Elektro
124
Tabel 10.2 Penggolongan karyawan (lanjutan)
12 Kep. Dept. Pengadaan Listrik Teknik Kimia/Elektro
13 Kep. Dept. Mesin Teknik Mesin/Elektro
14 Kep. Dept. Lingkungan Teknik Kimia/Lingkungan
16 Kep. Dept. Pemasaran Komunikasi/Teknik Industri/Informatika
17 Kep. Dept. Penjualan Ekonomi/ Teknik Industri/Informatika
18 Kep. Dept. Logistik Ekonomi/ Teknik Industri/Informatika
19 Kep. Dept. Pembelian Ekonomi/ Teknik Industri/Informatika
20 Kep. Dept. Jaminan Mutu Teknik Kimia
21 Kep. Dept. Akuntansi Ekonomi/ Akuntansi
22 Kep. Dept. Keuangan Ekonomi/ Akuntansi
23 Kep. Dept. Penelitian Teknik Kimia
24 Kep. Dept. SDM Hukum/Sosial/Psikolog/Komunikasi
25 Kep. Dept. Umum Kmunikai/Hukum/Sosial/Psikolog/Teknik
26 Sekertaris Admnistrasi
27 Wakil Kepala Departemen S1/D3
28 Kepala Shift D3
No Non Jabatan Disiplin Ilmu
1 Staff Departemen Sarjana
2 Operator Sarjana/D3
3 Dokter Sarjana Kedokteran
4 Security SLTA/sederajat
5 Karyawan non shift SLTA/Sederajat
10.6.4. Jumlah Karyawan dan Gaji
Jumlah karyawan harus ditentukan dengan tepat, sehingga semua
pekerjaan dapat diselenggarakan dengan baik dan efisien.
Tabel 10.3 Jumlah karyawan menurut jabatan
No Jabatan Jumlah
1 Presiden Direktur 1
125
Tabel 10.3 Jumlah karyawan menurut jabatan (lanjutan)
2 Direktur Bagian 4
3 Wakil Direktur Bagian 4
4 Kepala Departemen 15
5 Sekretaris 2
6 Wakil Kepala Departemen 15
7 Kepala Shift 8
No Non Jabatan Jumlah
1 Staff Departemen 30
2 Operator 86
3 Dokter 2
4 Security 18
5 Karyawan non shift 15
Total 200
Tabel 10.4 Daftar gaji karyawan sesuai dengan jabatan
No Karyawan Gaji/bulan (Rp) Kualifikasi
1 Presiden Direktur 38.000.000,00 S1 Pengalaman 10 tahun
2 Direktur 22.000.000,00 S1 Pengalaman
3 Wakil Direktur 20.000.000,00 S1 Pengalaman
4 Kepala Departemen 11.400.000,00 S1 Pengalaman
5 Wakil Kep. Dept. 10.500.000,00 S1 Pengalaman
6 Kepala Shift 5.700.000,00 S1 Pengalaman
7 Staff Departemen 4.000.000,00 Pengalaman/ Fresh S1/D3
8 Sekretaris 4.000.000,00 Pengalaman/Fresh
SMA/Sedrajat
9 Operator 4.500.000,00 SMA/Sedrajat
10 Dokter 4.500.000,00 S1 Pengalaman
11 Karyawan shift 4.000.000,00 S1/D3 Pengalaman/Fresh
126
Tabel 10.4 Daftar gaji karyawan sesuai dengan jabatan
12 Karyawan non shift 4.000.000,00 SLTA/Sederajat
13 Supir 3.800.000,00 SLTA/Sederajat
10.6.5. Kesejahteraan Sosial Karyawan
Kesejahteraan sosial yang diberikan oleh perusahaan pada para karyawan
antara lain:
1. Tunjangan, berupa gaji pokok yang diberikan berdasarkan jabatan karyawan
yang bersangkutan. Tunjangan jabatan yang diberikan berdasarkan jabatan
yang dipegang karyawan, sedangkan tunjangan lembur yang diberikan
kepada karyawan yang bekerja diluar jam kerja berdasarkan jumlah jam kerja.
2. Pakaian kerja, diberikan kepada setiap karyawan setiap tahun sejumlah empat
pasang.
3. Cuti tahunan diberikan kepada setiap karyawan selama 12 hari kerja dalam
satu tahun. Cuti sakit diberikan kepada karyawan yang menderita sakit
berdasarkan keterangan dokter. Cuti hamil diberikan kepada karyawati yang
hendak melahirkan, masa cuti berlaku selama 1 bulan sebelum melahirkan
sampai 2 bulan sesudah melahirkan.
4. Biaya pengobatan bagi karyawan yang menderita sakit tidak disebabkan oleh
kecelakaan kerja, diatur berdasarkan kebijaksanaan perusahaan. Biaya
pengobatan bagi karyawan yang menderita sakit yang diakibatkan oleh
kecelakaan kerja, ditanggung oleh perusahaan sesuai dengan undang-undang.
5. Asuransi tenaga kerja diberikan oleh perusahaan kepada karyawan tetap.
127
BAB XI
EVALUASI EKONOMI
Analisis ekonomi bertujuan untuk mengetahui kelayakan suatu pabrik atau
proyek layak didirikan atau tidak. Faktor-faktor yang ditinjau dalam analisis
ekonomi pada prarancangan pabrik biodiesel dari crude palm oil dan metanol antara
lain:
1. Laju pengembalian modal (Return of Investment) adalah perkiraan keuntungan
yang dapat diperoleh setiap tahun yang didasarkan pada kecepatan
pengembalian modal tetap yang diinvestasikan.
2. Waktu pengembalian modal (Pay Out Time) adalah jangka waktu yang
dibutuhkan untuk pengembalian inverstasi (modal tetap) berdasarkan
keuntungan setiap tahun setelah ditambah depresiasi.
3. Titik impas (Break Even Point) adalah titik impas dari suatu produksi dimana
pabrik dikatakan tidak mendapatkan keuntungan atau kerugian.
4. Batas Produksi (Shut Down Point) adalah titik atau suatu kondisi dimana pabrik
mengalami kebangkrutan sehingga pabrik harus berhenti beroperasi atau tutup.
5. Perkiraan keuntungan yang diperoleh tiap tahun berdasarkan jumlah investasi
tidak kembali tiap tahun selama umur ekonomis pabrik (Discounted Cash
Flow).
Sebelum dilakukan analisa terhadap faktor-faktor tersebut diatas, perlu
dilakukan perkiraan terhadap beberapa hal sebagai berikut:
1. Penentuan Modal Industri (Total Capital Investment) adalah sejumlah uang
yang harus disediakan untuk mendirikan fasilitas produksi dan biaya operasi,
meliputi:
a. Modal Tetap (Fixed Capital Investment) adalah investasi untuk mendirikan
fasilitas produksi dan pembuatannya.
b. Modal kerja (Working Capital Investment) adalah investasi yang diperlukan
untuk menjalankan usaha atau modal dari suatu pabrik selama waktu
tertentu.
128
2. Penentuan Biaya Produksi Total (Total Production Cost)
a. Biaya Pembuatan (Manufacturing Cost)
1. Direct Manufacturing Cost (DMC) adalah pengeluaran yang berkaitan
langsung dengan pembuatan produk.
2. Indirect Manufacturing Cost (IMC) adalah pengeluaran-pengeluaran
sebagai akibat tidak langsung karena operasi pabrik antara lain:
overhead cost, laboratory, packaging dan shipping.
3. Fixed Manufacturing Cost (FMC) merupakan semua pengeluaran yang
nilainya tetap dan tidak tergantung waktu maupun kapasitas produksi.
b. Biaya Pengeluaran Umum (General Expenses) adalah pengeluaran umum
meliputi pengeluaran yang berkaitan dengan fungsi perusahaan yang tidak
termasuk manufacturing cost.
3. Pendapatan Total, untuk mengetahui nilai titik impas, maka perlu dilakukan
perkiraan terhadap:
a. Biaya tetap (Fixed Cost)
b. Biaya variabel (Variable Cost)
c. Biaya mengambang (Regulated Cost)
(Aries and Newton, 1955)
11.1. Harga Peralatan
Penafsiran harga alat setiap waktu akan selalu berubah, tergantung dari
perubahan kondisi ekonomi yang terjadi. Untuk memperkirakan harga suatu
peralatan digunakan metode yang mengkonversikan harga suatu peralatan pada
beberapa waktu sebelumnya sehingga diperoleh harga yang ekivalen pada saat
sekarang. Indeks harga diperkirakan dengan persamaan (hal. 15, Aries and Newton,
1955)
Ex = Nx
Ey ×Ny
Dimana, Ex = harga alat pada tahun x
Ey = harga alat pada tahun y
Nx = indeks harga pada tahun x
Ny = indeks harga pada tahun y
129
Tabel 11.1 Indeks harga alat dari tahun 1987 – 2002
Tahun Indeks Harga Tahun Indeks Harga
1987 814,00 1995 1.027,50
1988 852,00 1996 1.039,10
1989 895,00 1997 1.056,80
1990 915,10 1998 1.061,90
1991 930,60 1999 1.068,30
1992 943,10 2000 1.089,00
1993 964,20 2001 1.093,90
1994 993,40 2002 1.102,50
(Sumber: Peters and Timmerhaus, 2003)
Gambar 11.1 Grafik hubungan tahun vs indeks harga alat
Dari daftar indeks harga tahun 1987 – 2002 diperoleh regresi linier,
y = 18,723x – 36352 dengan, y = indeks harga, dan x = tahun
Indeks harga tahun 2002 = 1.131,4460
Indeks harga tahun 2014 = 1.356,1220
Indeks harga tahun 2023 = 1.524,6290
Nilai Dollar terhadap rupiah = Rp 14.267,00 (www.bi.go.id) Jum’at, 6 maret
2020 (10:25)
y = 18,723x - 36352
600.00
700.00
800.00
900.00
1,000.00
1,100.00
1,200.00
1986 1988 1990 1992 1994 1996 1998 2000 2002 2004
Ind
eks
Ha
rga
Tahun
Grafik Hubungan Tahun vs Indeks Harga
130
Daftar harga alat dilihat pada Peters and Timmerhaus (2003) untuk harga alat pada
tahun 2002 dan situs penjualan alat manufacturing www.matche.com untuk harga
alat pada tahun 2014. Jika suatu alat dengan kapasitas tertentu ternyata tidak
memotong kurva spesifikasi pada grafik harga, maka harga alat dapat diperkirakan
dengan persamaan (hal. 15, Aries and Newton, 1955):
Eb =
0,6Cb
Ea ×Ca
Dimana, Ea = harga alat a
Eb = harga alat b
Ca = kapasitas alat a
Cb = kapasitas alat b
Dasar perhitungan :
Kapasitas produksi : 350.000 ton/tahun
Satu tahun operasi : 330 hari
Satu hari operasi : 24 jam
Umur pabrik : 10 tahun
Dari fig. 14-56 (Peters and Timmerhaus, 1990) digunakan basis dengan kapasitas
tangki sebesar 10.000 gallon, sehingga diperoleh :
Ea = $ 20.000,00
Ca = 10.000 gallon
Penjabaran harga alat pada tahun 2023 untuk Tangki Penyimpanan Crude Palm Oil
(T-01)
Diketahui, volume tangki (Cb) = 1.353.660 gallon
Harga alat pada 2002 (Eb) =
0,6Cb
Ea ×Ca
= $ 20.000,00 × (1.353.660 𝑔𝑎𝑙𝑙𝑜𝑛
10.000 𝑔𝑎𝑙𝑙𝑜𝑛)0,6
= $ 380.133,16
Nilai Eb = Ey = $ 380.133,16
Harga alat pada 2023 (Ex) = Nx
Ey ×Ny
131
= $ 380.133,16×(1.524,6290
1.131,4460)
= $ 512.231,28
Jadi, harga Tangki Penyimpanan Crude Palm Oil (T-01) pada 2023 sebesar $
321.145,83
Perincian harga peralatan proses dari negara asal dapat dilihat pada Tabel 11.2.
Tabel 11.2 Harga alat pada tahun 2002, 2014, dan 2023
No. Nama Alat Kapasitas
(gallon)
Harga Satuan
($) , 2002,2014
Harga
Satuan ($),
2023
1. Tangki (T-01) 1,353,660.0000 380,133.16 512,231.28
2. Tangki (T-02) 7,140.0000 16,339.88 22,018.07
3. Tangki (T-03) 95,340.0000 116,061.01 156,392.78
4. Tangki (T-04) 634,620.0000 241,289.40 325,138.65
5. Tangki (T-05) 1,015,140.0000 319,849.41 430,998.65
6. Mixer-01 13,313.9004 71,241.73 95,998.57
7. Mixer-02 3,550.6010 32,235.35 43,437.29
8. Reaktor (R) 2,590.9929 79,669.53 107,355.08
9. Filter (F) 284,200.00 319,513.70
10. Tangki Pencuci (TP) 9,919.0457 59,708.09 80,456.94
11. Dekanter (D) 123,903.8304 213.500 240,028.77
12. Kondenser (CD) 82.400 92,638.74
13. Akumulator (ACC) 173.1652 2,631.47 3,545.91
14. Evaporator (E) 239,400.00 269,147.01
15. Heater (H-01) 82,400.00 92,636.74
16. Heater (H-02) 1.600 1,798.81
17. Cooler (C-01) 82,400.00 92,638.74
18. Cooler (C-02) 1.700 1,911.24
19. Silo (S) 49,500.00 66,701.49
20. Hopper 27.6323 10,700 14,418.30
21. Bucket Elevator-01 14,200.00 18,899.59
22. Bucket Elevator-02 14,200.00 18,899.59
23. Belt Conveyor 956.91 1,273.61
24. Pompa (P-01) 1.117,12 1,505.32
132
25. Pompa (P-02) 1.117,12 1,505.32
26. Pompa (P-03) 1.117,12 1,505.32
27. Pompa (P-04) 1.117,12 1,505.32
28. Pompa (P-05) 976.71 1,316.12
29. Pompa (P-06) 236.04 318.06
30. Pompa (P-07) 847.32 1,141.77
31. Pompa (P-08) 68.83 92.76
32. Pompa (P-09) 299.00 402.90
33. Pompa (P-10) 56.96 76.75
34. Pompa (P-11) 73.63 99.21
35. Pompa (P-12) 999.97 1,347.46
36. Pompa (P-13) 432.21 582.41
37. Pompa (P-14) 1,128.57 1,520.75
38. Pompa (P-15) 1,115.06 1,502.55
39. Pompa (P-16) 1,110.22 1,496.03
40. Pompa (P-17) 1,108.35 1,493.41
41. Pompa (P-18) 375.81 506.41
42. Pompa (P-19) 1,179.26 1,589.05
43. Pompa (P-20) 502.18 676.69
44. Pompa (P-21) 1,092.37 1,471.98
45. Pompa (P-22) 280.88 378.49
46. Pompa (P-23) 1,007.09 1,132.22
Perincian harga peralatan proses pada tahun 2023 dilihat pada Tabel 11.3.
Tabel 11.3 Jumlah dan harga alat proses pada tahun 2022
No. Nama Alat Jumlah (unit) Harga Total ($),
2023
1. Tangki (T-01) 3 1,536,693.85
2. Tangki (T-02) 1 22,018.07
3. Tangki (T-03) 1 156,392.78
4. Tangki (T-04) 1 325,138.65
5. Tangki (T-05) 4 1,723,994.58
6. Mixer-01 1 95,998.57
7. Mixer-02 1 43,437.29
133
8. Reaktor (R) 4 429,420.31
9. Filter (F) 1 319,513.70
10. Tangki Pencuci (TP) 1 80,456.94
11. Dekanter (D) 1 240,028.77
12. Kondenser (CD) 1 92,638.74
13. Akumulator (ACC) 1 3,545.91
14. Evaporator (E) 1 269,147.01
15. Heater (H-01) 1 92,638.74
16. Heater (H-02) 1 1,798.81
17. Cooler (C-01) 1 92,638.74
18. Cooler (C-02) 1 1,911.24
19. Hopper 1 14,418.30
20. Silo (S) 1 66,701.49
21. Bucket Elevator-01 1 19,134.57
22. Bucket Elevator-02 1 19,134.57
23. Belt Conveyor 1 1,289.44
24. Pompa (P-01) 2 3,010.64
25. Pompa (P-02) 2 3,010.64
26. Pompa (P-03) 2 3,010.64
27 Pompa (P-04) 2 3,010.64
28. Pompa (P-05) 2 2,632.24
29. Pompa (P-06) 2 636.12
30. Pompa (P-07) 2 2,283.54
31. Pompa (P-08) 2 185.51
32. Pompa (P-09) 2 805.80
33. Pompa (P-10) 2 153.50
34. Pompa (P-11) 2 198.42
35. Pompa (P-12) 2 2,694.92
36. Pompa (P-13) 2 1,164.82
37. Pompa (P-14) 2 3,041.51
38. Pompa (P-15) 2 3,005.10
39. Pompa (P-16) 2 2,992.05
40. Pompa (P-17) 2 2,987.02
41. Pompa (P-18) 2 1,012.81
134
42. Pompa (P-19) 2 3,178.11
43. Pompa (P-20) 2 1,353.39
44. Pompa (P-21) 2 2,943.96
45. Pompa (P-22) 2 756.98
46. Pompa (P-23) 2 2,264.44
6,333,451.26
Perincian harga alat utilitas dari luar negeri dilihat pada Tabel 11.4.
Tabel 11.4 Harga alat utilitas dari luar negeri
No. Nama Alat
Harga
Satuan ($),
2014
Harga Satuan
($), 2023
Jumlah
(unit)
Harga Total
($), 2023
1. Tangki Na2CO3 56,148.17 62,349.75 1 62,349.75
2. Tangki Tawas 11,163.80 12,396.84 1 12,396.84
3. Tangki Kaporit 1.830,23 2.032,38 1 2.032,38
4. Tangki Kation Exchanger 31,642.00 35,136.86 2 70,273.73
5. Tangki Anion Exchanger 31,642.00 35,136.86 2 70,273.73
6. Tangki NaCl 16,562.58 18,391.92 1 18,391.92
7. Tangki NaOH 16,868.30 18,731.40 1 18,731.40
8. Tangki N2H4 17,141.44 19,034.72 1 19,034.72
9. Tangki Penampung 10,798.79 11,991.52 1 11,991.52
10. Deaerator 20,000.00 22,209.00 1 22,209.00
11. Cooling Tower 97,600.00 108.379,94 1 108.379,94
12. Generator 19,800.00 21.986,91 1 21.986,91
13. Steam Boiler 70,800.00 78.619,88 1 78.619,88
14. Pompa (PU-01) 1,020.02 1,132.68 2 2,265.36
15. Pompa (PU-02) 1,020.02 1,132.68 2 2,265.36
16. Pompa Pemadam 348.11 386.56 2 773.12
17. Pompa Pencuci 348.11 386.56 2 773.12
18. Pompa (PU-03) 1,020.02 1,132.68 2 2,265.36
19. Pompa (PU-04) 35.95 39.92 2 79.83
20. Pompa (PU-05) 791.61 879.04 2 1,758.08
21. Pompa (PU-06) 41.54 46.13 2 92.26
22. Pompa (PU-07) 93.09 103.37 2 206.74
23. Pompa (PU-08) 132.68 147.33 2 294.66
24. Pompa (PU-09) 273.22 303.40 2 606.80
25. Pompa (PU-10) 2,394.58 2,659.06 2 5,318.12
26. Pompa (PU-11) 2,172.10 2,412.01 2 4,824.02
135
27 Pompa (PU-12) 2,172.10 2,412.01 2 4,824.02
28. Pompa (PU-13) 60.71 67.42 2 134.84
29. Fan Udara Pembakar 4,900.00 5,441.21 2 10,882.41
30. Kompresor 2,000.00 2,220.90 1 2,220.90
31. Tangki Bahan Bakar 2,756.95 3,061.45 1 3,061.45
32. Fan Cooling Tower 4,900.00 5,441.21 2 10,882.41
Total 570,200.60
Perincian harga alat utilitas dari dalam negeri dilihat pada Tabel 11.5.
Tabel 11.5 Harga alat utilitas dari dalam negeri
No. Nama Alat Kapasitas
(m3)
Jumlah
(unit)
Harga Total (Rp),
2022
1. Bak Penampung (BU-01) 264,00 1 Rp 13.200.000,00
2. Bak Clarifier 264,00 1 Rp 13.200.000,00
3. Bak Saringan Pasir (SP) 6,00 2 Rp 600.000,00
4. Bak Air Bersih (BU-02) 264,00 1 Rp 13.200.000,00
5. Bak Air Minum (BU-03) 6,00 1 Rp 300.000,00
6. Bak Air Pendingin (BU-04) 1.368,40 1 Rp 68,420,282.11
7. Bak Pendingin Bekas (BU-05) 1.163,15 1 Rp 58,157,239.80
Total 167,077,521.91
11,710.77
11.2. Perhitungan Biaya
Rincian modal tetap (Fixed Capital Investment) dapat di uraikan sebagai
berikut:
11.2.1 Biaya Pembelian Alat (Purchase Equipment Cost, PEC)
Biaya pembelian alat (PEC)
Biaya alat sampai pelabuhan = 25% × PEC
Biaya pembongkaran + biaya penyimpanan + biaya
transport sampai ditempat = 2% × PEC
= $ 6.330.505,73
= $ 1.582.626,43
= $ 126.610,11
+ Biaya alat sampai di tempat (DEC) = $ 8.039.742,28
Perhitungan buruh atau pekerja didasarkan sebagai berikut:
1. Jumlah buruh asing dibanding buruh Indonesia = 5 : 95
2. Upah buruh asing = $5 /man hours
136
3. Upah buruh Indonesia = Rp 20.000 = $ 1.40
4. Perbandingan man hours Asing : man hours Indonesia = 1 : 3
5. Perbandingan man hours didasarkan pada buruh asing.
11.2.2 Biaya Pemasangan Alat (Equipment Installation Cost)
Berdasarkan Tabel 16, hal 77, Aries and Newton, 1955, diperoleh:
Material = 11% × PEC = $ 696.355,63
Labour = 32% × PEC = $ 2.025.761,83
Man hours = labour/upah buruh asing = $ 477.184,99
Tenaga asing = (0,05) ($ 477.184,99) ($ 5) (1) = $ 119.296,25
Tenaga lokal = (0,95) ($ 477.184,99) ($ 1,40) (3) = $ 1.906.465,59
Biaya pemasangan alat total = material + tenaga asing + tenaga lokal
= $ 696.355,63+ $ 119.296,25+ $ 1.906.465,59
= $ 2.722.117,46
11.2.3 Biaya Pemipaan (Piping Cost)
Berdasarkan Tabel 16, hal 77, Aries and Newton, 1955, diperoleh:
Material = 49% × PEC = $ 3.101.947,81
Labour = 37% × PEC = $ 2.342.287,12
Man hours = labour/upah buruh asing = $ 551.745,15
Tenaga asing = (0,05) ($ 551.745,15) ($ 5) (1) = $ 137.936,29
Tenaga lokal = (0,95) ($ 551.745,15) ($ 1,40) (3) = $ 2.204.350,83
Biaya pemipaan total = material + tenaga asing + tenaga lokal
= $ 3.101.947,81+ $ 137.936,29 + $ 2.204.350,83
= $ 5.444.234,93
11.2.4 Biaya Instrumentasi (Instrumentation Cost)
Berdasarkan Tabel 19, hal 97, Aries and Newton, 1955, diperoleh:
Material = 12% × PEC = $ 759.660,69
Labour = 3% × PEC = $ 189.915,17
Man hours = labour/upah buruh asing = $ 44.736,09
Tenaga asing = (0,05) ($ 44.736,09) ($ 5) (1) = $ 11.184,02
137
Tenaga lokal = (0,95) ($ 44.736,09) ($ 1,40) (3) = $ 178.731,15
Biaya instrumentasi total = material + tenaga asing + tenaga lokal
= $ 759.660,69 + $ 11.184,02+ $ 178.731,15
= $ 949.575,86
11.2.5 Biaya Isolasi (Insulation Cost)
Berdasarkan Tabel 21, hal 98, Aries and Newton, 1955, diperoleh:
Material = 3% × PEC = $ 189.915,17
Labour = 5% × PEC = $ 316.525,29
Man hours = labour/upah buruh asing = $ 74.560,15
Tenaga asing = (0,05) ($ 74.560,15) ($ 5) (1) = $ 18.640,04
Tenaga lokal = (0,95) ($ 74.560,15) ($ 1,40) (3) = $ 297.885,25
Biaya isolasi total = material + tenaga asing + tenaga lokal
=$ 189.915,17 + $ 18.640,04+ $ 297.885,25
=$ 506.440,46
11.2.6 Biaya Listrik (Electrical Cost)
Berdasarkan Tabel 22, hal 102, Aries and Newton, 1955, diperoleh:
Material = 11% × PEC = $ 696,355.63
Labour = 4% × PEC = $ 253,220.23
Man hours = labour/upah buruh asing = $ 59,648.12
Tenaga asing = (0,05) ($ 59,648.12) ($ 5) (1) = $ 14,912.03
Tenaga lokal = (0,95) ($ 59,648.12) ($ 1,40) (3) = $ 238,308.20
Biaya listrik total = material + tenaga asing + tenaga lokal
= $ 696,355.63 + $ 14,912.03 + $ 238,308.20
= $ 949,575.86
11.2.7 Biaya Perlatan Utilitas
Berdasarkan Tabel 16, hal 77, Aries and Newton, 1955, diperoleh:
Utility cost = $ 593,361.17
Harga alat di negara pembuat (PEC-UT)
Biaya alat sampai pelabuhan = 25% × (PEC-UT)
= $ 580,469.10
= $ 145,117.28
138
Biaya pembongkaran + biaya penyimpanan + biaya
transport sampai ditempat = 2% × PEC
= $ 11,609.38
+
Biaya alat sampai di tempat (DEC) = $ 737,195.76
Biaya alat yang dibuat di dalam negeri= Rp 183,931,161.78 = $ 12,892.07
Material = 11% × PEC = $ 65,269.73
Labour = 32% × PEC = $ 189,875.57
Man hours = labour/upah buruh asing = $ 44,726.77
Tenaga asing = (0,05) ($ 44,726.77) ($ 5) (1) = $ 11,181.69
Tenaga lokal = (0,95) ($ 44,726.77) ($ 1,40) (3) = $ 178,693.88
Biaya pemasangan alat utilitas total
= material + tenaga asing + tenaga lokal
= $ 65,269.73+ $ 11,181.69+ $ 178,693.88 = $ 255,145.30
Biaya utilitas total (Utility Total Cost)
= DEC + harga alat yang dibuat di Indonesia + biaya pemasangan alat
= $ 737,195.76 + $ 12,892.07 + $ 255,145.30
= $ 1,005,233.13
Biaya Bangunan (Building Cost)
Biaya bangunan dalam dilihat pada Tabel 11.6 sebagai berikut:
Tabel 11.6 Harga bangunan
No. Jenis Bangunan Luas (m2) Harga, /m2 Harga Total
1. Pos Penjagaan 24,00 Rp 3.000.000,00 Rp 72.000.000,00
2. Kantor Keamanan 90,00 Rp 3.000.000,00 Rp 270.000.000,00
3. Kantin 28,00 Rp 3.000.000,00 Rp 84.000.000,00
4. Koperasi 42,00 Rp 3.000.000,00 Rp 126.000.000,00
5. Poliklinik 28,00 Rp 3.500.000,00 Rp 98.000.000,00
6. Kantor Pusat 1.600,00 Rp 3.600.000,00 Rp 5.760.000.000,00
7. Area Parkir 3.600,00 Rp 3.000.000,00 Rp 10.800.000.000,00
8. Sarana Olahraga dan Ibadah 900,00 Rp 3.500.000,00 Rp 3.150.000.000,00
9. Kantor Teknik dan Produksi 600,00 Rp 3.500.000,00 Rp 2.100.000.000,00
10. Laboratorium dan
Pengendalian Mutu 450,00 Rp 3.500.000,00 Rp 1.575.000.000,00
11. Gudang Bahan Kimia 400,00 Rp 3.000.000,00 Rp 1.200.000.000,00
12. Bengkel 500,00 Rp 3.500.000,00 Rp 1.750.000.000,00
13. Gudang Alat 600,00 Rp 3.000.000,00 Rp 1.800.000.000,00
139
14. Pemadam Kebakaran 400,00 Rp 3.000.000,00 Rp 1.200.000.000,00
15. Area Penyimpanan Bahan 500,00 Rp 4.000.000,00 Rp 2.000.000.000,00
16. Area Proses 1.950,00 Rp 4.000.000,00 Rp 7.800.000.000,00
17. Area Perluasan 2.100,00 Rp 3.000.000,00 Rp 6.300.000.000,00
18. Area Utiitas 600,00 Rp 3.500.000,00 Rp 2.100.000.000,00
19. Pengolahan Air 600,00 Rp 3.500.000,00 Rp 2.100.000.000,00
20. Taman dan Jalan 21.088,00 Rp 3.300.000,00 Rp 69.590.400.00,00
Total Rp119.875.400.000,00
Direncanakan untuk membuat pagar di sekeliling pabrik
Panjang pagar = (195 m + 180 m) 2 = 750 m
Harga pembuatan pagar = Rp 200.000/m
Biaya pemagaran = 750 m × Rp 200.000/m
= Rp 150.000.000,00
Biaya total bangunan = Rp 119.875.400.000,00 + Rp 150.000.000,00
= Rp 120,025,400,000.00
= $ 8,412,798.77
11.2.8 Harga Tanah Dan Perbaikan (Land and Yard Improvement)
Luas tanah yang diperlukan = 35.100 m2
Harga tanah = Rp 2.000.000,00/m2
Biaya tanah = 35.100 m2 × Rp 2.000.000,00/m2
= Rp 70.200.000.000,00
Biaya perbaikan tanah (hal 175, 4th, Peters and Timmerhaus, 1990)
Biaya perbaikan tanah = 10% × biaya tanah
= 10 % × Rp 70.200.000.000,00
= Rp 7.020.000.000
Biaya total tanah (land cost) = harga tanah + biaya perbaikan
= Rp 70.200.000.000,00 + Rp 7.020.000.000
= Rp 77.220.000.000
= $ 5.412.490,36
140
11.3. Rincian Modal Tetap (Fixed Capital Investment, FCI)
Rincian perhitungan modal tetap meliputi Physical Plant Cost, Engineering
and Costruction dan Contingency Cost.
11.3.1 Physical Plant Cost (PPC)
Berdasarkan perhitungan Physical Plant Cost, maka dapat dibuat rincian
biaya seperti yang terlihat pada tabel berikut:
Tabel 11.7 Tabel rincian Physical Plant Cost (PPC)
No. Jenis Biaya Harga ($)
1. Harga peralatan 8,043,483.11
2. Biaya pemasangan alat 2,723,384.04
3. Biaya pemipaan 5,446,768.09
4. Biaya instrumentasi 950,017.69
5. Biaya isolasi 506,676.10
6. Biaya listrik 950,017.69
7. Biaya utilitas 986,087.42
8. Biaya bangunan 8,412,798.77
9. Biaya tanah dan perbaikan 5,412,490.36
Total 33,431,723.26
11.3.2 Engineering and Construction (EC)
Untuk PPC lebih dari $ 5.000.000,00 maka EC sebesar 20% PPC (Tabel 4, hal 4,
Aries and Newton, 1955) diperoleh:
Biaya untuk EC = 20% × PPC
= 20% × $ 33,431,723.26
= $ 6,686,344.65
Direct Plant Cost (DPC) = PPC + EC
= $ 33,431,723.26+ $ 6,686,344.65
= $ 40,118,067.91
11.3.3 Contractors Fee (CF)
Harga contractor fee sebesar 4 – 10% dari DPC (hal 4, Aries and Newton, 1955)
diperoleh:
CF = 5% × DPC
141
= 5% × $ 40,118,067.91
= $ 2,005,903.40
11.3.4 Contingency Cost (C) / Biaya tak terduga
Dipilih contingency tingkat "average" = 15% (Tabel 5, hal 4, Aries and Newton,
1955) diperoleh:
C = 15% × DPC
= 15% × $ 40,118,067.91
= $ 6,017,710.19
Maka, jumlah total Fixed Capital Investment adalah
Total Fixed Capital Investment = DPC + CF + C
= $ 40,118,067.91+ $ 2,005,903.40
+ $ 6,017,710.19
= $ 48,141,681.50
11.4. Biaya Produksi (Manufacturing Cost, MC)
Perusahaan mengambil kebijaksanaan jam kerja sebagai berikut:
Pabrik beroperasi selama 1 tahun = 330 hari
Pabrik beroperasi selama 1 hari = 24 jam
11.4.1 Direct Manufacturing Cost (DMC)
Direct manufacturing cost meliputi raw materail, labor cost, supervision
maintenance, plant supplies, royalties and patents dan utility.
1. Harga bahan baku (raw material)
a. Crude Palm Oil (C3H5(COOR)3 99,5%
Kebutuhan = 45,106.4976 kg/jam
= 357,243.4608 ton/tahun
Harga = $ 495,00/ton (www.alibaba.com)
Biaya per tahun = $ 176,835,513.08/tahun
= Rp 2,522,912,265,090.54/tahun
b. Asam Fosfat (H3PO4) 85%
Kebutuhan = 21.1210 kg/jam
= 167.2782 ton/tahun
142
Harga = $ 840,00/ton (www.alibaba.com)
Biaya per tahun = $ 140,513.67/tahun
= Rp 2,004,708,533.55/tahun
c. Natrium hidroksida (NaOH) 48%
Kebutuhan = 888.9851 kg/jam
= 7,040.7622 ton/tahun
Harga = $ 450,00/ton (www.alibaba.com)
Biaya per tahun = $ 3,168,342.98/tahun
= Rp 45,202,749,342.60/tahun
d. Metanol (CH3OH) 99%
Kebutuhan = 5,553.1639 kg/jam
= 43,981.0581 ton/tahun
Harga = $ 800,00/ton (www.alibaba.com)
Biaya per tahun = $ 35,184,846.45/tahun
= Rp 501,982,204,337.13/tahun
e. Bleaching Earth (BE) 99%
Kebutuhan = 448.8209 kg/jam
= 3,554.6613 ton/tahun
Harga = $ 30,00/ton (www.alibaba.com)
Biaya per tahun = $ 106,639.84/tahun
= Rp 1,521,430,583.50/tahun
Harga bahan baku total adalah
= $ 176,835,513.08 + $ 140,513.67 + $ 3,168,342.98 + $ 35,184,846.45 +
$106,639.84
= $ 215,435,856.02/tahun
= Rp 3,073,623,357,887.33/tahun
Biaya pengangkutan dari pelabuhan sampai lokasi pabrik sebesar 2% biaya
bahan.
Biaya pengangkutan = 2% × $ 215,435,856.02/tahun
143
= $ 4,308,717.12/tahun
= Rp 61,472,467,157.75/tahun
Biaya bahan baku sampai lokasi pabrik:
= harga bahan baku total + biaya pengangkutan
= $ 215,435,856.02 + $ 4,308,717.12
= $ 219,744,573.14/tahun
= Rp 3,135,095,825,045.08/tahun
2. Harga produk (poduct) / Sales
Biodiesel (CH3COOH) 99%
Produksi = 350,000.0000 ton/tahun
Harga = $ 1.000,00/ton (www.alibaba.com)
= $ 350,000,000.00/tahun
= Rp 4,993,450,000,000.00/tahun
3. Tenaga kerja (labour cost)
Labour merupakan tenaga kerja yang berhubungan langsung dengan proses
produksi. Rincian jumlah gaji dapat dilihat pada Tabel 11.8.
Tabel 11.8 Biaya tenaga kerja
No Karyawan Gaji/bulan (Rp) Kualifikasi
1 Presiden Direktur 38.000.000,00 S1 Pengalaman 10 tahun
2 Direktur 22.000.000,00 S1 Pengalaman
3 Wakil Direktur 20.000.000,00 S1 Pengalaman
4 Kepala Departemen 11.400.000,00 S1 Pengalaman
5 Wakil Kep. Dept. 10.500.000,00 S1 Pengalaman
6 Kepala Shift 5.700.000,00 S1 Pengalaman
7 Staff Departemen 4.000.000,00 Pengalaman/ Fresh S1/D3
8 Sekretaris 4.000.000,00 Pengalaman/Fresh SMA/Sedrajat
9 Operator 4.500.000,00 SMA/Sedrajat
10 Dokter 4.500.000,00 S1 Pengalaman
11 Karyawan shift 4.000.000,00 S1/D3 Pengalaman/Fresh
12 Karyawan non shift 4.000.000,00 SLTA/Sederajat
13 Supir 3.800.000,00 SLTA/Sederajat
Total 136.400.000.00
144
Total labour cost (upah pegawai) = Rp 14.826.000.000,00/tahun
= $ 1,039,181.33/tahun
4. Supervision (pengawasan)
Supervision 10 – 25% labour cost (hal 163, Aries and Newton, 1955)
Diambil 10% dari labour cost = 10% × $ 1,039,181.33/tahun
= $ 103,918.13/tahun
5. Maintenance (perawatan)
Jenis: average, 6 – 7% (Tabel 38, hal. 164, Aries and Newton, 1955).
Diambil 6% dari FCI = 6% × $ 45,062,148.59
= $ 2,703,728.92
6. Plant supplies
Plant suplies 15% maintenance cost (hal 168, Aries and Newton, 1955)
Plant suplies = 15% × $ 2,703,728.92
= $ 405,559.34
7. Royalty and patents
Royalty and patents 1 – 5% sales price (hal 168, Aries and Newton, 1955)
Diambil 1% dari Sa = 1% × $ 350,000,000.00
= $ 3,500,000.00
8. Utilitas
a. NaCl
Kebutuhan = 3,836.0695 kg/hari
= 1,265,902.9240 kg/tahun
Harga = Rp 1.500,00/kg (www.alibaba.com)
Biaya per tahun = Rp 1,898,854,385.96 /tahun
= $ 133,094.16/tahun
b. NaOH
Kebutuhan = 3,836.0695 kg/hari
= 1,265,902.9240 kg/tahun
Harga = Rp 1.700,00/kg (www.alibaba.com)
Biaya per tahun = Rp 2,152,034,970.75 /tahun
145
= $ 150,840.05 /tahun
c. Tawas (Al2(SO4)3)
Kebutuhan = 26.5200 kg/hari
= 8,751.6000 kg/tahun
Harga = Rp 1.500,00/kg (www.alibaba.com)
Biaya per tahun = Rp 13,127,400.00 /tahun
= $ 920.12 /tahun
d. Na2CO3
Kebutuhan = 390.0000 kg/hari
= 128,700.0000 kg/tahun
Harga = Rp 1.700,00/kg (www.alibaba.com)
Biaya per tahun = Rp 218,790,000.00 /tahun
= $ 15,335.39 /tahun
e. Kaporit
Kebutuhan = 49,7824 kg/hari
= 16.428,1755 kg/tahun
Harga = Rp 3.300,00/kg (www.alibaba.com)
Biaya per tahun = Rp 54,212,979.15/tahun
= $ 3,799.89/tahun
f. N2H4
Kebutuhan = 43.5889 kg/hari
= 14,384.3473 kg/tahun
Harga = Rp 1.900,00/kg (www.alibaba.com)
Biaya per tahun = Rp 27,330,259.86/tahun
= $ 1,915.63 /tahun
g. Bahan bakar generator (residual fuel oil)
Kebutuhan = 8,593.1294 L/tahun
= 2,270.0642 gallon/tahun
Harga = $ 1,50/gallon (www.pertamina.com)
146
Biaya per tahun = $ 3,405.10 /tahun
= Rp 48,580,508.23 /tahun
h. Bahan bakar boiler (residual fuel oil)
Kebutuhan = 4,527,686.5568 L/tahun
= 1,196,088.0131 gallon/tahun
Harga = $ 1,50/gallon (www.pertamina.com)
Biaya per tahun = $ 1,794,132.02 /tahun
= Rp 25,596,881,523.97/tahun
i. Listrik
Kebutuhan = 327.1318 kW
= 2,590,883.8560 kW/tahun
Harga = Rp 1.300,00/kWh
Biaya per tahun = Rp 3,279,435,588.00/tahun
= $ 236,079.70 /tahun
Perincian kebutuhan utilitas:
NaCl
NaOH
Tawas (Al2(SO4)3)
Na2CO3
Kaporit
N2H4
Bahan bakar generator
Bahan bakar boiler
Listrik
= $ 133,094.16 /tahun
= $ 150,840.05 /tahun
= $ 920.12 /tahun
= $ 15,335.39/tahun
= $ 3,799.89/tahun
= $ 1,915.63 /tahun
= $ 3,405.10/tahun
= $ 1,794,132.02 /tahun
= $ 236,079.70 /tahun
+ Total = $ 2,339,522.05/tahun
Berdasarkan rincian perhitungan di atas, maka dibuat tabel Direct
Manufacturing Cost (DMC) sebagai berikut:
147
Tabel 11.9 Direct Manufacturing Cost (DMC)
No. Jenis Biaya Harga ($)
1. Raw material 219.744.573,14
2. Labor cost 1.039.181,33
3. Supervision 103.918,13
4. Maintenance 2,888,500.89
5. Plant supplies 433,275.13
6. Royalties and Patents 3.500.000,00
7. Utilitas 2,339,522.05
Total 230,050,012.55
11.4.2 Indirect Manufacturing Cost (IMC)
1. Payroll Overhead
Payroll overhead 15 – 20% labour cost (hal 173, Aries and Newton, 1955)
Dipilih 15% labour cost = 15% × $ 1,039,181.33
= $ 155,877.20
2. Laboratory
Laboratory 10 – 20% labour cost (hal 174, Aries and Newton, 1955)
Dipilih 10% labour cost = 10% × $ 1,039,181.33
= $ 103,918.13
3. Plant Overhead
Plant overhead 50 – 100% labour cost (hal 174, Aries and Newton, 1955)
Dipilih 50% labour cost = 50% × $ 1,039,181.33
= $ 519,590.66
4. Packaging and Shipping
Packaging and shiping 13% sales price (hal 177, Aries and Newton, 1955)
13% sales price = 13% × $ 350,000,000.00
= $ 45,500,000.00
Berdasarkan rincian perhitungan di atas, maka dibuat tabel Indirect
Manufacturing Cost (IMC) sebagai berikut:
148
Tabel 11.10 Indirect Manufacturing Cost (IMC)
No. Jenis Biaya Harga ($)
1. Payroll overhead 155,877.20
2. Laboratory 103,918.13
3. Plant overhead 519,590.66
4. Packaging and shipping 45,500,000.00
Total 46,279,386.00
11.4.3 Fixed Manufacturing Cost (FMC)
1. Depreciation
Depreciation 8 – 10% FCI (hal 180, Aries and Newton, 1955)
Dipilih 8% FCI = 8% × $ 48,156,781.11
= $ 3,852,542.49
2. Property Taxes
Property taxes 1 – 2% FCI (hal 181, Aries and Newton, 1955)
Dipilih 1% FCI = 1% × $ 48,156,781.11
= $ 481,567.81
3. Insurance
Insurance 1% FCI (hal 182, Aries and Newton, 1955)
1% FCI = 1% × $ 48,156,781.11
= $ 481,567.81
Berdasarkan rincian perhitungan di atas, maka dibuat tabel Fixed
Manufacturing Cost (FMC) sebagai berikut:
Tabel 11.11 Fixed Manufacturing Cost (FMC)
No. Jenis Biaya Harga ($)
1. Depreciation 3,852,542.49
2. Property taxes 481,416.81
3. Insurances 481,416.81
Total 4,815,678.11
149
Total Manufacturing Cost
= FMC + IMC +DMC
= $ 4,815,678.11 + $ 46,279,386.00+ $ 230,050,012.55
= $ 281,145,076.65
11.5. Modal Kerja (Working Capital)
11.5.1. Raw Material Inventory (RMI)
Persediaan bahan baku selama 10 hari operasi
= 10
330 × $ 219,744,537.14
= $ 6,658,926.46
11.5.2. In Process Inventory (IPI)
Persediaan bahan baku untuk 24 jam proses produksi dengan harga 50% dari Total
Manufacturing Cost.
= 1
330 × 50% × $ 281,145,076.65
= $ 425,977.39
11.5.3. Product Inventory (PI)
Persediaan produk selama satu bulan produksi dengan harga manufacturing cost.
= 1
12 × $ 281,145,076.65
= $ 23,428,756.39
11.5.4. Extended Credit (EC)
Persediaan uang untuk menutup penjualan produk yang belum dibayar, dianggap
sama dengan penjualan 1 bulan produk.
= 1
12 × $ 350,000,0000.00
= $ 29,166,666.67
11.5.5. Available Cash (AC)
Sejumlah uang kontan yang tersedia di pabrik yang sewaktu-waktu bisa diambil
(untuk membayar gaji, pembelian barang, dan lain lain) sebesar 1 bulan dari
manufacturing cost.
150
= 1
12 × $ 281,178,737.16
= $ 23,428,756.39
Berdasarkan rincian perhitungan di atas, maka dibuat tabel Working Capital
(WC) sebagai berikut:
Tabel 11.12 Working Capital (WC)
No. Jenis Biaya Harga ($)
1. Raw material inventory 6,658,926.46
2. In process inventory 425,977.39
3. Product inventory 23,428,756.39
4. Extended credit 29,166,666.67
5. Available cash 23,428,756.39
Total 83,109,083.29
Total Capital Investment
= WC + FCI
= $ 83,109,083.29 + $ 48,156,781.11
= $ 131,265,864.40
11.6. General Expenses (GE)
11.6.1. Administration (A)
Administrasi 3 – 6% dari MC (hal 185,Aries and Newton, 1955)
Dipilih 3% TMC = 3% × $ 281,145,076.65
= $ 8,434,352.30
11.6.2. Sales Promotion (S)
Sales promotion 5 – 22% dari sales price (hal 186, Aries and Newton, 1955)
Dipilih 5% SA = 5% × $ 350,000,000.00
= $ 17,500,000.00
11.6.3. Research (R)
Research 3,5 – 8% dari sales price (hal 187, Aries and Newton, 1955)
Dipilih 3,5% SA = 3,5% × $ 350,000,000.00
= $ 12,500,000.00
151
11.6.4. Finance (F)
Finance 7% dari TCI (Tabel 3-11, hal 114, Peter and Timerhauss, 2003)
7% TCI = 7% × $ 131,265,864.40
= $ 9,188,610.51
Berdasarkan rincian perhitungan di atas, maka dibuat tabel General Expenses
(GE) sebagai berikut:
Tabel 11.13 General Expenses (GE)
No. Jenis Biaya Harga ($)
1. Administration 8,434,352.30
2. Sales promotion 17,500,000.00
3. Research 12,250,000.00
4. Finance 9,188,610.51
Total 47,372,962.81
11.7. Production Cost
Total Production Cost = GE + TMC
= $ 47,372,962.81 + $ 131,265,864.40
= $ 328,518,039.46
11.8. Profit Estimation
11.8.1. Profit Before Taxes (PBT)
PBT = sales price – production cost
= $ 350,000,000.00 – $ 328,518,039.46
= $ 21,481,960.54
Pajak penghasilan sebesar 40% Profit Before Taxes (Peters and Timmerhaus, 2003)
11.8.2. Profit After Taxes (PAT)
PAT = 60% × PBT
= 60% × $ 21,481,960.54
= $ 12,889,176.32
11.9. Analisis Kelayakan
11.9.1. Return On Investment ( ROI )
Return on investment merupakan perkiraan keuntungan yang diperoleh setiap
tahun didasarkan atas kecepatan pengembalian modal tetap yang diinvestasikan.
152
Ditetapkan resiko pabrik sebagai low risk 11% sebelum pajak (Aries and Newton,
1955).
% ROI = 100%Annual Profit
Ficed Capital Investment
1. ROI sebelum pajak
Prb = 100%Annual Profit
Ficed Capital Investment
= $ 21,481,960.54
$ 48,156,781.11 × 100%
= 45%
2. ROI sesudah pajak
Pra = 100%Annual Profit
Ficed Capital Investment
= $12,889,176.32
$ 48,156,781.11 × 100%
= 26,77%
11.9.2. Pay Out Time (POT)
Pay out time merupakan waktu minimum yang dibutuhkan untuk
pengembalian modal tetap yang diinvestasikan atas dasar keuntungan setiap tahun
setelah ditambah depresiasi. Dengan kriteria low risk maka nilai maksimum POT
sebesar 5 tahun sebelum pajak (Aries and Newton, 1955).
POT = If
Pr + 0,1 If
Keterangan, POT = pay out time, tahun
If = fixed capital investment
Pr = annual profit
1. POT sebelum pajak
POTb = If
Pr + 0,1 If
= $ 48,156,781.11
$ 21,481,960.54 +0,1 × $ 48,156,781.11
153
= 1,8312 tahun
2. POT sesudah pajak
POTa = If
Pr + 0,1 If
= $ 48,156,781.11
$ 12,889,176.32 +0,1 × $ 48,156,781.11
= 2,7200 tahun
11.9.3. Break Event Point (BEP)
Break event point adalah titik impas dari suatu batas produksi, apabila
pengoperasian pabrik di bawah kapasitas akan mengakibatkan kerugian dan
pengoperasian pabrik di atas kapasitas akan mendapatkan keuntungan. Nilai BEP
berkisar 40 – 60% untuk pabrik dengan resiko rendah (Aries and Newton, 1955).
BEP = Fa + 0,3 Ra
100%Sa Va 0,7 Ra
Keterangan, Fa = annual fixed manufacturing cost pada produksi maksimum
Ra = annual regulated expenses pada produksi maksimum
Sa = annual sales value pada produksi maksimum
Va = annual variabel expenses pada produksi maksimum
Fa = depreciation + property taxes + insurances
= $ 3,851,334.52+ $ 481,416.81+ $ 481,416.81
= $ 4,815,678.11
Ra = labour cost + plant overhead + supervision + laboratory + maintenance +
general expenses + plant supplies
= $ 1.039.181,33 + $ 519.590,66 + $ 103.918,13 + $ 103.918,13 +
$ 2.868.500,89 + $ 47.373.311,93 + $ 433.275,13
= $ 52,462,388.96
Sa = annual sales value
= $ 350,000,000.00
Va = raw material + packing and shipping + royalties + utilitas
= $ 219,744,573.14 + $ 45,500,000.00 + $ 2,375,734.39 + $ 3,500,000.00
= $ 271,084,095.19
154
BEP = Fa + 0,3 Ra
100%Sa Va 0,7 Ra
= $ 44,815,678.11 +0,3×$ 52,462,388.96
$ 350,000,000.00− $ 271,084,095.19−0,7 ×$ 52,462,388.96 ×100%
= 48,72%
11.9.4. Shut Down Point (SDP)
Shut down point merupakan titik atau suatu kondisi dimana pabrik mengalami
kebangkrutan, sehingga pabrik harus menghentikan operasi (Peters and
Timmerhaus, 2003).
SDP = 0,3 Ra
100%Sa Va 0,7 Ra
= 0,3×$ 52,462,388.96
$ 350,000,000.00− $ 271,084,095.19−0,7 ×$ 52,462,388.96 × 100%
= 37,30%
11.9.5. Discounted Cash Flow (DCF)
Discounted cash flow merupakan perkiraan besarnya keuntungan yang
diperoleh setiap tahun, didasarkan pada jumlah investasi yang tidak kembali setiap
tahun selama umur ekonomis pabrik (Peters and Timmerhaus, 2003). Discounted
cash flow dicari dengan persamaan:
S = n
FC + WC 1 + i SV WC
R =
n1+ i 1
Ci
Keterangan :
S = Nilai modal pada waktu yang akan datang setelah dikoreksi dengan salvage
value (SV) dan working capital (WC)
C = Cash flow = profit after taxes + finance + depreciation
= $ 12.868.770,55 + $ 9.187.949,81 + $ 3.851.334,52
=$ 25,930,329.32
R = Cash flow berdasarkan pendapatan akhir tahun
FC = Fixed capital investment = $ 48,156,781.11
155
SV = Salvage Value (10% FC)
= 10% × $ 48,156,781.11
= $ 4,815,678.11
WC = Working capital investment = $ 83,109,083.29
i = Dicounted cash flow (DCF)
n = 10 tahun
S = n
FC + WC 1 + i SV WC
= [($ 47.816.262,44+ $ 83.105.945,08)(1+i)10 ] -$ 4.781.626,24 -$
83.105.945,08
= [(130.921.757,52)(1+i)10]− $ 78.323.868,83
R =
n1+ i 1
Ci
= $ 25.908.504,88 [(1+𝑖)10−1
𝑖]
Nilai i dapat dihitung dengan menggunakan metode Newton Raphson (penentuan
akar persamaan non-linier)
Diketahui, ɛ = 0,01
iA1 = iold
f(iold) = S – R
f’(iold) = old oldf i + ε f i ε
2 ε
inew =
old
old
old
f ii
f' i
i S R f (iold)
iold 0.2500 1,134,583,866.5485 862,258,725.2270 272,325,141.3215
iold + ɛ 0.2600 1,235,981,554.2786 906,133,980.6646 329,847,573.6141
iold – ɛ 0.2400 1,040,229,931.7560 820,524,809.9051 219,705,121.8509
f' (iold) 5,507,122,588.1578
inew 0.2006
156
i S R f (iold)
iold 0.2006 728,574,288.6178 674,949,277.2433 53,625,011.3745
iold + ɛ 0.2106 799,191,361.0541 709,146,516.6966 90,044,844.3575
iold – ɛ 0.1906 663,057,308.2781 642,449,909.7560 20,607,398.5221
f' (iold) 3,471,872,291.7713
inew 0.1851
i S R f (iold)
iold 0.1851 629,405,963.8243 625,437,898.6089 3,968,065.2154
iold + ɛ 0.1951 692,285,698.3702 657,046,126.7070 35,239,571.6632
iold – ɛ 0.1751 571,124,480.6242 595,406,877.1430 (24,282,396.5188)
f' (iold) 2,976,098,409.0973
inew 0.1838
i S R f (iold)
iold 0.1838 621,376,316.1870 621,344,350.0678 31,966.1191
iold + ɛ 0.1938 683,624,899.1666 652,737,897.8361 30,887,001.3305
iold – ɛ 0.1738 563,684,764.1861 591,517,960.2207 (27,833,196.0346)
f' (iold) 2,936,009,868.2576
inew 0.1838
i S R f (iold)
iold 0.1838 621,311,081.7128 621,311,037.7044 44.0084
iold + ɛ 0.1938 683,554,534.0753 652,702,838.0554 30,851,696.0199
iold – ɛ 0.1738 563,624,325.0654 591,486,313.4538 (27,861,988.3884)
f' (iold) 2,935,684,220.4152
inew 0.1838
i S R f (iold)
iold 0.1838 621,310,991.8969 621,310,991.8388 0.0582
iold + ɛ 0.1938 683,554,437.1955 652,702,789.7839 30,851,647.4116
iold – ɛ 0.1738 563,624,241.8519 591,486,269.8814 (27,862,028.0295)
f' (iold) 2,935,683,772.0585
inew 0.1838
157
i S R f (iold)
iold 0.1838 621,310,991.7782 621,310,991.7781 0.0001
iold + ɛ 0.1938 683,554,437.0675 652,702,789.7201 30,851,647.3474
iold – ɛ 0.1738 563,624,241.7419 591,486,269.8239 (27,862,028.0819)
f' (iold) 2,935,683,771.4660
inew 0.1838
i S R f (iold)
iold 0.1838 621,310,991.7781 621,310,991.7781 0.0000
iold + ɛ 0.1938 683,554,437.0673 652,702,789.7200 30,851,647.3473
iold – ɛ 0.1738 563,624,241.7418 591,486,269.8238 (27,862,028.0820)
f' (iold) 2,935,683,771.4652
inew 0.1838
Dari hasil perhitugan menggunakan newton raphson, diperoleh nilai
i = 0.1838
S = R = $ 621,310,991.78
Harga DCF = 18,38%
Nilai suku bunga bank sebesar 12% per tahun. (ojk.go.id)
Batasan minimal DCF = 1,5 – 2 suku bunga bank
Diambil batasan sebesar 1,5, maka
DCF minimal = 1,5 × suku bunga bank
= 1,5 × 12%
= 18%
DCF maksimal = 1,5 × suku bunga bank
= 2 × 12%
= 24%
Nilai DCF hasil perhitungan (18,38%) lebih besar dari DCF min (18%) dan lebih
kecil dari DCF maksimal, maka pabrik ini cukup layak didirikan, karena dapat
menarik minta investor untuk menanamkan investasi (modal).
158
Gambar 11.2 Grafik evaluasi ekonomi
Keterangan:
Fa = annual fixed manufacturing cost pada produksi maksimum (depreciation,
property taxes, dan insurances)
Ra = annual regulated expenses pada produksi maksimum (labour cost, plant
overhead, supervision, laboratory, maintenance, general expenses, dan
plant supplies)
Sa = annual sales value pada produksi maksimum
Va = annual variabel expenses pada produksi maksimum (raw material,
packaging and shipping, royalties, dan utilitas)
BEP = perpotongan antara garis sales dengan total cost yang menunjukkan
tingkat produksi dengan nilai sales sama dengan total cost
SDP = kondisi besarnya Fa sama dengan selisih antara total cost dengan sale
0
20
40
60
80
100
120
140
160
180
200
220
240
260
280
300
320
340
360
0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100
Bia
ya
da
lam
ju
ta $
/ta
hu
n
Kapasitas Produksi, %
Va
0.3 Ra
SDP BEP
Sales
Sa
Total cost
Ra
Fixed costFa
Variable
cost
Regulated cost
157
BAB XII
KESIMPULAN
Prarancangan pabrik biodiesel dengan kapasitas produksi 350.000 ton/tahun,
menggunakan bahan baku crude palm oil dan metanol dengan katalis natrium
hidroksida ini direncanakan didirikan di Kecamatan Batulicin, Kabupaten Tanah
Bumbu, Provinsi Kalimantan Selatan, dengan luas area 35.100 m2. Dari hasil
perhitungan dan evaluasi ekonomi, dapat ditarik kesimpulan sebagai berikut:
1. Dilihat dari tekanan operasi dibawah 50 atm dan suhu operasi yang rendah serta
sifat kimia maupun fisis bahan yang tidak berbahaya dan beracun , maka pabrik
ini termasuk pabrik beresiko rendah.
2. Dari hasil evaluasi ekonomi diperoleh:
a. Return on Investment (ROI) sebelum pajak sebesar 45% dan setelah pajak
sebesar 26,77%. Diketahui ROI minimal untuk pabrik dengan resiko rendah
(low risk) sebelum pajak adalah 11% (Aries & Newton, 1955).
b. Bila dilihat Pay Out Time (POT) sebelum pajak sebesar 1,8312 tahun dan
setelah pajak sebesar 2,7200 tahun. Diketahui POT maksimal untuk pabrik
dengan resiko rendah (low risk) sebelum pajak adalah 5 tahun (Aries &
Newton, 1955).
c. Break Even Point (BEP) yang diperoleh adalah sebesar 48,71% dan Shut
Down Point (SDP) sebesar 37,30%. Diketahui bahwa kisaran BEP yang
menarik adalah 40% – 60% (Aries & Newton, 1955).
d. Discounted Cash Flow Rate (DCFR) sebesar 18,38%. Harga DCF yang
menarik bagi investor adalah 1,5 – 2,0 kali suku bunga bank. Suku bunga
bank rata-rata saat ini adalah 12%, maka DCF minimum yang harus
dipenuhi adalah sebesar 18% - 24%. Dengan demikian, pabrik ini cukup
menarik bagi investor karena memberikan keuntungan yang lebih besar
daripada jika mereka menyimpan modal di bank.
Berdasarkan analisis di atas pabrik biodiesel dari crude palm oil dan metanol
dengan kapasitas 350.000 ton/tahun, dengan jumlah karyawan 200 pekerja maka
158
pabrik biodiesel cukup menarik untuk dilanjutkan pada tahap perancangan pabrik
serta layak dipertimbangkan untuk didirikan.
DAFTAR PUSTAKA
Anonim, 2000, Tata cara perencanaan dan pemasangan sistem pipa tegak dan
slang untuk pencegahan bahaya kebakaran pada bangunan gedung (SNI 03-
1745-2000), Badan Standardisasi Nasional.
Anonim, 2018, Statistik Perkebunan Indonesia 2015-2017. Direktorat Jenderal
Perkebunan, Jakarta.
Aries, R. S. and Newton, R. D., 1955, Chemical Engineering Cost Estimation,
McGraw-Hill, Book Company, New York.
Brown, G. G., 1978, Unit Operations, Modern Asian Edition, John Wiley & Sons,
inc., New York.
Brownell, L. E. and Young, E. H., 1959, Process Equipment Design, John Wiley
& Sons, Inc., New York.
C.A. Patent 2,724,970 A1 tentang Methods and Catalysts for Making Biodiesel
from The Transesterification and Esterification of Unrefined Oils.
Considine, Douglas M. 1985. Process Instrument and Control. New
York:McGraw-Hill
Coulson, J. M., and Richarson J. F., 1999, Chemical Engineering, 3th ed., Vol. 6
Elsevier Butterworth, Heinemann.
Coulson, J. M., and Richarson J. F., 2005, Chemical Engineering, 4th ed., Vol. 6
Elsevier Butterworth, Heinemann.
Deasy, C., dan Safitri, S. O., 2012, Laporan Kerja Praktek di PT. Sinar Mas Agro
Resources and Technology (SMART) Tbk, Fakultas Teknik, Universitas
Lambung Mangkurat, Kalimantan Selatan.
Ferrari, R. A., Leticia M., A., and Pighinelli, T., 2011, Biodiesel Production and
Quality, Campinas State University, Brazil.
Geankoplis, C. J., 2003, Transport Processes and Unit Operations, 4th ed., Allyn
and Bacon Inc., 7 Wells Avenue, Massachussets.
Hambali, E., 2006, Jarak Pagar Tanaman Penghasil Biodiesel, Penebar Swadaya,
Jakarta
Kern, D. Q., 1983, Process Heat Transfer, McGraw-Hill Book Company Inc.,
New York.
Ken, S., 2008, Filter and Filtration Handbook, 5th ed., Butterworth-Heinemann,
Washington.
Kirk, R. E. and Othmer, D. F., 1965, Encyclopedia of Chemical Technology, 4th
ed., vol. 7, John Wiley & Sons, Canada.
Ludwig, E. E., 1965, Applied Process Design for Chemical and Petrochemical, 3rd
ed., vol 7 , Gulf Professional Publishing Co., Houston.
McAdams, W. H., 1954, Heat Transmission, 3rd ed, McGraw-Hill, Book
Company, New York.
Mittelbach, M. and C. Remschmidt, 2004, Biodiesel The Comprehensive
Handbook, Martin Mittelbach Publisher, Graz.
Muniarsih, S., 2005, Esterifikasi Minyak Jarak dengan Katalisator NaOH, P3TM
BATAN, Yogyakarta.
Nelson, W.L., 1985, Petroleum Refinery Engineering, Mc. Graw Hill Book
Company Inc., New York. Perry, R. H. and Green, D., 1999, Perry’s
Chemical Engineers’ Handbook, 7th ed., McGraw-Hill, New York.
Peraturan Menteri Kesehatan Republik Indonesia Nomor 70 Tahun 2016 tentang
Standar dan Persyaratan Kesehatan Lingkungan Kerja Industri. Jakarta :
KEMENKES
Perry, R. H. and Green, D., 1999, Perry’s Chemical Engineers’ Handbook, 7th ed.,
McGraw-Hill, New York.
Peters, M. S. and Timmerhaus, K. D., 2003, Plant Design and Economics for
Chemical Engineers, 5th ed., McGraw-Hill, Inc, New York.
Powell, Sheppard T., 1954, Water Conditioning for Industry, 1st ed., McGraw-
Hill, Book Company, Inc. Tokyo.
Rahmanulloh, A., 2018. Indonesia Biofuels Annual 2018. USDA Foreign
Agricultural Service.,U.S.
Rase, H. F., 1977, Chemical Reactor Design for Process Plant, Vol I: Principle
and Technique, John Wiley and Sons, Inc, New York.
Rase, H. F, 1977, Chemical Reactor Design for Process Plant, Vol. II: Case
Studies & Design Data, John Wiley and Sons, Inc, New York.
Smith, J. M. and Van Ness, H. C., 2001, Introduction to Chemical Engineering
Thermodynamics, 6th ed., The McGraw-Hill Companies, Inc. New York.
Soerawidjaja, Tatang H., 2006, Membangun Industri Biodiesel di Indonesia
Makalah Ilmiah Forum Biodiesel Indonesia, 16 Desember 2005, Bandung.
U.S. Patent 7,528,272 B2 tentang Biodiesel Process.
U.S. Patent 8,378,132 B2 tentang Process for Producting Methyl Esters.
U.S. Patent 9,090,845 B2 tentang Process for Producing High Yield Biodiesel
Applying High Acidity Triglycerides with Generation of Glycerin 90% Free
of Salt.
Vilbrandt, F. C. and Dryden, C. E., 1959, Chemical Engineering Plant Design, 4th
ed., McGraw-Hill Kogakusha, Ltd, Tokyo.
Walas, S. M., 1990, Chemical Process Equipment: Selection and Design,
Butterworth-Heinemann, Washington.
Widjaja, G. dan Yani, A., 2003, Perseroan Terbatas, PT Raja Grafindo
Persada, Jakarta.
Yaws, C. L., 1999, Chemical Properties handbook, McGraw-Hill, New York.
www.alibaba.com, diakses pada 6 Maret 2020 pukul 14.50 WIB.
www.bi.go.id, diakses pada 6 Maret 2020 pukul 14.30 WIB
www.esdm.go.id. Diakses pada 3 September 2019 pukul 07.00 WIB
www.indexmundi.com. diakses pada 6 Maret 2020 pukul 15.10 WIB
www.matche.com. diakses pada 6 Maret 2020 pukul 16.00 WIB
www.ojk.go.id. diakses pada 6 Maret 2020 pukul 15.40 WIB
www.fas.usda.gov. diakses pada 3 September 2019 pukul 10.00 WIB
PERANCANGAN REAKTOR
Jenis : RATB (Reaktor Alir Tangki Berpengaduk)
Fungsi : Mereaksikan Crude Palm Oil (C3H5(COOR)3) dengan Metanol
(CH3OH) menggunakan katalis basa Natrium Hidroksida (NaOH)
menjadi Metil Ester (CH3COOR) dan Gliserol (C3H8O3) .
Kondisi Operasi :
a. Tekanan (P) = 1,5 atm = 22,05 psi
b. Suhu (T) = 70oC = 343 K
c. Sifat = Isotermal
d. Konversi (total) = 98% (US patent no US 8,378,132 B2)
e. Perbandingan Reaktan = 1 : 6 (CA patent no CA 2,724,970 A1)
f. Katalis = NaOH (1% dari BPO, C.A patent 2,724,970 A1)
Persamaan reaksi : C3H5(COOR)3 + 3 CH3OH 3 CH3COOR + C3H8O3
A B C D
Berdasarkan perhitungan pada neraca massa, diperoleh hasil sebagai berikut :
a. Neraca Massa di Reaktor
Tabel 1. Neraca Massa di Reaktor
Komponen Masuk (kg/jam)
Keluar (kg/jam) dari Filter dari Mixer 2
Trigliserida 44.269,7170 885,3943
Tabel 1. Neraca Massa di Reaktor (lanjutan)
CH3OH 10.023,3321 5.111,8994
H2O 599,0379 606,4347
CH3COOR 43.588,9656
C3H8O3 4.706,7897
NaOH 442,6972 426,2599
FFA 110,9517 0,0000
NaCOOR' 119,9922
Total 55.445,7359 55.445,7359
b. Menentukan Kecepatan Volumetrik (Fv)
Tabel 2. Kecepatan Volumetrik
Komponen Massa (kg/jam) Densitas, ρ (kg/m3) Fv = 𝒎
𝝆 (m3/jam)
C3H5(COOR)3 44.269,7170 859,8512 51,4853
FFA 110,9517 847,5610 0,1309
CH3OH 10.023,3321 743,9423 13,4733
NaOH 442,6972 1.891,8869 0,2340
H2O 599,0379 985,3666 0,6079
Total 55.445,7359 65,9314
Kecepatan volumetric larutan, (Fv) = 65,9314 m3/jam
c. Konsentrasi Bleaching Palm Oil (C3H5(COOR)3)
CA0 = 𝑚
𝐵𝑀 ×𝐹𝑣
= 52,2049 kgmol/jam
848 𝑘𝑔
𝑘𝑔𝑚𝑜𝑙× 65,9314 m3/jam
= 0,7918 kgmol/m3
d. Konsentrasi Metanol (CH3OH)
CB0 = 𝑚
𝐵𝑀 ×𝐹𝑣
= 313,2291 kgmol/jam
32 𝑘𝑔
𝑘𝑔𝑚𝑜𝑙× 65,9314 m3/jam
= 4,7508 kgmol/m3
A. Penentuan Konstanta Kecepatan Reaksi
Persamaan reaksi
C3H5(COOR)3 + 3 CH3OH → 3 CH3COOR + C3H8O3
A 3B → 3C D
Berdasarkan asumsi, persamaan kecepatan reaksi dapat dinyatakan sebagai berikut
(-rA) = k. CA.CB
Dengan : CA = CAo (1-XA)
CB = CBo – 3CAo.XA
Neraca massa pada reactor yang ke-i untuk komponen A :
Rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation
Fv.CAi-1 - Fv.CAi - (-rA).V = 0
Fv.(CAi-1 CAi) = (-rA).V
V
Fv =
(CAi−1 CAi)
(−rA) ; θ =
V
Fv
θ = (CAi−1 CAi)
(−rA) ...(1)
dimana θ adalah waktu tinggal dalam reaktor.
Jika, CAi-1 = CA0.(1 XAi-1)
CAi = CA0.(1 XAi)
Maka :
CA0.(1 XAi-1) CA0.(1 XAi) = (-rA).θ
CA0.(XAi XAi-1) = (-rA).θ
Untuk i = 1 : (−𝑟𝐴) =𝐶𝐴𝑜(𝑋𝐴1−𝑋𝐴𝑜)
𝜃 ... (2)
Persamaan kecepatan reaksi :
(-rA) = k.CA.CB
Dengan : CA = CAo (1-XA)
CB = CBo - 3CAo XA
Maka :
(-rA) = k CAo (1-XA) (CBo - 3CAo.XA) ... (3)
Persamaan (2) disubstitusikan ke persamaan (3), sehingga : CAo (XA1 − XAo)
θ= k CAo(1 − XA)(CBo − 3CAo. XA)
𝑘 =(𝑋𝐴1−𝑋𝐴0)
𝜃 (1−𝑋𝐴1)(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜.𝑋𝐴1) ... (4)
Sehingga dapat dituliskan persamaan untuk menghitung waktu tinggal dalam
reaktor:
θ = (XAi − XAi−1)
k(1− XAi).(CBo−3CAo.XAi) ... (5)
Berdasarkan data dari U.S. Patent 9,090,845 B2 diperoleh waktu tinggal (θ) = 4 jam
dan konversi (XA) = 0,98 maka nilai konstanta kecepatan reaksi (k) dapat dihitung
dengan persamaan (4) seperti berikut:
k = (XA− XAo)
θ (1− XA).(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜XA)
k = ( 0,98−0)
(4)(1−0,98)[4,7508−3(0,7918)(0,98)]
k = 5,0559 m3/ kmol.jam
B. Menentukan jumlah reaktor
Bila digunakan n buah reaktor alir tanki berpengaduk :
Neraca massa pada reaktor yang ke-i untuk komponen A :
Rate of input - rate of output- rate of reaction = rate of accumulation
Fv.CAi -1 - Fv.CAi - (-rA).V = 0
Fv.(CAi-1 – CAi) = -(rA).V
V
Fv =
(CAi−1 CAi)
(−rA) ; θ =
V
Fv
θ = (CAi−1 CAi)
(−rA)
Fv
AoC
BoC
AoX
Fv
A1C
B1C
A1X
R1 Fv
1-An C
1-Bn C
1-An X
R2 Fv
AnC
BnC
AnX
R3
dimana θ adalah waktu tinggal dalam reaktor.
Jika, CAi-1 = CA0.(1 XAi-1)
CAi = CA0.(1 XAi)
Dari persamaan (4) dan persamaan (5) diperoleh persamaan k dan persamaan θ :
𝑘 =(𝑋𝐴1−𝑋𝐴0
𝜃 (1−𝑋𝐴1)(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜.𝑋𝐴1) … (4)
θ = (XAi − XAi−1)
k(1− XAi).(CBo−3CAo.XAi) … (5)
Jika digunakan 1 buah reaktor
Data : θ = 4 jam (U.S. Patent 9,090,845 B2 ) XAo = 0
CA0 = 0,7918 kgmol/m3 XA1 = 0,98
CB0 = 4,7508 kgmol/m3 1 m3 = 264,17 gal
k = 5,0559 m3/kgmol.jam
Volume larutan = Fv x θ
= 65,9314 m3/jam x 4 jam
= 263,7257 m3
Dibuat over design sebesar 20%, maka :
Volume reaktor = 1,2 x volume larutan
= 1,2 x 263,7257 m3
= 316,4786 m3 = 69.668,4224 gal
R1 Fv
A0C
Fv
A1C
Jika digunakan 2 buah reaktor
Diketahui :
CAo = 0,7918 kgmol/m3 XAo = 0
CBo = 4,7508 kgmol/m3 XA2 = 0,98
k = 5,0559 m3/ kmol.jam 1 m3 = 264,17 gal
Neraca massa komponen A pada reaktor 1
rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation
FV.CA0 – FV.CA1 – (-rA1).V1 = 0
FV.CA0 – FV.CA1 = (-rA1).V1
𝑉1
𝐹𝑉 =
𝐶𝐴1−𝐶𝐴0
(−𝑟𝐴1)
θ1 = 𝐶𝐴1−𝐶𝐴0
𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴1)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴1
θ1 = 𝐶𝐴0− 𝐶𝐴0.𝐶𝐴0𝑋𝐴1
𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴1)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴1
θ1 = 𝑋𝐴1
𝑘.(1−𝑋𝐴1)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴1
Neraca massa komponen A pada reaktor 2
rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation
FV.CA1 – FV.CA2 – (-rA2).V2 = 0
FV.CA1 – FV.CA2 = (-rA2).V2
𝑉2
𝐹𝑉 =
𝐶𝐴2−𝐶𝐴1
(−𝑟𝐴2)
θ2 = (𝐶𝐴0−𝐶𝐴0.X𝐴2)−(𝐶𝐴0−𝐶𝐴0.X𝐴1)
𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴1)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴1
θ2 = (𝑋𝐴2−𝑋𝐴1)
𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴1)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴1
Jika diketahui XA2 = 0,98 dan agar volume kedua reaktor sama (V1=V2=V), maka
θ1 = θ2 = θ.
diselesaikan dengan menggunakan metode Newton Raphson yaitu :
f(xA1) = θ1 - θ2 ... (6)
Fv
A0C
Fv
A1C
Fv
A2C
R1 R2
karena θ1 = θ2, maka f(xA1) = 0. Sehingga persamaan (6) dapat dituliskan menjadi:
f(xA1) = (XA1 − XA0)
k.(1− XA1).(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜XA1)−
(XA2 − XA1)
k.(1− XA2).(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜XA2)= 0 … (7)
Persamaan (7) diselesaikan dengan cara menebak nilai xA1 mengunakan metode
Newton Raphson yang dituliskan dengan xA1 old. Selanjutnya dihitung nilai xA1
new dengan persamaan :
𝑥𝐴1 𝑛𝑒𝑤 = 𝑥𝐴1 𝑜𝑙𝑑 −𝑓(𝑥𝐴1 𝑜𝑙𝑑)
𝑓′(𝑥𝐴1 𝑜𝑙𝑑) … (8)
𝑥𝐴1 𝑛𝑒𝑤 = 𝑥𝐴1 𝑜𝑙𝑑 −θ1 − θ2
𝑓(𝑥𝐴1 + 𝜀) − 𝑓(𝑥𝐴1 − 𝜀)2. 𝜀
f(xA1 old) = Fungsi kontinyu
f’(xA1 old) = Derivatif atau turunan dari f(xA1 old)
f’(xA1 old) dihitung dengan metode central sebagai berikut :
𝑓′(𝑥𝐴1 𝑜𝑙𝑑 ) =𝑓(𝑥𝐴1 + 𝜀) − 𝑓(𝑥𝐴1 − 𝜀)
2. 𝜀 … (9)
Nilai ε adalah nilai yang mendekati 0 dengan nilai ε yang digunakan adalah 10-8.
xA1 new yang didapatkan dari perhitungan pada persamaan (8) digunakan sebagai
xA1 old pada perhitungan selanjutnya. Perhitungan dilakukan sampai didapatkan
nilai f(xA1) = 0, atau xA1 new =xA1 old
Perhitungan Newton Raphson dilakukan untuk mengetahui xA1 dengan batas
nilai waktu tinggal tiap reaktor telah sama.
xA1 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.98 4.00000000 0.00000000 4.00000000
xA1 + ε = 0.980001 4.00020801 -0.00000408 4.00021210
xA1 - ε = 0.979999 3.99979201 0.00000408 3.99978793
f'(xA1) = 212.08483446
xA1 new = 0.96113962
xA1 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.96113962 1.98237754 0.07698113 1.90539641
xA1 + ε = 0.961140623 1.98243253 0.07697705 1.90545548
xA1 - ε = 0.961138623 1.98232256 0.07698521 1.90533735
f'(xA1) = 59.06520692
xA1 new = 0.92888042
xA1 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.92888042 1.01530555 0.20865134 0.80665420
xA1 + ε = 0.928881421 1.01532186 0.20864726 0.80667460
xA1 - ε = 0.928879421 1.01528923 0.20865542 0.80663381
f'(xA1) = 20.39860108
xA1 new =
0.88933584
xA1 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.88933584 0.60247650 0.37005781 0.23241869
xA1 + ε = 0.889336837 0.60248317 0.37005373 0.23242944
xA1 - ε = 0.889334837 0.60246984 0.37006189 0.23240795
f'(xA1) = 10.74571306
xA1 new = 0.86770687
xA1 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.86770687 0.48232630 0.45833931 0.02398699
xA1 + ε = 0.867707868 0.48233093 0.45833523 0.02399570
xA1 - ε = 0.867705868 0.48232168 0.45834340 0.02397828
f'(xA1) = 8.70935957
xA1 new = 0.86495271
xA1 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.86495271 0.46984715 0.46958079 0.00026636
xA1 + ε = 0.864953706 0.46985159 0.46957671 0.00027488
xA1 - ε = 0.864951706 0.46984272 0.46958487 0.00025784
f'(xA1) = 8.51791370
xA1 new = 0.86492144
xA1 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.86492144 0.46970846 0.46970843 0.00000003
xA1 + ε = 0.864922435 0.46971290 0.46970435 0.00000855
xA1 - ε = 0.864920435 0.46970403 0.46971251 -0.00000848
f'(xA1) = 8.51580723
xA1 new = 0.86492143
xA1 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.86492143 0.46970844 0.46970844 0.00000000
xA1 + ε = 0.864922431 0.46971288 0.46970436 0.00000852
xA1 - ε = 0.864920431 0.46970401 0.46971253 -0.00000852
f'(xA1) = 8.51580697
xA1 new = 0.86492143
Maka diperoleh xA1 = 0,8649 dengan waktu tinggal θ = 0,4697 jam
Volume larutan = Fv x θ
= 65,9314 m3/jam x 0,4697 jam
= 30,9685 m3
Dibuat dengan over design sebesar 20%, maka :
Volume reaktor = 1,2 x volume larutan
= 1,2 x 30,9685 m3
= 37,1623 m3 = 9.817,1539 gal
Jika digunakan 3 buah reaktor
Diketahui :
CAo = 0,7918 kgmol/m3 XAo = 0
CBo = 4,7508 kgmol/m3 XA3 = 0,98
k = 5,0559 m3/ kmol.jam 1 m3 = 264,17 gal
Neraca massa komponen A pada reaktor 1
rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation
FV.CA0 – FV.CA1 – (-rA1).V1 = 0
FV.CA0 – FV.CA1 = (-rA1).V1
𝑉1
𝐹𝑉 =
𝐶𝐴1−𝐶𝐴0
(−𝑟𝐴1)
θ1 = 𝐶𝐴1−𝐶𝐴0
𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴1)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴1
Fv
CA0
Fv
CA1 R1
Fv
CA2
R2 Fv
CA3
R3
θ1 = 𝐶𝐴0− 𝐶𝐴0.𝐶𝐴0𝑋𝐴1
𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴1)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴1
θ1 = 𝑋𝐴1
𝑘.(1−𝑋𝐴1)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴1
Neraca massa komponen A pada reaktor 2
rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation
FV.CA1 – FV.CA2 – (-rA2).V2 = 0
FV.CA1 – FV.CA2 = (-rA2).V2
𝑉2
𝐹𝑉 =
𝐶𝐴2−𝐶𝐴1
(−𝑟𝐴2)
θ2 = (𝐶𝐴0−𝐶𝐴0.X𝐴2)−(𝐶𝐴0−𝐶𝐴0.X𝐴1)
𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴2)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴2
θ2 = (𝑋𝐴2−𝑋𝐴1)
𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴2)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴2
Neraca massa komponen A pada reaktor 3
rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation
FV.CA2 – FV.CA3 – (-rA3).V3 = 0
FV.CA2 – FV.CA3 = (-rA3).V3
𝑉3
𝐹𝑉 =
𝐶𝐴3−𝐶𝐴2
(−𝑟𝐴3)
θ3 = (𝐶𝐴0−𝐶𝐴0.X𝐴3)−(𝐶𝐴0−𝐶𝐴0.X𝐴3)
𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴3)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴3
θ3 = (𝑋𝐴3−𝑋𝐴2)
𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴3)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴3
Jika diketahui XA0 = 0, XA3 = 0,98 dan agar volume masing-masing reaktor sama
(V1 = V2 = V3 = V), maka θ1 = θ2 = θ3 = θ.
untuk θ1 = θ3 𝑋𝐴2 = 𝑋𝐴3 − 𝑋𝐴1 (1−XA3)(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜.𝑋𝐴3)
(1−XA1)(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜.𝑋𝐴1) ... (10)
diselesaikan dengan metode Newton Raphson berdasarkan persamaan (6) dan (7).
Sedangkan xA2 dihitung berdasarkan persamaan (10).
xA1 xA2 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.98 0.0000 4.00000000 -0.04080000 4.04080000
xA1 + ε = 0.980001 -0.00005096 4.00020801 -0.04079904 4.04100706
xA1 - ε = 0.979999 0.00005096 3.99979201 -0.04080096 4.04059296
f'(xA1) = 207.04766711
xA1 new = 0.96048372
xA1 xA2 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.96048372 0.50300608 1.94691395 -0.05119916 1.99811311
xA1 + ε = 0.960484721 0.50299306 1.94696711 -0.05119894 1.99816606
xA1 - ε = 0.960482721 0.50301911 1.94686078 -0.05119938 1.99806016
f'(xA1) = 52.95088816
xA1 new = 0.92274851
xA1 xA2 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.92274851 0.75380160 0.92325878 -0.04585027 0.96910906
xA1 + ε = 0.922749507 0.75379821 0.92327259 -0.04585071 0.96912330
xA1 - ε = 0.922747507 0.75380498 0.92324497 -0.04584984 0.96909481
f'(xA1) = 14.24395401
xA1 new = 0.85471199
xA1 xA2 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.85471199 0.87521347 0.42770013 0.01216218 0.41553795
xA1 + ε = 0.854712987 0.87521253 0.42770395 0.01216093 0.41554301
xA1 - ε = 0.854710987 0.87521440 0.42769631 0.01216343 0.41553288
f'(xA1) = 5.06703017
xA1 new = 0.77270380
xA1 xA2 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.77270380 0.92349308 0.23064050 0.15244633 0.07819417
xA1 + ε = 0.772704803 0.92349271 0.23064200 0.15244416 0.07819784
xA1 - ε = 0.772702803 0.92349344 0.23063900 0.15244850 0.07819050
f'(xA1) = 3.66883447
xA1 new = 0.75139072
xA1 xA2 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.75139072 0.93061988 0.20155149 0.20114333 0.00040816
xA1 + ε = 0.75139172 0.93061958 0.20155273 0.20114093 0.00041180
xA1 - ε = 0.75138972 0.93062019 0.20155025 0.20114573 0.00040452
f'(xA1) = 3.64187965
xA1 new = 0.75127865
xA1 xA2 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.75127865 0.93065393 0.20141255 0.20141255 0.00000000
xA1 + ε = 0.751279646 0.93065362 0.20141378 0.20141014 0.00000364
xA1 - ε = 0.751277646 0.93065423 0.20141131 0.20141495 -0.00000364
f'(xA1) = 3.64190667
xA1 new = 0.75127865
Maka diperoleh xA1 = 0,7513, xA2 = 0,9307 dengan waktu tinggal θ = 0,2014 jam
Volume larutan = Fv x θ
= 65,9314 m3/jam x 0,2014 jam
= 13,2794 m3
Dibuat dengan over design sebesar 20%, maka :
Volume reaktor = 1,2 x volume larutan
= 1,2 x 13,2794 m3
= 15,9353 m3 = 4209,6282 gal
Jika digunakan 4 buah reaktor
Diketahui :
CAo = 0,7918 kgmol/m3 XAo = 0
CBo = 4,7508 kgmol/m3 XA4 = 0,98
k = 5,0559 m3/ kmol.jam 1 m3 = 264,17 gal
Neraca massa komponen A pada reaktor 1
rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation
FV.CA0 – FV.CA1 – (-rA1).V1 = 0
FV.CA0 – FV.CA1 = (-rA1).V1
𝑉1
𝐹𝑉 =
𝐶𝐴1−𝐶𝐴0
(−𝑟𝐴1)
θ1 = 𝐶𝐴1−𝐶𝐴0
𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴1)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴1
Fv
CAo
Fv
CA1 R1
Fv
CA2 R2
Fv
CA3 R3 R4 Fv
A4C
θ1 = 𝐶𝐴0− 𝐶𝐴0.𝐶𝐴0𝑋𝐴1
𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴1)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴1
θ1 = 𝑋𝐴1
𝑘.(1−𝑋𝐴1)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴1
Neraca massa komponen A pada reaktor 2
rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation
FV.CA1 – FV.CA2 – (-rA2).V2 = 0
FV.CA1 – FV.CA2 = (-rA2).V2
𝑉2
𝐹𝑉 =
𝐶𝐴2−𝐶𝐴1
(−𝑟𝐴2)
θ2 = (𝐶𝐴0−𝐶𝐴0.X𝐴2)−(𝐶𝐴0−𝐶𝐴0.X𝐴1)
𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴2)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴2
θ2 = (𝑋𝐴2−𝑋𝐴1)
𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴2)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴2
Neraca massa komponen A pada reaktor 3
rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation
FV.CA2 – FV.CA3 – (-rA3).V3 = 0
FV.CA2 – FV.CA3 = (-rA3).V3
𝑉3
𝐹𝑉 =
𝐶𝐴3−𝐶𝐴2
(−𝑟𝐴3)
θ3 = (𝐶𝐴0−𝐶𝐴0.X𝐴3)−(𝐶𝐴0−𝐶𝐴0.X𝐴3)
𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴3)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴3
θ3 = (𝑋𝐴3−𝑋𝐴2)
𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴3)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴3
Neraca massa komponen A pada reaktor 4
rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation
FV.CA3 – FV.CA4 – (-rA4).V4 = 0
FV.CA3 – FV.CA4 = (-rA4).V4
𝑉4
𝐹𝑉 =
𝐶𝐴4−𝐶𝐴3
(−𝑟𝐴4)
θ4 = (𝐶𝐴0−𝐶𝐴0.X𝐴4)−(𝐶𝐴0−𝐶𝐴0.X𝐴3)
𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴4)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴4
θ4 = (𝑋𝐴4−𝑋𝐴3)
𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴4)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴4
Jika diketahui XA0 = 0, XA4 = 0,98 dan agar volume masing-masing reaktor sama
(V1 = V2 = V3 = V4 = V), maka 0Dengan θ1 = θ2 = θ3 = θ4 = θ.
Untuk : θ1 = θ4 𝑋𝐴3 = 𝑋𝐴4 − 𝑋𝐴1 (1−XA4)(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜.𝑋𝐴4)
(1−XA1)(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜.𝑋𝐴1) ... (11)
Untuk θ3 = θ4 𝑋𝐴2 = 𝑋𝐴3 − (1−XA3)(𝑋𝐴4−𝑋𝐴3)(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜.𝑋𝐴3)
(1−XA4)(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜.𝑋𝐴4) ... (12)
diselesaikan dengan metode Newton Raphson berdasarkan persamaan (6) dan (7).
Untuk xA3 dihitung berdasarkan persamaan (11), sedangkan xA2 dihitung
berdasarkan persamaan (12).
xA1 xA3 xA2 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.98 0.00000000 -96.07843137 4.00000000 -0.00084879 4.00084879
xA1 + ε = 0.980001 -0.00005096 -96.09082396 4.00020801 -0.00084868 4.00105670
xA1 - ε = 0.979999 0.00005096 -96.06604103 3.99979201 -0.00084890 4.00064091
f'(xA1) = 207.89599451
xA1 new = 0.96075553
xA1 xA3 xA2 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.960755527 0.49944086 -17.19452467 1.96146586 -0.00432862 1.96579447
xA1 + ε = 0.960756527 0.49942766 -17.19564686 1.96151977 -0.00432836 1.96584813
xA1 - ε = 0.960754527 0.49945407 -17.19340259 1.96141195 -0.00432887 1.96574082
f'(xA1) = 53.65743337
xA1 new = 0.92411951
xA1 xA3 xA2 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.924119513 0.74907861 -2.80397463 0.94253630 -0.01698684 0.95952314
xA1 + ε = 0.924120513 0.74907510 -2.80409174 0.94255062 -0.01698644 0.95953706
xA1 - ε = 0.924118513 0.74908211 -2.80385752 0.94252198 -0.01698724 0.95950922
f'(xA1) = 13.91840812
xA1 new = 0.85518037
xA1 xA3 xA2 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.855180369 0.87477392 0.14795238 0.42949420 -0.03731707 0.46681127
xA1 + ε = 0.855181369 0.87477298 0.14793886 0.42949804 -0.03731697 0.46681501
xA1 - ε = 0.855179369 0.87477486 0.14796590 0.42949036 -0.03731717 0.46680752
f'(xA1) = 3.74472899
xA1 new = 0.73052215
xA1 xA3 xA2 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.730522145 0.93643724 0.79207587 0.17780717 0.02040675 0.15740041
xA1 + ε = 0.730523145 0.93643699 0.79207415 0.17780821 0.02040565 0.15740256
xA1 - ε = 0.730521145 0.93643750 0.79207759 0.17780612 0.02040785 0.15739827
f'(xA1) = 2.14194614
xA1 new = 0.65703738
xA1 xA3 xA2 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.657037378 0.95089889 0.87741570 0.11878003 0.13334574 -0.01456571
xA1 + ε = 0.657038378 0.95089874 0.87741493 0.11878065 0.13334375 -0.01456310
xA1 - ε = 0.657036378 0.95089904 0.87741647 0.11877942 0.13334774 -0.01456832
f'(xA1) = 2.61179688
xA1 new = 0.66261427
xA1 xA3 xA2 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.66261427 0.95004236 0.87301393 0.12227607 0.12241496 -0.00013889
xA1 + ε = 0.66261527 0.95004221 0.87301312 0.12227671 0.12241304 -0.00013633
xA1 - ε = 0.66261327 0.95004252 0.87301474 0.12227543 0.12241688 -0.00014145
f'(xA1) = 2.56228008
xA1 new = 0.66266848
xA1 xA3 xA2 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.66266848 0.95003388 0.87296995 0.12231068 0.12231069 -0.00000001
xA1 + ε = 0.662669475 0.95003373 0.87296914 0.12231132 0.12230877 0.00000255
xA1 - ε = 0.662667475 0.95003404 0.87297076 0.12231004 0.12231262 -0.00000257
f'(xA1) = 2.56180748
xA1 new = 0.66266848
xA1 xA3 xA2 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.66266848 0.95003388 0.87296994 0.12231068 0.12231068 0.00000000
xA1 + ε = 0.66266948 0.95003373 0.87296913 0.12231132 0.12230876 0.00000256
xA1 - ε = 0.66266748 0.95003404 0.87297076 0.12231004 0.12231261 -0.00000256
f'(xA1) = 2.56180744
xA1 new = 0.66266848
Maka diperoleh xA1 = 0,6627
xA2 = 0,8730
xA3 = 0,9500
θ = 0,1223 jam
Volume larutan = Fv x θ
= 65,9314 m3/jam x 0,1223 jam
= 8,0641 m3
Dibuat dengan over design sebesar 20%, maka :
Volume reaktor = 1,2 x volume larutan
= 1,2 x 8, 0641 m3
= 9,6769 m3 = 2.556,3577 gal
Jika digunakan 5 buah reaktor
Diketahui :
CAo = 0,7918 kgmol/m3 XAo = 0
CBo = 4,7508 kgmol/m3 XA5 = 0,98
k = 5,0559 m3/ kmol.jam 1 m3 = 264,17 gal
Neraca massa komponen A pada reaktor 1
rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation
FV.CA0 – FV.CA1 – (-rA1).V1 = 0
FV.CA0 – FV.CA1 = (-rA1).V1
𝑉1
𝐹𝑉 =
𝐶𝐴1−𝐶𝐴0
(−𝑟𝐴1)
θ1 = 𝐶𝐴1−𝐶𝐴0
𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴1)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴1
θ1 = 𝐶𝐴0− 𝐶𝐴0.𝐶𝐴0𝑋𝐴1
𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴1)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴1
θ1 = 𝑋𝐴1
𝑘.(1−𝑋𝐴1)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴1
Neraca massa komponen A pada reaktor 2
Fv
CAo
Fv
CA1 R1
Fv
CA2 R2
Fv
CA3 R3 R4 Fv
A4C
R5 Fv
A5C
rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation
FV.CA1 – FV.CA2 – (-rA2).V2 = 0
FV.CA1 – FV.CA2 = (-rA2).V2
𝑉2
𝐹𝑉 =
𝐶𝐴2−𝐶𝐴1
(−𝑟𝐴2)
θ2 = (𝐶𝐴0−𝐶𝐴0.X𝐴2)−(𝐶𝐴0−𝐶𝐴0.X𝐴1)
𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴2)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴2
θ2 = (𝑋𝐴2−𝑋𝐴1)
𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴2)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴2
Neraca massa komponen A pada reaktor 3
rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation
FV.CA2 – FV.CA3 – (-rA3).V3 = 0
FV.CA2 – FV.CA3 = (-rA3).V3
𝑉3
𝐹𝑉 =
𝐶𝐴3−𝐶𝐴2
(−𝑟𝐴3)
θ3 = (𝐶𝐴0−𝐶𝐴0.X𝐴3)−(𝐶𝐴0−𝐶𝐴0.X𝐴3)
𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴3)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴3
θ3 = (𝑋𝐴3−𝑋𝐴2)
𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴3)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴3
Neraca massa komponen A pada reaktor 4
rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation
FV.CA3 – FV.CA4 – (-rA4).V4 = 0
FV.CA3 – FV.CA4 = (-rA4).V4
𝑉4
𝐹𝑉 =
𝐶𝐴4−𝐶𝐴3
(−𝑟𝐴4)
θ4 = (𝐶𝐴0−𝐶𝐴0.X𝐴4)−(𝐶𝐴0−𝐶𝐴0.X𝐴3)
𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴4)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴4
θ4 = (𝑋𝐴4−𝑋𝐴3)
𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴4)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴4
Neraca massa komponen A pada reaktor 5
rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation
FV.CA4 – FV.CA5 – (-rA5).V5 = 0
FV.CA3 – FV.CA4 = (-rA5).V5
𝑉5
𝐹𝑉 =
𝐶𝐴5−𝐶𝐴4
(−𝑟𝐴5)
θ5 = (𝐶𝐴0−𝐶𝐴0.X𝐴5)−(𝐶𝐴0−𝐶𝐴0.X𝐴4)
𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴5)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴5
θ5 = (𝑋𝐴5−𝑋𝐴4)
𝑘.𝐶𝐴0(1−𝑋𝐴5)C𝐵0−3C𝐴0.X𝐴5
Jika diketahui XA0 = 0, XA5 = 0,98 dan agar volume masing-masing reaktor sama
(V1 = V2 = V3 = V4 = V5 = V),
Dengan θ1 = θ2 = θ3 = θ4 = θ5
Untuk : θ1 = θ5 𝑋𝐴4 = 𝑋𝐴5 − 𝑋𝐴1 (1−XA5)(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜.𝑋𝐴5)
(1−XA1)(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜.𝑋𝐴1) ... (13)
Untuk : θ4 = θ5 𝑋𝐴3 = 𝑋𝐴4 − (1−XA4)(𝑋𝐴5−𝑋𝐴4)(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜.𝑋𝐴4)
(1−XA5)(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜.𝑋𝐴5) ... (14)
Untuk θ3 = θ4 𝑋𝐴2 = 𝑋𝐴3 − (1−XA3)(𝑋𝐴4−𝑋𝐴3)(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜.𝑋𝐴3)
(1−XA4)(𝐶𝐵𝑜−3𝐶𝐴𝑜.𝑋𝐴4) .... (15)
diselesaikan dengan metode Newton Raphson berdasarkan persamaan (6) dan (7).
Untuk xA4 dihitung berdasarkan persamaan (13), sedangkan xA3 dihitung
berdasarkan persamaan (14), dan xA2 dihitung berdasarkan persamaan (15).
xA1 xA4 xA3 xA2 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.98 0.0000 -96.0784 -457491.8757 4.0000 0.0000 4.0000
xA1 + ε = 0.9801 -0.0051 -97.3289 -471744.0553 4.0209 0.0000 4.0209
xA1 - ε = 0.9799 0.0051 -94.8505 -443743.2123 3.9793 0.0000 3.9793
f'(xA1) = 208.0083
xA1 new = 0.9608
xA1 xA4 xA3 xA2 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.96077 0.4992 -17.2108 -8261.6838 1.9622 0.0000 1.9623
xA1 + ε = 0.96087 0.4979 -17.3236 -8384.6264 1.9677 0.0000 1.9677
xA1 - ε = 0.96067 0.5006 -17.0989 -8140.8796 1.9569 0.0000 1.9569
f'(xA1) = 53.9484
xA1 new = 0.9244
xA1 xA4 xA3 xA2 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.924397 0.7481 -2.8367 -213.7844 0.9465 -0.0004 0.9469
xA1 + ε = 0.924497 0.7477 -2.8486 -215.2932 0.9480 -0.0004 0.9484
xA1 - ε = 0.924297 0.7485 -2.8249 -212.2885 0.9451 -0.0004 0.9455
f'(xA1) = 14.3968
xA1 new = 0.8586
xA1 xA4 xA3 xA2 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.858625 0.8714 0.0995 -9.0073 0.4431 -0.0075 0.4505
xA1 + ε = 0.858725 0.8714 0.0980 -9.0390 0.4435 -0.0074 0.4509
xA1 - ε = 0.858525 0.8715 0.1009 -8.9758 0.4427 -0.0075 0.4501
f'(xA1) = 3.8283
xA1 new = 0.7409
xA1 xA4 xA3 xA2 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.740942 0.9337 0.7730 0.1401 0.1891 -0.0313 0.2204
xA1 + ε = 0.741042 0.9336 0.7728 0.1389 0.1893 -0.0313 0.2205
xA1 - ε = 0.740842 0.9337 0.7732 0.1413 0.1890 -0.0313 0.2203
f'(xA1) = 1.1738
xA1 new = 0.5532
xA1 xA4 xA3 xA2 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.553156 0.9625 0.9293 0.8645 0.0712 0.1686 -0.0973
xA1 + ε = 0.553256 0.9625 0.9293 0.8644 0.0713 0.1683 -0.0970
xA1 - ε = 0.553056 0.9626 0.9293 0.8646 0.0712 0.1688 -0.0976
f'(xA1) = 2.6809
xA1 new = 0.5895
xA1 xA4 xA3 xA2 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.589455 0.9592 0.9160 0.8234 0.0848 0.0938 -0.0090
xA1 + ε = 0.589555 0.9592 0.9160 0.8233 0.0848 0.0936 -0.0088
xA1 - ε = 0.589355 0.9592 0.9161 0.8236 0.0847 0.0939 -0.0092
f'(xA1) = 2.1952
xA1 new = 0.5936
xA1 xA4 xA3 xA2 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.5936 0.9588 0.9143 0.8177 0.0865 0.0866 -0.0001
xA1 + ε = 0.593661134 0.9588 0.9143 0.8175 0.0865 0.0864 0.0001
xA1 - ε = 0.593461134 0.9588 0.9143 0.8178 0.0864 0.0867 -0.0003
f'(xA1) = 2.1445
xA1 new = 0.5936
xA1 xA4 xA3 xA2 θ1 θ2 f(xA1)
xA1 old = 0.5936 0.9588 0.9143 0.8176 0.0865 0.0865 0.0000
xA1 + ε = 0.593709754 0.9588 0.9142 0.8175 0.0865 0.0863 0.0002
xA1 - ε = 0.593509754 0.9588 0.9143 0.8177 0.0864 0.0867 -0.0002
f'(xA1) = 2.1439
xA1 new = 0.5936
Maka diperoleh xA1 = 0,5936
xA2 = 0,8176
xA3 = 0,9143
xA4 = 0,9588
θ = 0,0865 jam
Volume larutan = Fv x θ
= 65,9314 m3/jam x 0,0865 jam
= 5,7018 m3
Dibuat dengan over design sebesar 20%, maka :
Volume reaktor = 1,2 x volume larutan
= 1,2 x 5,7018 m3
= 6,8421 m3 = 1.807,4789 gal
C. Estimasi harga reaktor
Harga alat diperkirakan dengan persamaan Aries & Newton pada hal. 15
Eb = Ea x (Cb
Ca)0,6
dimana, Eb = harga reaktor b
Ea = harga reaktor a
Ca = kapasitas reaktor a
Cb = kapasitas reaktor b
Berdasarkan buku Peters Timmerhaus diperoleh standar berikut :
Ea = $ 55.000
Ca = 1000 gallon
Tabel 3. Data Tahun dan Indeks Harga (Peters dan Timmerhauss, 2002)
Tahun Indeks Harga
1987 324
1988 343
1989 355
1990 357.6
1991 361.3
1992 358.2
1993 359.2
1994 368.1
1995 381.1
1996 381.7
1997 386.5
1998 389.5
1999 390.6
2000 394.1
2001 394.3
2002 390.4
Gambar 1. Grafik Hubungan Tahun vs Cost Index
Berdasarkan perkiraan indeks harga alat menurut dari Tabel 6-2 (Petrs dan
Timmerhauss, 2002) diperoleh persamaan garis regresi linier pada grafik yaitu y
=4,1315x – 7869,3 dengan nilai x sebagai fungsi tahun, sehingga diperoleh
Dengan y = Index harga
x = Tahun
y = 4.1315x - 7869.3
R² = 0.897
300
320
340
360
380
400
420
440
1985 1990 1995 2000 2005
Cost
Index
Tahun
Cost
Linear (Cost)
Index harga tahun 2002 = 4,1315(2002) – 7869,3 = 390,4000
Index harga tahun 2023 = 4,1315(2023) – 7869,3 = 488,7245
1. Apabila digunakan 1 reaktor :
Volume tanki = 69.668,4224 gallon
Harga alat pada tahun 2002 : Eb = $ 45000 x (69.668,4224
1000)0,6
= $ 574.161,5421
Harga alat pada tahun 2023 = $ 574.161,5421x 488,7245
390,4000
= $ 718.767,4502
2. Apabila digunakan 2 reaktor :
Volume tanki = 9.817,1539 gallon
Harga alat pada tahun 2002 : Eb = $ 45000 x (9.817,1539
1000)0,6
= $ 177.175,5840
Harga alat pada tahun 2023 = $ 177.175,5840 x 488,7245
390,4000
= $ 221.798,2805
Jika digunakan 2 tanki = 2 x $ 221.798,2805 = $ 443.596,5609
3. Apabila digunakan 3 reaktor :
Volume tanki = 4.209,6283 gallon
Harga alat pada tahun 2002 : Eb = $ 45000 x (4.209,6283
1000)0,6
= $ 106.600,3824
Harga alat pada tahun 2023 = $ 106.600,3824 x 488,7245
390,4000
= $ 133.448,3059
Jika digunakan 3 tanki = 3 x $ 133.448,3059 = $ 400.344,9176
4. Apabila digunakan 4 reaktor :
Volume tanki = 2.556,3577 gallon
Harga alat pada tahun 2002 : Eb = $ 45000 x (2.556,3577
1000)0,6
= $ 79.028,8183
Harga alat pada tahun 2023 = $ 79.028,8183x 488,7245
390,4000
= $ 98.932,6837
Jika digunakan 4 tanki = 4 x $ 98.932,6837 = $ 395730.735
5. Apabila digunakan 5 reaktor :
Volume tanki = 1.807,4789 gallon
Harga alat pada tahun 2002 : Eb = $ 45000 x (1.807,4789
1000)0,6
= $ 64.188,3859
Harga alat pada tahun 2023 = $ 64.188,3859 x 488,7245
390,4000
= $ 80.354,6025
Jika digunakan 5 tanki = 5 x $ 80.354,6025 = $ 401.773,0124
6. Penentuan Jumlah Reaktor yang digunakan
Tabel 4. Harga Reaktor berdasarkan jumlah reaktor
Kapasitas
(gallon) Harga
reaktor2002 ($)
Harga reaktor
2023 ($)
Jumlah
reactor Harga total ($)
69,668.4224 574,161.5421 718,767.4502 1 718,767.4502
9,817.1539 177,175.5840 221,798.2805 2 443,596.5609
4,209.6283 106,600.3824 133,448.3059 3 400,344.9176
2,556.3577 79,028.8183 98,932.6837 4 395,730.7350
1807.478897 64188.38591 80354.60248 5 401,773.0124
Gambar 2. Grafik Hubungan Jumlah Reaktor vs Harga Reaktor
Dari hasil perhitungan optimasi reaktor pada Tabel dan grafik di atas, didapatkan
hasil, smakin banyak reaktor yang digunakan maka semakin rendah harga reactor.
Namun pada perhitungan 5 reaktor harganya melonjak naik daripada menggunakan
4 reaktor (4 reaktor : $ 395.730,7350, 5 reaktor : $ 401.773,0124). Dengan data
diatas maka dipilih menggunakan 4 reaktor dengan pertimbangan ekonomi (lebih
murah). Sehingga data yang digunakan pada Reaktor Alir Tangki Berpengaduk
(RATB) seri dengan waktu tinggal reaktor, θ = 0,1223 jam dimana untuk konversi
masing-masing reaktor adalah: XA1 = 0,6627, XA2 = 0,8730 dan XA3 = 0,95.
D. Neraca Massa pada Reaktor
Reaksi yang terjadi:
C3H5(COOR)3 + 3 CH3OH → 3 CH3COOR + C3H8O3
Reaksi samping yang terjadi:
RCOOH + NaOH → NaCOOH + H2O
Dari optimasi reaktor didapatkan :
XA1 = 0,6627
0.0000
100,000.0000
200,000.0000
300,000.0000
400,000.0000
500,000.0000
600,000.0000
700,000.0000
800,000.0000
0 1 2 3 4 5 6
XA2 = 0,8730
XA3 = 0,9500
XA4 = 0,9800
θ = 0,1223 jam
VR = 9,8081 m3 = 2590,9929 gal
1. Neraca Massa Pada Reaktor-01
Tabel 5. Komposisi Bahan Masuk Reakto-01
Komponen Bahan Masuk
kg/jam kgmol/jam
C3H5(COOR)3 44.269,7170 52,2049
RCOOH 110,9517 0.4109
CH3OH 10.023,3321 313,2291
NaOH 442,6972 11,0674
H2O 599,0379 33,2799
Total 55.445,7359 410,1922
Jika konversi reaktor pertama XA1 = 0,6626 maka:
Bahan Bereaksi dan Terbentuk
Reaksi 1
C3H5(COOR)3 bereaksi = XA1 × C3H5(COOR)3 masuk
= 0,6626 × 52,2049 kgmol/jam
= 34,5945 kgmol/jam
CH3OH bereaksi = 3 × C3H5(COOR)3 bereaksi
= 3 × 34,5945 kgmol/jam
= 103,7835 kgmol/jam
CH3COOR terbentuk = 3 × C3H5(COOR)3 bereaksi
= 3 × 34,5945 kgmol/jam
= 103,7835 kgmol/jam
C3H8O3 terbentuk = C3H5(COOR)3 bereaksi
= 34,5945 kgmol/jam
Reaksi 2
RCOOH bereaksi = RCOOH bereaksi
= 0.4109 kgmol/jam
NaOH = RCOOH bereaksi
= 0.4109 kgmol/jam
NaCOOH terbentuk = RCOOH bereaksi
= 0.4109 kgmol/jam
H2O terbentuk = RCOOH bereaksi
= 0.4109 kgmol/jam
Bahan Keluar Reaktor
C3H5(COOR)3 = C3H5(COOR)3 masuk - C3H5(COOR)3 bereaksi
= 52,2049 kgmol/jam - 34,5945 kgmol/jam
= 17,6103 kgmol/jam
CH3OH = CH3OH masuk - CH3OH bereaksi
= 313,2291 kgmol/jam – 103,7835 kgmol/jam
= 209,4456 kgmol/jam
RCOOH = RCOOH masuk – RCOOH bereaksi
= 0.4109 kgmol/jam - 0.4109 kgmol/jam
= 0 kgmol/jam
NaOH = NaOH masuk – NaOH bereaksi
= 11.0674 kgmol/jam - 0.4109 kgmol/jam
= 10,6565 kgmol/jam
CH3COOR = CH3COOR terbentuk
= 103,78351 kgmol/jam
C3H8O3 = C3H8O3 terbentuk
= 34,5945 kgmol/jam
NaCOOH = NaCOOH terbentuk
= 0.4109 kgmol/jam
H2O = H2O masuk + H2O terbentuk
= 33,2799 kgmol/jam + 0.4109 kgmol/jam
= 33,6908 kgmol/jam
Tabel 6. Neraca Massa Reaktor-01
2. Neraca Massa Pada Reaktor-02
Tabel 7. Komposisi Bahan Masuk Reakto-02
Komponen Bahan Masuk
kg/jam kgmol/jam
C3H5(COOR)3 14.933,5709 17,6103
CH3OH 6.702,2590 212,342
RCOOH - 0
NaOH 426,2599 10,6565
CH3COOR 29.474,5241 103,7835
C3H8O3 3.182,6951 35,5945
NaCOOH 119,9922 0,4109
H2O 606,4347 33,6908
Total 55.445,7359 410,1922
Jika konversi reaktor dua XA2 = 0,8730 maka:
Bahan Bereaksi dan Terbentuk
Komponen Masuk Keluar
(kg/jam) (kg/jam)
C3H5(COOR)3 44.269,7170 14.933,5709
CH3OH 10.023,3321 6.702,2590
RCOOH 110,9517 -
NaOH 442,6972 426,2599
CH3COOR - 29.474,5241
C3H8O3 - 3.182,6951
NaCOOH - 119,9922
H2O 599,0379 606,4347
Total 55.445,7359 55.445,7359
C3H5(COOR)3 bereaksi = (XA1 – XA2) × C3H5(COOR)3 masuk
= 0,2103 × 52,9240 kgmol/jam
= 10,9788 kgmol/jam
CH3OH bereaksi = 3 × C3H5(COOR)3 bereaksi
= 3 × 10,9788 kgmol/jam
= 32,9363 kgmol/jam
CH3COOR terbentuk = 3 × C3H5(COOR)3 bereaksi
= 3 × 10,9788 kgmol/jam
= 32,9363 kgmol/jam
C3H8O3 terbentuk = C3H5(COOR)3 bereaksi
= 10,9788 kgmol/jam
Bahan Keluar Reaktor
C3H5(COOR)3 = C3H5(COOR)3 masuk - C3H5(COOR)3 bereaksi
= 17,6103 kgmol/jam - 10,9788 kgmol/jam
= 6,7233 kgmol/jam
CH3OH = CH3OH masuk - CH3OH bereaksi
= 212,342 kgmol/jam – 32,9363 kgmol/jam
= 176,50932 kgmol/jam
NaOH = NaOH masuk
= 10,6565 kgmol/jam
CH3COOR = CH3COOR masuk + CH3COOR terbentuk
= 103,7835 kgmol/jam + 32,9363 kgmol/jam
= 138,7198 kgmol/jam
C3H8O3 = C3H8O3 masuk + C3H8O3 terbentuk
= 35,5945 kgmol/jam + 10,9788 kgmol/jam
= 45,5732 kgmol/jam
NaCOOH = NaCOOH masuk
= 0.4109 kgmol/jam
H2O = H2O masuk
= 33,6908 kgmol/jam
Tabel 8. Neraca Massa Reaktor-02
Komponen Masuk Keluar
(kg/jam) (kg/jam)
C3H5(COOR)3 14.933,5709 5.623,5846 CH3OH 6.702,2590 5.648,2983 NaOH 426,2599 426,2599
CH3COOR 29.474,5241 38.828,4254 C3H8O3 3.182,6951 4.192,7408 NaCOOH 119,9922 119,9922
H2O 606,4347 606,4347
Total 55.445,7359 55.445,7359
3. Neraca Massa Pada Reaktor-03
Tabel 9. Komposisi Bahan Masuk Reakto-03
Komponen Bahan Masuk
kg/jam kgmol/jam
C3H5(COOR)3 5.623,5846 6,6316
CH3OH 5.648,2983 176,5093
RCOOH 0 0
NaOH 426,2599 10,6565
CH3COOR 38.828,4254 136,7198
C3H8O3 4.192,7408 45,5733
NaCOOH 119,9922 0,4109
H2O 606,4347 33,6908
Total 55.445,7359 410,1922
Jika konversi reaktor tiga XA3 = 0,95 maka:
Bahan Bereaksi dan Terbentuk
C3H5(COOR)3 bereaksi = (XA3 – XA2) × C3H5(COOR)3 masuk
= 0,0770 × 52,2-49 kgmol/jam
= 4,0231 kgmol/jam
CH3OH bereaksi = 3 × C3H5(COOR)3 bereaksi
= 3 × 4,0231 kgmol/jam
= 12,0693 kgmol/jam
CH3COOR terbentuk = 3 × C3H5(COOR)3 bereaksi
= 3 × 4,0231 kgmol/jam
= 12,0693 kgmol/jam
C3H8O3 terbentuk = C3H5(COOR)3 bereaksi
= 4,0231 kgmol/jam
Bahan Keluar Reaktor
C3H5(COOR)3 = C3H5(COOR)3 masuk - C3H5(COOR)3 bereaksi
= 6,6316 kgmol/jam - 4,0231 kgmol/jam
= 2,6084 kgmol/jam
CH3OH = CH3OH masuk - CH3OH bereaksi
= 176,5093 kgmol/jam – 12,0693 kgmol/jam
= 164,3999 kgmol/jam
NaOH = NaOH masuk
= 10,6564 kgmol/jam
CH3COOR = CH3COOR masuk + CH3COOR terbentuk
= 136,7198 kgmol/jam + 12,0693 kgmol/jam
= 153,4823 kgmol/jam
C3H8O3 = C3H8O3 masuk + C3H8O3 terbentuk
= 45,5733 kgmol/jam + 4,0231 kgmol/jam
= 51,1608 kgmol/jam
NaCOOH = NaCOOH masuk
= 0.4109 kgmol/jam
H2O = H2O masuk
= 33,6908 kgmol/jam
Tabel 10. Neraca Massa Reaktor-03
Komponen Masuk Keluar
(kg/jam) (kg/jam)
C3H5(COOR)3 5.623,5846 2.211,9859
CH3OH 5.648,2983 5.262,0796
NaOH 426,2599 426,2599
CH3COOR 38.828,4254 42.256,1166
C3H8O3 4.192,7408 4.562,8671
NaCOOH 119,9922 119,9922
H2O 606,4347 606,4347
Total 55.445,7359 55.445,7359
4. Neraca Massa Pada Reaktor-04
Tabel 11. Komposisi Bahan Masuk Reakto-04
Komponen Bahan Masuk
kg/jam kgmol/jam
C3H5(COOR)3 2.211,9859 2,6085
CH3OH 5.262,0796 164,4400
RCOOH 0 0
NaOH 426,2599 10,6565
CH3COOR 42.256,1166 148,7891
C3H8O3 4.562,8671 49,5964
NaCOOH 119,9922 0,4109
H2O 606,4347 33,6908
Total 55.445,7359 410,1922
Jika konversi reaktor empat XA4 = 0,98 maka:
Bahan Bereaksi dan Terbentuk
C3H5(COOR)3 bereaksi = (XA4 – XA3) × C3H5(COOR)3 masuk
= 0,0299 × 52,2049 kgmol/jam
= 1,5643 kgmol/jam
CH3OH bereaksi = 3 × C3H5(COOR)3 bereaksi
= 3 × 1,5643 kgmol/jam
= 4,6931 kgmol/jam
CH3COOR terbentuk = 3 × C3H5(COOR)3 bereaksi
= 3 × 1,5643 kgmol/jam
= 4,6931 kgmol/jam
C3H8O3 terbentuk = C3H5(COOR)3 bereaksi
= 1,5643 kgmol/jam
Bahan Keluar Reaktor
C3H5(COOR)3 = C3H5(COOR)3 masuk - C3H5(COOR)3 bereaksi
= 2,6085 kgmol/jam – 1,5643 kgmol/jam
= 1,0441 kgmol/jam
CH3OH = CH3OH masuk - CH3OH bereaksi
= 164,4400 kgmol/jam – 4,6931 kgmol/jam
= 159,7469 kgmol/jam
NaOH = NaOH masuk
= 10,6565 kgmol/jam
CH3COOR = CH3COOR masuk + CH3COOR terbentuk
= 148,7891 kgmol/jam + 4,6931 kgmol/jam
= 153,4823 kgmol/jam
C3H8O3 = C3H8O3 masuk + C3H8O3 terbentuk
= 49,5964 kgmol/jam + 1,5643 kgmol/jam
= 51,1608 kgmol/jam
NaCOOH = NaCOOH masuk
= 0.4109 kgmol/jam
H2O = H2O masuk
= 33,6908 kgmol/jam
Tabel 12. Neraca Massa Reaktor-04
D. Perhitungan neraca panas
Data kapasitas panas bahan (Yaws, 1999)
Komponen A B C D
C3H5(COOR)3 278,686 2,5434 -5,4355E-03 4,9240E-06
RCOOH 86,29 3,5237 -7,3217E-03 6,1001E-06
CH3OH 40,152 0,3105 -1,0291E-03 1,4598E-06
NaOH 87,639 -4,8368E-04 -4,5423E-06 1,1863E-09
H2O 92,053 -3,9953E-02 -2,1103E-04 5,3469E-07
CH3COOR 270,763 2,3436 -5,4898E-03 5,4072E-06
C3H8O3 90,105 0,8601 -1,9745E-03 1,8068E-06
NaCOOH 0,5293
Dengan Cp = A + BT + CT2 + DT3 + ET4
Dimana Cp dalam J/gmol.K dan T dalam K.
Data panas pembentukan bahan, ΔHfo pada suhu 25oC (Yaws, 1999, Lange’s,
1975 dan Perry,1999) :
Komponen ∆Hf (kJoule/mol)
C3H5(COOR)3 -910,900
RCOOH -730,297
CH3OH -239,100
NaOH -425,600
H2O -242,185
CH3COOR -401,110
C3H8O3 -584,865
NaCOOH -158,312
Komponen Masuk Keluar
(kg/jam) (kg/jam)
C3H5(COOR)3 2.211,9859 885,3943
CH3OH 5.262,0796 5.111,8994
NaOH 426,2599 426,2599
CH3COOR 42.256,1166 43.588,9656
C3H8O3 4.562,8671 4.706,7897
NaCOOH 119,9922 119,9922
H2O 606,4347 606,4347
Total 55.445,7359 55.445,7359
Persamaan neraca panas pada reaktor :
Rate of input – rate of output + rate of generation = rate of accumulation
Pada keadaan steady, tidak ada akumulasi, sehingga persamaan diatas dapat
dituliskan menjadi :
Qin – Qout + QR + Q = 0
Dimana :
Qin = panas yang dimiliki umpan masuk reaktor
Qout = panas yang dimiliki oleh produk keluar reaktor
QR = panas reaksi
Q = panas yang ditransfer ke lingkungan
1. Perhitungan neraca panas pada R-01
Dari penentuan jumlah reaktor diperoleh konversi reaktor (R-01) = 66,26%
Hasil perhitungan neraca massa di R-01 sebagai berikut:
Tabel 13. Tabel Neraca Massa R-01
Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
C3H5(COOR)3 44.269,7170 14.933,5709
CH3OH 10.023,3321 6.702,2590
RCOOH 110,9517 -
NaOH 442,6972 426,2599
CH3COOR - 29.474,5241
C3H8O3 - 3.182,6951
NaCOOH - 119,9922
H2O 599,0379 606,4347
Total
55.445,7359 55.445,7359
Menghitung panas masuk (Q.in)
a. C3H5(COOR)3
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa masuk = 44.269,7170 kg/jam × kmol 848
kg 1
= 52,2049 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 52.204.8549 mol/jam
Q.in = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 52.204.8549 mol/jam ×
2
2,5434)298343(686,278
= (3432 – 2982) + 3
10.435,5 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.924,4 446
= 1.638.576.631,0520 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 391.636,2006 kcal/jam
b. RCOOH
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa masuk = 110,9517 kg/jam × kmol 270
kg 1
= 0,4109 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 410.9321 mol/jam
Q.in = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 410.9321mol/jam ×
2
3,5237)298343(29,86
= (3432 – 2982) + 3
10.321,7 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.1001,6 446
= 12.281.050,7321 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 2.935,2939 kcal/jam
c. CH3OH
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa masuk = 10.023,3321 kg/jam × kmol 32
kg 1
= 313,2291 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 313.229,1294 mol/jam
Q.in = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 313.229,1294 mol/jam ×
2
0,3105)298343(152,40
= (3432 – 2982) + 3
10.0291,1 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.4598,1 446
= 1.156.767.194,7788 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 276,478,9272 kcal/jam
d. NaOH
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa masuk = 442,6972 kg/jam × kmol 40
kg 1
= 11,0674 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 11.067,492 mol/jam
Q.in = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 11.067,492 mol/jam ×
2
104,836.-)298343(639,87
4
= (3432 – 2982) + 3
10.5423,4 6(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.1863,1 449
= 43.356.813,3935 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 10,362.7120 kcal/jam
e. H2O
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa masuk = 599,0379 kg/jam × kmol 18
kg 1
= 33,2799 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 33.279,8854 mol/jam
Q.in = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 33.279,8854 mol/jam ×
2
103,995.-)298343(053,92
2
= (3432 – 2982) + 3
10.1103,2 4(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.3469,5 447
= 112.656.769,3331 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 26.926,0944 kcal/jam
Maka, jumlah panas masuk total (Q.in total)
Q.in total = Q.in C3H5(COOR)3 + Q.in RCOOH + Q.in CH3OH + Q.in NaOH
+ Q.in H2O
= (391.636,2006 + 2.935,2939 + 276,478,9272 + 10,362.7120 +
26.926,0944) kcal/jam
= 708.339,2282kcal/jam
Menghitung panas reaksi (Qr)
ΔHr = (Σ δi Δhfi) produk – (Σ δi Δhfi) reaktan
= (3Hf CH3COOR + Hf C3H8O3 ) (Hf C3H5(COOR)3 + 3Hf CH3OH )
= (3(-401,110) + (-584,865)) – ((-910,900) +3(-239,100))
= -159,9954 kJ/mol × kmol 1
mol 1000
kJ 1
kcal 0,23901
= -38.240,5123 kcal/kmol
C3H5(COOR)3 bereaksi (m) = 35,0730 kmol/jam, Maka;
Qr = m × (– ΔHr)
= 34,5945 kmol/jam × (– (–38.240,5123 kcal/kmol))
= 1.322.911,8566 kcal/jam
ΔHr = (Σ δi Δhfi) produk – (Σ δi Δhfi) reaktan
= (Hf NaCOOR + Hf H2o ) (Hf RCOOR + Hf NaOH )
= ((-158,312) + (-242,185)) – ((-730,297) +(-425,600))
= 755,4002 kJ/mol × kmol 1
mol 1000
kJ 1
kcal 0,23901
= 180.548,1937 kcal/kmol
RCOOH bereaksi (m) = 0,4166 kgmol/jam
Qr = m × (– ΔHr)
= 0,4109 kmol/jam × (– (180.548,1937 kcal/kmol))
= -74.193,0514 kcal/jam
Qr total = 1.322.911,8566 kcal/jam + (-74.193,0514 kcal/jam)
= 1.248.718,8051 kcal/jam
Menghitung panas keluar (Q.out)
a. C3H5(COOR)3
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 14.933,5709 kg/jam × kmol 848
kg 1
= 17,6103 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 17.610,3430 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 17.610,3430 mol/jam ×
2
2,5434)298343(686,278
= (3432 – 2982) + 3
10.435,5 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.924,4 446
= 552.743.545,4011 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 132.111,2348 kcal/jam
b. RCOOH
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 0 kg/jam × kmol 270
kg 1
= 0 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 0 mol/jam ×
2
3,5237)298343(29,86
= (3432 – 2982) + 3
10.321,7 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.1001,6 446
= 0 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 0 kcal/jam
c. CH3OH
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 6.702,2590 kg/jam × kmol 32
kg 1
= 209,4456 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 209.445,5938 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 209.445,5938 mol/jam ×
2
0,3105)298343(152,40
= (3432 – 2982) + 3
10.0291,1 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.4598,1 446
= 773.490.615,3734 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 184.871,9920 kcal/jam
d. NaOH
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 426,2599 kg/jam × kmol 40
kg 1
= 10,6565 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 10.656,4971 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 10.656,4971 mol/jam ×
2
104,836.-)298343(639,87
4
= (3432 – 2982) + 3
10.5423,4 6(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.1863,1 449
= 41.746.980,9089 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 9.977,9459 kcal/jam
e. H2O
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 606,4347 kg/jam × kmol 18
kg 1
= 33,6908 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 33.690,8175 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 33.690,8175 mol/jam ×
2
103,995.-)298343(053,92
2
= (3432 – 2982) + 3
10.1103,2 4(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.3469,5 447
= 114.047.828,3498 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 27.258,5715 kcal/jam
f. CH3COOR
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 29.474,5241 kg/jam × kmol 18
kg 1
= 103,7835 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 103.783,5356 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 103.783,5356 mol/jam ×
2
3436,2)298343(763,270
= (3432 – 2982) + 3
10.4898,5 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.4072,5 446
= 2.970.000.260,4936 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 709.859,7623 kcal/jam
g. C3H8O3
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 3.182,6951 kg/jam × kmol 18
kg 1
= 34,5945 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 34.594,5119 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 34.594,5119 mol/jam ×
2
8601,0)298343(105,90
= (3432 – 2982) + 3
10.9745,1 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.8068,1 446
= 346.189.874,2756 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 82.742,8419 kcal/jam
h. NaCOOH
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 119,9922 kg/jam × kmol 292
kg 1
= 0,4109 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 410,9321 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 410,9321 mol/jam × )298343(5293,0
= 9.787,7866 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 2,3394 kcal/jam
Maka, jumlah panas keluar total (Q.out total)
Q.out total = Q.out C3H5(COOR)3 + Q.out RCOOH + Q.out CH3OH +
Q.out NaOH + Q.out H2O + Q.out CH3COOR + Q.out
C3H8O3 + Q.out NaCOOH
= (132.111,2348 + 0 + 184.871,9920 + 9.977,9459 +
27.258,5715 + 709.859,7623 + 82.742,8419 + 2,3394)
kcal/jam=
= 1.146.824,6876 kcal/jam
Neraca panas di R-01
Q.in – Q.out + Qr + Q = 0
Q = Q.out – Qr – Q.in
= (1.146.824,6876 – 1.248.718,8051 – 708.339,2282) kcal/jam
= -810.233,3456 kcal/jam
Q bernilai negatif menunjukkan panas yang dilepas dari reaktor (sistem).
Q pendingin = |Q| – Qloss
= (810.233,3456 – 2.553,7134) kcal/jam
= 807.679,6323 kcal/jam
Tabel 14. Neraca Panas Reaktor 1
Komponen Masuk Keluar
(kkal/jam) (kkal/jam)
C3H5(COOR)3 391.636,2006 132.111,2348
CH3OH 276.478,9272 184.871,9920
RCOOH 2.935,2939 -
NaOH 10.362,7120 9.977,9459
CH3COOR 709.859,7623
C3H8O3 82.742,8419
NaCOOH 2,3394
H2O 26.926,0944 27.258,5715
Panas Reaksi (Q.r) 1.248.718,8051
Panas Hilang (Q.loss) 2.553,7134
Q Pendingin 807.679,6323
Total 1.957.058,0333 1.957.058,0333
2. Perhitungan neraca panas pada R-02
Berdasarkan hasil perhitungan konversi di reaktor, diperoleh konversi
pertama (R-01) sebesar 66,26% dan keluar reaktor kedua (R-02) sebesar
87,29%.
Hasil perhitungan neraca massa di R-02 sebagai berikut:
Tabel 15. Neraca Massa Reaktor 2
Komponen Masuk Keluar
(kg/jam) (kg/jam)
C3H5(COOR)3 14.933,5709 5.623,5846
CH3OH 6.702,2590 5.648,2983
NaOH 426,2599 426,2599
CH3COOR 29.474,5241 38.828,4254
C3H8O3 3.182,6951 4.192,7408
NaCOOH 119,9922 119,9922
H2O 606,4347 606,4347
Total 55.445,7359 55.445,7359
Menghitung panas masuk (Q.in)
a. C3H5(COOR)3
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa masuk = 14.933,5709 kg/jam × kmol 848
kg 1
= 17,6103 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 17.610,3430 mol/jam
Q.in = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 17.610,3430 mol/jam ×
2
2,5434)298343(686,278
= (3432 – 2982) + 3
10.435,5 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.924,4 446
= 552,743,545.4011 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 132,111.2348 kcal/jam
b. CH3OH
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa masuk = 6,702.2590 kg/jam × kmol 32
kg 1
= 209.4456 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 209,445.5938 mol/jam
Q.in = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 209,445.5938 mol/jam ×
2
0,3105)298343(152,40
= (3432 – 2982) + 3
10.0291,1 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.4598,1 446
= 773,490,615.3734 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 184,871.9920 kcal/jam
c. NaOH
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa masuk = 426.2599 kg/jam × kmol 40
kg 1
= 10.6565 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 10,656.4971 mol/jam
Q.in = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 10,656.4971 mol/jam ×
2
104,836.-)298343(639,87
4
= (3432 – 2982) + 3
10.5423,4 6(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.1863,1 449
= 41,746,980.9089 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 9,977.9459 kcal/jam
d. H2O
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa masuk = 606.4347 kg/jam × kmol 18
kg 1
= 33.6908 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 33,690.8175 mol/jam
Q.in = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 33,690.8175 mol/jam ×
2
103,995.-)298343(053,92
2
= (3432 – 2982) + 3
10.1103,2 4(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.3469,5 447
= 114,047,828.3498 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 27,258.5715 kcal/jam
e. CH3COOR
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa masuk = 29,474.5241 kg/jam × kmol 18
kg 1
= 103.7835 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 103,783.5356 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 103,783.5356 mol/jam ×
2
3436,2)298343(763,270
= (3432 – 2982) + 3
10.4898,5 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.4072,5 446
= 2,970,000,260.4936 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 709,859.7623 kcal/jam
f. C3H8O3
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 3,182.6951 kg/jam × kmol 18
kg 1
= 34.5945 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 34,594.5119 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 34,594.5119 mol/jam ×
2
8601,0)298343(105,90
= (3432 – 2982) + 3
10.9745,1 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.8068,1 446
= 346,189,874.2756 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 82,742.8419 kcal/jam
g. NaCOOH
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 119.9922 kg/jam × kmol 292
kg 1
= 0.4109 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 410.9321 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 410.9321mol/jam × )298343(5293,0
= 9,787.7866 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 2.3394 kcal/jam
Maka, jumlah panas masuk total (Q.in total)
Q.in total = Q.in C3H5(COOR)3 + Q.in CH3OH + Q.in NaOH + Q.in H2O +
Q.in C3H8O3 + Q.in NaCOOH
= (132,111.2348+ 184,871.9920 + 9,977.9459+ 27,258.5715+
709,859.7623+ 82,742.8419 + 2.3394) kcal/jam
= 1,146,824.6876 kcal/jam
Menghitung panas reaksi (Qr)
ΔHr = (Σ δi Δhfi) produk – (Σ δi Δhfi) reaktan
= (3Hf CH3COOR + Hf C3H8O3 ) (Hf C3H5(COOR)3 + 3Hf CH3OH )
= (3(-401,110) + (-584,865)) – ((-910,900) +3(-239,100))
= -159,9954 kJ/mol × kmol 1
mol 1000
kJ 1
kcal 0,23901
= -38.240,5123 kcal/kmol
CH3H5(COOR)3 bereaksi (m) = 11,1306 kmol/jam
Maka,
Qr = m × (– ΔHr)
= 10.9788 kmol/jam × (– (–38.240,5123 kcal/kmol))
= 419833.3085kcal/jam
Menghitung panas keluar (Q.out)
a. C3H5(COOR)3
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 5,623.5846 kg/jam × kmol 848
kg 1
= 6.6316 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 6,631.5856 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 6,631.5856 mol/jam ×
2
2,5434)298343(686,278
= (3432 – 2982) + 3
10.435,5 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.924,4 446
= 208,148,480.6715 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 49,749.5684 kcal/jam
b. CH3OH
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 5,648.2983 kg/jam × kmol 32
kg 1
= 176.5093 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 176,509.3216 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 176,509.3216 mol/jam ×
2
0,3105)298343(152,40
= (3432 – 2982) + 3
10.0291,1 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.4598,1 446
= 651,855,697.9677 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 155,800.0304 kcal/jam
c. NaOH
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 426.2599 kg/jam × kmol 40
kg 1
= 10.6565 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 10,656.4971 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 10,656.4971 mol/jam ×
2
104,836.-)298343(639,87
4
= (3432 – 2982) + 3
10.5423,4 6(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.1863,1 449
= 41,746,980.9089 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 9,977.9459 kcal/jam
d. H2O
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 606.4347 kg/jam × kmol 18
kg 1
= 33.6908 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 33,690.8175 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 33,690.8175 mol/jam ×
2
103,995.-)298343(053,92
2
= (3432 – 2982) + 3
10.1103,2 4(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.3469,5 447
= 114,047,828.3498 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 27,258.5715 kcal/jam
e. CH3COOR
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 38,828.4254 kg/jam × kmol 18
kg 1
= 136.7198 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 136,719.8078 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 136,719.8078 mol/jam ×
2
3436,2)298343(763,270
= (3432 – 2982) + 3
10.4898,5 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.4072,5 446
= 3,912,546,076.7303 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 935,137.6378 kcal/jam
f. C3H8O3
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 4,192.7408 kg/jam × kmol 18
kg 1
= 45.5733 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 45,573.2693 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 45,573.2693 mol/jam ×
2
8601,0)298343(105,90
= (3432 – 2982) + 3
10.9745,1 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.8068,1 446
= 456,055,123.0981 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 109,001.7350 kcal/jam
g. NaCOOH
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 119.9922 kg/jam × kmol 292
kg 1
= 0.4109 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 410.9321 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 410.9321 mol/jam × )298343(5293,0
= 9,787.7866 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 2.3394 kcal/jam
Maka, jumlah panas keluar total (Q.out total)
Q.out total = Q.out C3H5(COOR)3 + Q.out RCOOH + Q.out CH3OH +
Q.out NaOH + Q.out H2O + Q.out CH3COOR + Q.out
C3H8O3 + Q.out NaCOOH
= (49,749.5684+ 0 + 155,800.0304+ 9,977.9459+
27,258.5715+ 935,137.6378+ 109,001.7350 + 2.3394)
kcal/jam=
= 1,286,927.8282 kcal/jam
Neraca panas di R-02
Q.in – Q.out + Qr + Q = 0
Q = Q.out – Qr – Q.in
= (1,286,927.8282– 419833.3085 – 1,146,824.6876) kcal/jam
= -279,730.1679 kcal/jam
Q bernilai negatif menunjukkan panas yang dilepas dari reaktor (sistem).
Q pendingin = |Q| – Qloss
= (279,730.1679 – 2,553.7134) kcal/jam
= 277,176.4545 kcal/jam
Tabel 16. Neraca Panas Reaktor 2
Komponen Masuk Keluar
(kkal/jam) (kkal/jam)
C3H5(COOR)3 132,111.2348 49,749.5684
CH3OH 184,871.9920 155,800.0304
NaOH 9,977.9459 9,977.9459
CH3COOR 709,859.7623 935,137.6378
C3H8O3 82,742.8419 109,001.7350
NaCOOH 2.3394 2.3394
H2O 27,258.5715 27,258.5715
Panas Reaksi (Q.r) 419,833.3085
Panas Hilang (Q.loss) 2,553.7134
Q Pendingin 277,176.4545
Total 1,566,657.9961 1,566,657.9961
3. Perhitungan neraca panas pada R-03
Berdasarkan hasil perhitungan konversi di reaktor, diperoleh konversi
reaktor pertama (R-01) sebesar 66,26% ,reaktor kedua (R-02) sebesar
87,29% dan reaktor ketiga (R-03) sebesar 95%
Hasil perhitungan neraca massa di R-03 sebagai berikut:
Tabel 17. Neraca Massa Reaktor 3
Komponen Masuk Keluar
(kg/jam) (kg/jam)
C3H5(COOR)3 5,623.5846 2,211.9859
CH3OH 5,648.2983 5,262.0796
NaOH 426.2599 426.2599
CH3COOR 38,828.4254 42,256.1166
C3H8O3 4,192.7408 4,562.8671
NaCOOH 119.9922 119.9922
H2O 606.4347 606.4347
Total 55,445.7359 55,445.7359
Menghitung panas masuk (Q.in)
a. C3H5(COOR)3
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa masuk = 5,623.5846 kg/jam × kmol 848
kg 1
= 6.6316 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 6,631.5856 mol/jam
Q.in = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 6,631.5856 mol/jam ×
2
2,5434)298343(686,278
= (3432 – 2982) + 3
10.435,5 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.924,4 446
= 208,148,480.6715 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 49,749.5684 kcal/jam
b. CH3OH
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa masuk = 5,648.2983 kg/jam × kmol 32
kg 1
= 176.5093 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 176,509.3216 mol/jam
Q.in = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 176,509.3216 mol/jam ×
2
0,3105)298343(152,40
= (3432 – 2982) + 3
10.0291,1 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.4598,1 446
= 651,855,697.9677 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 155,800.0304 kcal/jam
c. NaOH
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa masuk = 426.2599 kg/jam × kmol 40
kg 1
= 10.6565 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 10,656.4971 mol/jam
Q.in = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 10,656.4971 mol/jam ×
2
104,836.-)298343(639,87
4
= (3432 – 2982) + 3
10.5423,4 6(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.1863,1 449
= 41,746,980.9089 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 9,977.9459 kcal/jam
d. H2O
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa masuk = 606.4347 kg/jam × kmol 18
kg 1
= 33.6908 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 33,690.8175 mol/jam
Q.in = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 33,690.8175 mol/jam ×
2
103,995.-)298343(053,92
2
= (3432 – 2982) + 3
10.1103,2 4(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.3469,5 447
= 114,047,828.3498 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 27,258.5715 kcal/jam
h. CH3COOR
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa masuk = 38,828.4254 kg/jam × kmol 18
kg 1
= 136.7198 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 136,719.8078 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 136,719.8078 mol/jam ×
2
3436,2)298343(763,270
= (3432 – 2982) + 3
10.4898,5 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.4072,5 446
= 3,912,546,076.7303 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 935,137.6378 kcal/jam
i. C3H8O3
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 4,192.7408 kg/jam × kmol 18
kg 1
= 45.5733 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 45,573.2693 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 45,573.2693 mol/jam ×
2
8601,0)298343(105,90
= (3432 – 2982) + 3
10.9745,1 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.8068,1 446
= 456,055,123.0981 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 109,001.7350 kcal/jam
j. NaCOOH
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 119.9922 kg/jam × kmol 292
kg 1
= 0.4109 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 410.9321 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 410.9321mol/jam × )298343(5293,0
= 9,787.7866 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 2.3394 kcal/jam
Maka, jumlah panas masuk total (Q.in total)
Q.in total = Q.in C3H5(COOR)3 + Q.in CH3OH + Q.in NaOH + Q.in H2O +
Q.in CH3COOR + Q.in C3H8O3 + Q.in NaCOOH
= (49,749.5684+ 155,800.0304+ 9,977.9459+ 27,258.5715+
935,137.6378+ 109,001.7350 + 2.3394) kcal/jam
= 1,286,927.8282 kcal/jam
Menghitung panas reaksi (Qr)
ΔHr = (Σ δi Δhfi) produk – (Σ δi Δhfi) reaktan
= (3Hf CH3COOR + Hf C3H8O3 ) (Hf C3H5(COOR)3 + 3Hf CH3OH )
= (3(-401,110) + (-584,865)) – ((-910,900) +3(-239,100))
= -159,9954 kJ/mol × kmol 1
mol 1000
kJ 1
kcal 0,23901
= -38.240,5123 kcal/kmol
CH3H5(COOR)3 bereaksi (m) = 4.0231 kmol/jam
Maka,
Qr = m × (– ΔHr)
= 4.0231 kmol/jam × (– (–38.240,5123 kcal/kmol))
= 153845.8530 kcal/jam
Menghitung panas keluar (Q.out)
a. C3H5(COOR)3
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 2,211.9859 kg/jam × kmol 848
kg 1
= 2.6085 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 2,608.4739 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 2,608.4739 mol/jam ×
2
2,5434)298343(686,278
= (3432 – 2982) + 3
10.435,5 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.924,4 446
= 81,873,312.4072 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 19,568.5404 kcal/jam
b. CH3OH
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 5,262.0796 kg/jam × kmol 32
kg 1
= 164.4400 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 164,439.9864 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 164,439.9864 mol/jam ×
2
0,3105)298343(152,40
= (3432 – 2982) + 3
10.0291,1 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.4598,1 446
= 607,283,180.1510 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 145,146.7529 kcal/jam
c. NaOH
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 426.2599 kg/jam × kmol 40
kg 1
= 10.6565 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 10,656.4971 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 10,656.4971 mol/jam ×
2
104,836.-)298343(639,87
4
= (3432 – 2982) + 3
10.5423,4 6(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.1863,1 449
= 41,746,980.9089 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 9,977.9459 kcal/jam
d. H2O
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 606.4347 kg/jam × kmol 18
kg 1
= 33.6908 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 33,690.8175 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 33,690.8175 mol/jam ×
2
103,995.-)298343(053,92
2
= (3432 – 2982) + 3
10.1103,2 4(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.3469,5 447
= 114,047,828.3498 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 27,258.5715kcal/jam
e. CH3COOR
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 42,256.1166 kg/jam × kmol 18
kg 1
= 148.7891 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 148,789.1430 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 148,789.1430 mol/jam ×
2
3436,2)298343(763,270
= (3432 – 2982) + 3
10.4898,5 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.4072,5 446
= 4,257,937,359.7872 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 1,017,689.6084 kcal/jam
f. C3H8O3
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 4,562.8671 kg/jam × kmol 18
kg 1
= 49.5964 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 49,596.3810 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 49,596.3810 mol/jam ×
2
8601,0)298343(105,90
= (3432 – 2982) + 3
10.9745,1 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.8068,1 446
= 496,314,703.6940 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 118,624.1773 kcal/jam
g. NaCOOH
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 119.9922 kg/jam × kmol 292
kg 1
= 0.4109 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 410.9321 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 410.9321 mol/jam × )298343(5293,0
= 9,787.7866 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 2.3394 kcal/jam
Maka, jumlah panas keluar total (Q.out total)
Q.out total = Q.out C3H5(COOR)3 + Q.out CH3OH + Q.out NaOH +
Q.out H2O + Q.out CH3COOR + Q.out C3H8O3 + Q.out
NaCOOH
= (19,568.5404+ 145,146.7529+ 9,977.9459+ 27,258.5715+
1,017,689.6084+ 118,624.1773+ 2.3394) kcal/jam=
= 1,338,267.9357 kcal/jam
Neraca panas di R-03
Q.in – Q.out + Qr + Q = 0
Q = Q.out – Qr – Q.in
= (1,338,267.9357– 153845.8530– 1,286,927.8282) kcal/jam
= -102,505.7455 kcal/jam
Q bernilai negatif menunjukkan panas yang dilepas dari reaktor (sistem).
Q pendingin = |Q| – Qloss
= (102,505.7455 – 2,553.7134) kcal/jam
= 99,952.0322 kcal/jam
Tabel 18. Neraca Panas Reaktor 3
Komponen Masuk Keluar
(kkal/jam) (kkal/jam)
C3H5(COOR)3 49,749.5684 19,568.5404
CH3OH 155,800.0304 145,146.7529
NaOH 9,977.9459 9,977.9459
CH3COOR 935,137.6378
1,017,689.6084
C3H8O3 109,001.7350 118,624.1773
NaCOOH 2.3394 2.3394
H2O 27,258.5715 27,258.5715
Panas Reaksi (Q.r) 153,845.8530
Panas Hilang (Q.loss) 2,553.7134
Q Pendingin 99,952.0322
Total 1,440,773.6813 1,440,773.6813
4. Perhitungan neraca panas pada R-04
Berdasarkan hasil perhitungan konversi di reaktor, diperoleh konversi
reaktor pertama (R-01) sebesar 66,26% ,reaktor kedua (R-02) sebesar
87,29% ,reaktor ketiga (R-03) sebesar 95% dan reactor keempat (R-04) 98%
Hasil perhitungan neraca massa di R-04 sebagai berikut:
Tabel 19. Neraca Massa Reaktor 4
Komponen Masuk Keluar
(kg/jam) (kg/jam)
C3H5(COOR)3 2,211.9859 885.3943
CH3OH 5,262.0796 5,111.8994
NaOH 426.2599 426.2599
CH3COOR 42,256.1166 43,588.9656
C3H8O3 4,562.8671 4,706.7897
NaCOOH 119.9922 119.9922
H2O 606.4347 606.4347
Total 55,445.7359 55,445.7359
Menghitung panas masuk (Q.in)
a. C3H5(COOR)3
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa masuk = 2,211.9859 kg/jam × kmol 848
kg 1
= 2.6085 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 2,608.4739 mol/jam
Q.in = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 2,608.4739 mol/jam ×
2
2,5434)298343(686,278
= (3432 – 2982) + 3
10.435,5 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.924,4 446
= 81,873,312.4072 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 19,568.5404 kcal/jam
b. CH3OH
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa masuk = 5,262.0796 kg/jam × kmol 32
kg 1
= 164.4400 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 164,439.9864 mol/jam
Q.in = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 164,439.9864 mol/jam ×
2
0,3105)298343(152,40
= (3432 – 2982) + 3
10.0291,1 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.4598,1 446
= 607,283,180.1510 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 145,146.7529 kcal/jam
c. NaOH
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa masuk = 426.2599 kg/jam × kmol 40
kg 1
= 10.6565 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 10,656.4971 mol/jam
Q.in = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 10,656.4971 mol/jam ×
2
104,836.-)298343(639,87
4
= (3432 – 2982) + 3
10.5423,4 6(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.1863,1 449
= 41,746,980.9089 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 9,977.9459 kcal/jam
d. H2O
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa masuk = 606.4347 kg/jam × kmol 18
kg 1
= 33.6908 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 33,690.8175 mol/jam
Q.in = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 33,690.8175 mol/jam ×
2
103,995.-)298343(053,92
2
= (3432 – 2982) + 3
10.1103,2 4(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.3469,5 447
= 114,047,828.3498 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 27,258.5715 kcal/jam
e. CH3COOR
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa masuk = 42,256.1166 kg/jam × kmol 18
kg 1
= 148.7891 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 148,789.1430 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 148,789.1430 mol/jam ×
2
3436,2)298343(763,270
= (3432 – 2982) + 3
10.4898,5 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.4072,5 446
= 4,257,937,359.7872 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 1,017,689.6084 kcal/jam
f. C3H8O3
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 4,562.8671 kg/jam × kmol 18
kg 1
= 49.5964 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 49,596.3810 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 49,596.3810 mol/jam ×
2
8601,0)298343(105,90
= (3432 – 2982) + 3
10.9745,1 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.8068,1 446
= 496,314,703.6940 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 118,624.1773 kcal/jam
g. NaCOOH
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 119.9922 kg/jam × kmol 292
kg 1
= 0.4109 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 410.9321 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 410.9321 mol/jam × )298343(5293,0
= 9,787.7866 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 2.3394 kcal/jam
Maka, jumlah panas masuk total (Q.in total)
Q.in total = Q.in C3H5(COOR)3 + Q.in CH3OH + Q.in NaOH + Q.in H2O +
Q.in CH3COOR + Q.in C3H8O3 + Q.in NaCOOH
= (19,568.5404+ 145,146.7529+ 9,977.9459+ 27,258.5715+
1,017,689.6084+ 118,624.1773 + 2.3394) kcal/jam
= 1,338,267.9357 kcal/jam
Menghitung panas reaksi (Qr)
ΔHr = (Σ δi Δhfi) produk – (Σ δi Δhfi) reaktan
= (3Hf CH3COOR + Hf C3H8O3 ) (Hf C3H5(COOR)3 + 3Hf CH3OH )
= (3(-401,110) + (-584,865)) – ((-910,900) +3(-239,100))
= -159,9954 kJ/mol × kmol 1
mol 1000
kJ 1
kcal 0,23901
= -38.240,5123 kcal/kmol
CH3H5(COOR)3 bereaksi (m) =1.5644 kmol/jam
Maka,
Qr = m × (– ΔHr)
= 1.5644 kmol/jam × (– (–38.240,5123 kcal/kmol))
= 59.822,5708 kcal/jam
Menghitung panas keluar (Q.out)
a. C3H5(COOR)3
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 885.3943 kg/jam × kmol 848
kg 1
= 1.0441 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 1,044.0971 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 1,044.0971 mol/jam ×
2
2,5434)298343(686,278
= (3432 – 2982) + 3
10.435,5 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.924,4 446
= 32,771,532.6210 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 7,832.7240 kcal/jam
b. CH3OH
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 5,111.8994 kg/jam × kmol 32
kg 1
= 159.7469 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 159,746.8560 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 159,746.8560 mol/jam ×
2
0,3105)298343(152,40
= (3432 – 2982) + 3
10.0291,1 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.4598,1 446
= 589,951,269.3372 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 141,004.2529 kcal/jam
c. NaOH
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 426.2599 kg/jam × kmol 40
kg 1
= 10.6565 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 10,656.4971 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 10,656.4971 mol/jam ×
2
104,836.-)298343(639,87
4
= (3432 – 2982) + 3
10.5423,4 6(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.1863,1 449
= 41,746,980.9089 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 9,977.9459 kcal/jam
d. H2O
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 606.4347 kg/jam × kmol 18
kg 1
= 33.6908 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 33,690.8175 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 33,690.8175 mol/jam ×
2
103,995.-)298343(053,92
2
= (3432 – 2982) + 3
10.1103,2 4(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.3469,5 447
= 114,047,828.3498 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 27,258.5715 kcal/jam
e. CH3COOR
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 43,588.9656 kg/jam × kmol 284
kg 1
= 153.4823 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 153,482.2734 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 153,482.2734 mol/jam ×
2
3436,2)298343(763,270
= (3432 – 2982) + 3
10.4898,5 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.4072,5 446
= 4,392,241,886.5905 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 1,049,789.7333 kcal/jam
f. C3H8O3
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 4,706.7897 kg/jam × kmol 18
kg 1
= 51.1608 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 51,160.7578mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 51,160.7578 mol/jam ×
2
8601,0)298343(105,90
= (3432 – 2982) + 3
10.9745,1 3(3433 – 2983) +
=
)298343(4
10.8068,1 446
= 511,969,539.7784 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 122,365.8397 kcal/jam
g. NaCOOH
T.in = 70°C = 343 K
T.ref = 25°C = 298 K
Massa keluar = 119.9922 kg/jam × kmol 292
kg 1
= 0.4109 kmol/jam × kmol 1
mol 1000
= 410.9321 mol/jam
Q.out = T.in
T .ref
dTCpm
=
T.in
T.ref
32 dTDTCTBTAm
= T.in
T.ref
432 T4
DT
3
CT
2
BATm
= 410.9321 mol/jam × )298343(5293,0
= 9,787.7866 J/jam × J 1
kcal 0,00023901
= 2.3394 kcal/jam
Maka, jumlah panas keluar total (Q.out total)
Q.out total = Q.out C3H5(COOR)3 + Q.out CH3OH + Q.out NaOH +
Q.out H2O + Q.out CH3COOR + Q.out C3H8O3 + Q.out
NaCOOH
= (7,832.7240+ 141,004.2529+ 9,977.9459+ 27,258.5715+
1,049,789.7333+ 122,365.8397+ 2.3394) kcal/jam=
= 1,358,231.4067 kcal/jam
Neraca panas di R-04
Q.in – Q.out + Qr + Q = 0
Q = Q.out – Qr – Q.in
= (1,358,231.4067– 59,822.5708– 1,338,267.9357) kcal/jam
= -39,859.0999 kcal/jam
Q bernilai negatif menunjukkan panas yang dilepas dari reaktor (sistem).
Q pendingin = |Q| – Qloss
= (37,305.3865– 2,553.7134) kcal/jam
= 37,305.3865 kcal/jam
Tabel 20. Neraca Panas Reaktor-04
Komponen Masuk Keluar
(kkal/jam) (kkal/jam)
C3H5(COOR)3 19,568.5404 7,832.7240
CH3OH 145,146.7529 141,004.2529
NaOH 9,977.9459 9,977.9459
CH3COOR 1,017,689.6084
1,049,789.7333
C3H8O3 118,624.1773 122,365.8397
NaCOOH 2.3394 2.3394
H2O 27,258.5715 27,258.5715
Panas Reaksi (Q.r) 59,822.5708
Panas Hilang
(Q.loss)
2,553.7134
Q Pendingin 37,305.3865
Total 1,398,090.5065 1,398,090.5065
E. Menentukan Massa Pendingin
Pendingin yang digunakan adalah air yang masuk pada suhu 30oC dan keluar
pendingin pada suhu 50oC. Maka massa air yang digunakan sebagai pendingin
dapat dihitung dengan persamaan :
𝑚𝑎𝑖𝑟 = 𝑄𝑝𝑒𝑛𝑑𝑖𝑛𝑔𝑖𝑛
𝐶𝑝 ∆𝑇
Massa pendingin yang digunakan pada reaktor 1 :
𝑚𝑎𝑖𝑟 = 807,679.6323
kcal𝑗𝑎𝑚
1𝑘𝑐𝑎𝑙𝑘𝑔 𝐶
(50 − 30)𝐶
mair = 40,383.9816 kg/jam
Massa pendingin yang digunakan pada reaktor 2 :
𝑚𝑎𝑖𝑟 = 277,176.4545
kcal𝑗𝑎𝑚
1𝑘𝑐𝑎𝑙𝑘𝑔 𝐶
(50 − 30)𝐶
mair = 13,858.8227 kg/jam
Massa pendingin yang digunakan pada reaktor 3 :
𝑚𝑎𝑖𝑟 = 99,952.0322
kcal𝑗𝑎𝑚
1𝑘𝑐𝑎𝑙𝑘𝑔 𝐶
(50 − 30)𝐶
mair = 4,997.6016 kg/jam
Massa pendingin yang digunakan pada reaktor 4 :
𝑚𝑎𝑖𝑟 = 37,305.3865
kcal𝑗𝑎𝑚
1𝑘𝑐𝑎𝑙𝑘𝑔 𝐶
(50 − 30)𝐶
mair = 1,865.2693 kg/jam
F. Mnentukan Jenis Pendingin
1. Penentuan jenis pendingin R-01
Medium pendingin dipilih air pada suhu 30°C dan tekanan 1 atm
T.in = 30°C = 86°F
T.out = 45°C = 113°F
T.reaktor = 70°C = 158°F
Dari tabel 8, pg 840, Kern, 1965 pada kolom hot fluid (heavy organics) and cold
fluid (water):
Nilai UD = 5 – 75 Btu/jam.ft2.°F
Dipilih UD = 5 Btu/jam.ft2.°F
Beda suhu logaritmik (ΔTLMTD) dari persamaan 5.14, pg 89, Kern, 1965
ΔTLMTD =
T.outT.reaktor
T.inT.reaktorln
T.outT.reaktorT.inT.reaktor
=
T.outT.reaktor
T.inT.reaktorln
T.inT.out
=
F 113)(158
F 86158ln
F 86)(113
= 57,4464°F
Q = |-810,233.3456 kcal/jam| × kcal 0,25198
Btu 1= 3,215,466.8848 Btu/jam
Luas perpindahan panas (Ao) = LMTDD TU
Q
= F57,4464FBtu/jam.ft 5
Btu/jam 88483,215,466.2
= 11,194.6749 ft2
Luas selimut reaktor (A) = π OD’ H
= 3,14 × 5,8793 ft × 16,4063 ft
= 303,0284 ft2
Karena A<Ao maka dipakai pendingin jenis coil
2. Penentuan jenis pendingin R-02
Medium pendingin dipilih air pada suhu 30°C dan tekanan 1 atm
T.in = 30°C = 86°F
T.out = 45°C = 113°F
T.reaktor = 70°C = 158°F
Dari tabel 8, pg 840, Kern, 1965 pada kolom hot fluid (heavy organics) and cold
fluid (water):
Nilai UD = 5 – 75 Btu/jam.ft2.°F
Dipilih UD = 5 Btu/jam.ft2.°F
Beda suhu logaritmik (ΔTLMTD) dari persamaan 5.14, pg 89, Kern, 1965
ΔTLMTD =
T.outT.reaktor
T.inT.reaktorln
T.outT.reaktorT.inT.reaktor
=
T.outT.reaktor
T.inT.reaktorln
T.inT.out
=
F 113)(158
F 86158ln
F 86)(113
= 57,4464°F
Q = |– 279.730,1679 kcal/jam| × kcal 0,25198
Btu 1= 1,110,128.4542 Btu/jam
Luas perpindahan panas (Ao) = LMTDD TU
Q
= F57,4464FBtu/jam.ft 5
Btu/jam 45421,110,128.2
= 3.864,9215 ft2
Luas selimut reaktor (A) = π OD’ H
= 3,14 × 5,8793 ft × 16,4063 ft
= 303,0284 ft2
Karena A<Ao maka dipakai pendingin jenis coil
3. Penentuan jenis pendingin R-03
Medium pendingin dipilih air pada suhu 30°C dan tekanan 1 atm
T.in = 30°C = 86°F
T.out = 45°C = 113°F
T.reaktor = 70°C = 158°F
Dari tabel 8, pg 840, Kern, 1965 pada kolom hot fluid (heavy organics) and cold
fluid (water):
Nilai UD = 5 – 75 Btu/jam.ft2.°F
Dipilih UD = 5 Btu/jam.ft2.°F
Beda suhu logaritmik (ΔTLMTD) dari persamaan 5.14, pg 89, Kern, 1965
ΔTLMTD =
T.outT.reaktor
T.inT.reaktorln
T.outT.reaktorT.inT.reaktor
=
T.outT.reaktor
T.inT.reaktorln
T.inT.out
=
F 113)(158
F 86158ln
F 86)(113
= 57,4464°F
Q = |– 102.505,7455 kcal/jam| × 406,801.1173 Btu/jam
Luas perpindahan panas (Ao) = LMTDD TU
Q
= F57,4464FBtu/jam.ft 5
Btu/jam 73406,801.112
= 1,416.2815 ft2
Luas selimut reaktor (A) = π OD’ H
= 3,14 × 5,8793 ft × 16,4063 ft
= 303,0284 ft2
Karena A<Ao maka dipakai pendingin jenis coil
4. Penentuan jenis pendingin R-04
Medium pendingin dipilih air pada suhu 30°C dan tekanan 1 atm
T.in = 30°C = 86°F
T.out = 45°C = 113°F
T.reaktor = 70°C = 158°F
Dari tabel 8, pg 840, Kern, 1965 pada kolom hot fluid (heavy organics) and cold
fluid (water):
Nilai UD = 5 – 75 Btu/jam.ft2.°F
Dipilih UD = 5 Btu/jam.ft2.°F
Beda suhu logaritmik (ΔTLMTD) dari persamaan 5.14, pg 89, Kern, 1965
ΔTLMTD =
T.outT.reaktor
T.inT.reaktorln
T.outT.reaktorT.inT.reaktor
=
T.outT.reaktor
T.inT.reaktorln
T.inT.out
=
F 113)(158
F 86158ln
F 86)(113
= 57,4464°F
Q = |– 39,859.0999 kcal/jam| × kcal 0,25198
Btu 1= 158,183.5855 Btu/jam
Luas perpindahan panas (Ao) = LMTDD TU
Q
= F57,4464FBtu/jam.ft 5
Btu/jam 55158,183.582
= 550,7175 ft2
Luas selimut reaktor (A) = π OD’ H
= 3,14 × 5,8793 ft × 16,4063 ft
= 303,0284 ft2
Karena A<Ao maka dipakai pendingin jenis coil
G. Perhitungan Dimensi Reaktor
Dari hasil perhitungan optimasi jumlah reaktor, diperoleh:
Waktu tinggal (τ) = 7,3386 menit
= 0,1223 jam
Volume liquid = FV × τ
= 65,9314 m3/jam × 0,1223 jam
= 8,0641 m3
Untuk perancangan, volume reaktor diambil over design 20% (tabel 6, halaman
37, Peters dan Timmerhaus, 1991), maka
Volume reaktor = 1,2 × volume liquid
= 1,2 × 8,0641 m3
= 9,6769 m3 × 35,3134 𝑓𝑡3
1 𝑚3
= 341,7383 ft3
Ditentukan ratio perbandingan antar tinggi reaktor dan diameter reaktor adalah
3:1 (Volume 1, halaman 342, tabel 8.3, Rase, 1977)
1. Penentuan tinggi shell (Hshell) dan diameter shell (Dshell)
Volume reaktor = volume shell + 2 × volumr head
VR = VS + 2.VH
VS = H D4
π 2 (Persamaan 3.1, Brownell dan Young, 1959)
= 3DD4
π 2
= 3D4
3π
VH = 4,9 × 10-5 × D3 (Persamaan 5.11, Brownell dan Young,
1959)
Keterangan VH = m3 ; D = m
Jika, VH dinyatakan dalam m3 dan D dalam m, maka:
VH = 1,3876 × 10-6 × D3 , maka
VR = VS + 2.VH
VR = 3D4
3π+ (2 × 1,3876 × 10-6 × D3)
VR = 2,3563 × D3
D3 = 𝑉𝑅
2,3563
D3 = 9,6769 𝑚3
2,3563
D3 = 4,1095 m3
Diperoleh dimensi atau ukuran reaktor:
Diameter (D) = 1,6014 m
Tinggi (H) = 3 × D
= 3 × 1,6014 m
= 4,8042 m
2. Penentuan tebal dinding shell (ts)
Tebal shell dihitung dengan persamaan:
c0,6pEf
ripts
(Persamaan 14.34, Brownell dan Young, 1959)
dengan:
t = minimum thickness of the shell exclusive of corrosion
allowance(in)
p = design pressure, or miximum allowable working pressure (psi)
E = welded joint effeciency
f = maximum allowable stress (psi)
ri = inside radius of the shell (inch)
c = faktor korosi (inch)
Diameter dalam (ID) = 1,6014 m = 63,05 inch
Jari-jari dalam (ri) = ½ × ID = ½ × 63,05 inch = 31,52 inch
Tekanan operasi = 1,5 atm = 22,05 psi
Suhu proses = 70 °C = 158 °F
Bahan konstruksi = Stainless steel SA 167 grade 11 type 316
Max allowable stress (f) = 18750 psi (pg 342, Brownell dan Young, 1959)
Efisiensi sambungan (E) = 85% (tabel 13.2, Brownell dan Young, 1959)
Faktor korosi (c) = 8
1 inch = 0,125 inch (pg 194, vol 2, Rase, 1977)
Tebal dinding shell dihitung dengan persamaan:
ts = c0,6pEf
rip
(Persamaan 14.34, Brownell dan Young,
1959)
ts = inch0,125psi22,050,60,85psi18750
inch31,67psi22,05
ts = 0,1686 inch
Dari Appendix F, item 2, pg 350, Brownell dan Young, 1959, maka
digunakan tebal shell standar
ts standar = 16
3inch = 0,1875 inch
Diameter luar (OD) = ID + 2.ts standar
= 63,05 inch + (2 × 0,1875 inch)
= 63,4219 inch
Berdasarkan tabel 5.7, pg 90, Brownell dan Young, 1959 maka digunakan
OD standar = 60 inch
Maka koreksi terhadap diameter shell (ID)
ID koreksi = OD standar – 2.ts standar
= 66 inch – (2 × 0,1875 inch)
= 65,6250 inch × inch1
m 0,0254
= 1,6669 m
3. Penentuan tebal head (th)
Bentuk head yang digunakan adalah torispherical dished head, karena jenis
head ini paling umum digunakan di industri untuk vessel yang beroperasi
pada tekanan armosferis hingga 10 bar, walaupun demikian head jenis ini
mampu menahan tekanan hingga 15 bar.
Tebal head dapat dihitung dari persamaan:
cp0,1Ef
rcp0,885th
(pers 13.12, Brownell dan Young, 1959)
Berdasarkan tabel 5.7, Brownell dan Young, 1959 diperoleh:
icr (inside corner radius) = 4 inch
rc (inside spherical or crown radius) = 66 inch
maka,
th =psi22,050,10,85psi18750
inch66psi22,050,885
th = 0,2058 inch
Dari item 2, pg 350, Brownell dan Young, 1959 maka digunakan
th standar = 4
1 inch = 0,25 inch
Rasio icr terhadap diameter luar = OD
icr
= inch60
inch3,6250
= 0,0606 = 6,0606%
4. Penentuan volume head (VH)
Untuk rasio icr terhadap OD sebesar 6,0606%, dengan persamaan 5.11,
Brownell dan Young, 1959, dihitung volume head sebagai berikut:
VH = 4,9 × 10-5 × D3
Dengan:
D = inside diameter, inch
VH = volume torispherical dished head to straight flange, ft3
Maka,
VH = 4,9 × 10-5 × (65,6250 inch)3
= 13,8485 ft3 = 0,3922 m3
1. Penentuan jarak puncak dengan straight flange
Dari tabel 5.6, Brownel dan Young, 1959, untuk tebal head standar4
1 inch
didapatkan nilai range sf sebesar 1,5–2,5 inch, maka dipilih straight flange
(sf) = 2 inch.
Berdasarkan persamaan fig 5.8, Brownel dan Young, 1959.
a = 2
ID =
2
inch 65,6250= 32,8125 inch
AB = a – icr = (32,8125 – 4) inch = 28,8125 inch
BC = r – icr = (66 – 4) inch = 62 inch
AC = 2 22 AB)((BC) = 2 22 inch)(28,8125inch)(62
= 54,8985 inch
b = r – AC = (66 – 54,8985) inch = 11,1015 inch
OA = th + b + sf = (0,25 + 11,1015 + 2) inch
= 13,3515 inch
Jadi, tinggi head = 13,3515 inch × inch1
m 0,0254
= 0,3391 m
2. Penentuan tinggi reaktor
Tinggi shell = 3 × ID koreksi
= 3 × 65,6250 inch
= 196,8750 inch × inch1
m 0,0254
= 5 m
Tinggi reaktor = tinggi shell + (2 × tinggi head)
= 196,8750 inch + (2 × 13,3515 inch)
= 223,5781 inch × inch1
m 0,0254
= 5,6789 m
3. Penentuan tinggi larutan dalam reaktor
Luas penampang reaktor (A)
A = 2ID4
π =
𝜋
4 × (1,6669 𝑚)2 = 2,1822 m2
Volume head (VH) = 0,3922 m3
Volume larutan dalam reaktor = 9,8081 m3
Volume larutan dalam shell = volume larutan – volume head
= (9,8081 – 0,3922) m3
=9,4159 m3
Tinggi larutan dalam shell = reaktor penampang luas
dalamlarutan volume shell
= 9,4159 𝑚3
2,1822 𝑚2
= 4,3148 m
Tinggi larutan dalam reaktor = tinggi larutan dalam shell + tinggi head
= (4,3148 + 0,3391) m
= 4,6539 m
4. Penentuan volume reaktor
Volume shell = luas penampang reaktor × tinggi shell
= 2,1822 m2 × 5 m
= 10,9110 m3
Volume reaktor = volume shell + (2 × volume head)
= 10,9110 m3 + (2 × 0,3922 m3)
= 11,6954 m3
H. Pengaduk
Pengaduk yang digunakan jenis flat blade turbin yang dilengkapi dengan 4
baffle. Digunakan pengaduk jenis ini karena digunakan untuk aliran jenis radial
discharge juga untuk cairan yang mempunyai viskositas rendah maupun
sedang.
1. Dimensi pengaduk
Keterangan :
DI = diameter impeller W = lebar baffle
D = diameter tangki L = lebar blade
ZL = tinggi cairan T = tinggi blade
ZI = jarak pengaduk dengan dasar tangki
Dari fig. 8.15, Rase, 1977 diambil standar turbin design sebagai berikut:
a. Diameter impeller (DI)
Perbandingan diameter impeller dengan diameter reaktor; 3
1
D
DI
DI = 3
1× D =
3
1× 65,6250 inch = 21,8750 inch
= 21,8750 inch × inch12
ft1= 1,8229 ft
b. Sudu impeller (ZI)
Sudu impeller sama dengan diameter impeller (ZI = DI)
ZI = DI
= 21,8750 inch = 1,8229 ft
c. Lebar blade (L)
Perbandingan lebar blade dengan diameter impeller adalah 4
1
DI
L
Di
T
L
W
Dt
Zl
Zi
L = 4
1× DI =
4
1× 21,8750 inch = 5,4688 inch
= 5,4688 inch × inch12
ft1= 0,4557 ft
d. Lebar baffle (W)
Perbandingan lebar baffle dengan diameter reaktor adalah 10
1
D
W
W = 10
1× D =
10
1× 65,6250 inch = 6,5625 inch
= 6,5625 inch × inch12
ft1= 0,5469 ft
e. Tinggi blade (T)
Perbandingan tinggi blade dengan diameter impeller adalah 5
1
DI
T
T =5
1× D =
5
1× 21,8750 inch = 4,3750 inch
= 4,3750 inch × inch12
ft1= 0,3646 ft
2. Kecepatan pengadukan (N)
Menurut persamaan 8.8, vol. 1, pg 345, Rase, 1977.
2
600
N.DI.π
2DI
WELH
Keterangan:
WELH = Water Equivalent Liquid Height (ft)
DI = diameter impeller (ft)
N = kecepatan pengadukan (rpm)
ρ umpan = 840,9202 kg/m3
ρ air = 985,3666 kg/m3
specific gravity (sg) = 𝜌 𝑢𝑚𝑝𝑎𝑛
𝜌 𝑎𝑖𝑟=
840,9203 𝑘𝑔/𝑚3
985,3666 𝑘𝑔/𝑚3= 0,8534
WELH = tinggi larutan dalam reaktor × specific gravity
= 4,6538 m × 0,8534
= 3,9716 m × 1 𝑓𝑡
0,3048 𝑚 = 13,0302 ft
Kecepatan pengadukan (N) =
DIπ
600
DI2
WELH 2
1
=
ft 1,8229π
600
ft 1,82292
ft 13,0302 2
1
= 198,0779 rpm × detik 60
menit 1= 3,3011 rps
Jumlah impeller = buah 32,3827ft 5,4688
ft 0302,13
D
WELH
3. Bilangan Reynold untuk pengadukan (Re)
Mencari viskositas larutan (Yaws, 1999)
log µ = A + B/T + CT + DT2 ; dengan µ dalam cP dan T dalam Kelvin
Pada T = 70oC = 343 K
Tabel 10. Tabel Data dari Yaws, 1999
Komponen A B C D
C3H5(COOR)3 -6,1303 1,69E+03 0,0084 -6,45E-06
RCOOH -9,4484 2,10E+03 0,0166 -1,26E-05
CH3OH -9,0562 1,25E+03 0,0224 -2,35E-05
NaOH -4,1939 2,0510E+03 2,7917E-03 -6,1590E-07
H2O -10,2158 1,7925E+03 1,7730E-02 -1,2631E-05
Tabel 11. Hasil Perhitungan Viskositas
Komponen Bahan Masuk
xi µ (cP) xi.µ
(cP) kg/jam kmol/jam
C3H5(COOR)3 32058,6337 37,8050 0,1276 8,2619 1,0541
RCOOH 80,3475 0,2976 0,0010 7,6963 0,0077
CH3OH 7258,5586 226,8300 0,7655 0,3268 0,2502
NaOH 320,5863 8,0147 0,0270 468,5813 12,6741
H2O 420,6206 23,3678 0,0789 0,4032 0,0318
Jumlah 40138,7467 296,3150 1,0000 12,9638
µ umpan = 12,9638 cP × cP 1
kg/m.detik 0,001= 0,0130 kg/m.detik
ρ umpan = 840,9202 kg/m3
Persamaan bilangan Reynold (Re) dari hal. 508, Brown, 1978
Re = umpanμ
DINumpanρ 2
= kg/m.detik 0,0130
m) 5556,0(rps 3,3011kg/m 9202,840 23
= 66.103,8866
Berdasarkan fig. 8.8, pg 349, Rase, 1977 untuk six blade turbine dengan Re
sebesar 66.103,8866 diperoleh Np sebesar 5,5
4. Tenaga untuk pengaduk (P)
Dari persamaan 461, pg 506-508, Brown didapatkan:
P = Np.ρ.N3.Di5
Keterangan:
P = daya, (hp)
ρ = densitas, (kg/m3)
Np = power number
N = kecepatan putaran, (rps)
DI = diameter pengaduk atau diameter impeller, (m)
maka,
P = Np.ρ.N3.Di5
= 5,5 × (840,9202 kg/m3) × (3,3011 rps)3 × (0,5556m)5
= 8.810,6637 J/detik × J/detik 746
hp 1
= 11,8105 hp
Dari fig 4.10, pg 149, Vilbrdant, 1959, diperoleh efisiensi motor (η)= 82%
Tenaga motor = 82,0
hp 11,8105
motor
P
= 13,8948 hp
Berdasarkan pg 628, vol. 3, Ludwig, 1965, didapatkan power motor induksi
(standar NEMA) sebesar 15 hp.
I. Menghitung Tebal Isolasi Reaktor
Keterangan:
r1 = jari-jari dalam reaktor
r2 = tebal dinding reaktor + r1
r3 = tebal isolasi + r2
T1 = suhu reaktor
T2 = suhu batas reaktor dengan isolasi
T3 = suhu dinding luar isolasi
Bahan isolasi = Asbestos
k isolasi = 0,1045 Btu/jam.ft.°F (Tabel A-6, McAdams, 1954)
k baja = 25,8300 Btu/jam.ft.°F (Tabel A-3, McAdams, 1954)
Emisifitas bahan = 0,9310 (Tabel A-23, pg 476, McAdams, 1954)
Suhu reaktor (T1) = 70°C = 158°F = 618 R
Suhu udara (TU) = 30°C = 86°F = 546 R
Diinginkan suhu dinding luar isolasi (T3) = 40°C = 104°F = 564 R
r1 = 2,7500 ft
r2 = 2,7656 ft
Koefisien transfer panas radiasi (hr) dengan persamaan
hr = U3
4
U
4
3
TT
100
T
100
T ε 0,173
(fig 5.7, Ed. 7, Perry, 1997)
= R 546)(564
100
R 546
100
R 564 9310,0 0,173
44
= 1,1016 Btu/jam.ft2.°F
Koefisien transfer panas konduksi (hc) dengan persamaan
hc = 31
U3 )T(T 0,19
= 31
R) 546R (564 0,19
= 0,4979 Btu/jam.ft2.°F
Panas yang hilang secara radiasi dan konveksi persatuan luas:
A
Q = (hr + hc) (T3 – TU) (Persamaan 7.1, McAdams, 1954)
= (1,1016 – 0,4979) Btu/jam.ft2.°F (104 – 86) °F
= 28,7922 Btu/jam.ft2
Jika tidak ada akumulasi:
Perpindahan panas konduksi = perpindahan panas konveksi + perpindahan
panas radiasi
Lr )2πThr)(T(hc 3U3 =
2
3
21
2
1
31
r
rln
k
1
r
rln
k
1
)TL(T 2π
)Thr)(T(hc U3 =
2
3
21
2
1
3
31
r
rln
k
1
r
rln
k
1r
TT
28,7922 Btu/jam.ft2 =
2,5156
rln
0,1045
1
ft 2,5000
ft 2,5156ln
25,8300
1r
F104158
3
3
Nilai r3 dicari dengan cara trial and error dan diperoleh
r3 = 2,9533 ft
Tebal dinding isolasi = r3 – r2
= (2,9533 – 2,7656) ft = 0,1896 ft × 0,3048 𝑚
1 𝑓𝑡
= 0,0578 m
1. Luas permukaan reaktor untuk perpindahan panas
r1 = 2
ft 5,4688
2
ID = 2,7344 ft ×
0,3048 𝑚
1 𝑓𝑡 = 0,8334 m
b = tinggi head = 1,1126 ft × 0,3048 𝑚
1 𝑓𝑡 = 0,3391 m
x1 = th standar = 0,25 inch ×inch 12
ft 1= 0,0208 ft ×
0,3048 𝑚
1 𝑓𝑡 = 0,0064
m
x2 = tebal dinding isolasi = 0,1896 ft × 0,3048 𝑚
1 𝑓𝑡 = 0,0578 m
a’ = r1 + x1 + x2 = (0,8334 + 0,0064 + 0,1896) m = 0,8976 m
b’ = b + x1 + x2 = (0,3391 + 0,0064 + 0,0578) m = 0,4033 m
Luas head bawah dan atas (A1)
A1 = 2 (2 π a’ b’)
= 2 (2 × 3,14 × 0,8976 m × 0,4033 m)
= 4,5488 m2 × 10,7639 𝑓𝑡2
1 𝑚2 = 48,9628 ft2
OD’ = OD standar + 2x2
=
inch 1
m 0,0254inch 66 + (2 × 0,0578 m)
= 1,7920 m
H = tinggi shell = 16,4063 ft × 0,3048 𝑚
1 𝑓𝑡 = 5 m
Luas selimut silinder (A2)
A2 = π OD’ H
= 3,14 × 1,7920 m × 5 m
= 28,1523 m2 × 10,7639 𝑓𝑡2
1 𝑚2 = 303,0284 ft2
Luas permukaan perpindahan panas (A)
A = A1 + A2
= (4,5488 + 28,1523) m2
= 32,7010 m2 × 10,7639 𝑓𝑡2
1 𝑚2 = 351,9911 ft2
2. Panas hilang ke lingkungan (Qloss)
Qloss = AA
Q
= 28,7922 Btu/jam.ft2 × 351,9911 ft2
= 10,134.5876 Btu/jam × Btu 1
kcal 25198,0
= 2,553,7134 kcal/jam
J. Perancangan Koil Pendingin
1. Koil pada Reaktor-01
a. Perhitungan coil pendingin reaktor
Beban panas coil pendingin (QH)
QH = Q1 = 818.887,3556 kcal/jam
= 3.249.552,9985 Btu/jam
b. Medium pendingin
Dipilih air pada suhu masuk 30°C dan tekanan 1,5 atm
Suhu air masuk coil (T.in) = 30°C = 86°F = 303 K
Suhu air keluar coil (T.out) = 50°C = 122°F = 323 K
Suhu reaktor (Tr) = 70oC = 158oF = 343 K
Tc, avg (suhu air rata-rata) =
2
C5030 = 40°C = 104°F = 313 K
c. Sifat fisis air
Berat molekul (BM) = 18 kg/kmol
Konduktifitas panas (kc) = 0,6251 W/m.K = 0,3612 Btu/ft.jam.°F
Densitas (ρc) = 0,9918 kg/m3 = 62,0920 lb/ft3
Kapasitas panas (Cp) = 0,9977 kcal/kg.oC = 0,9977 Btu/lb.°F
Viskositas (μc) = 0,6654 cP = 1,6097 lb/ft.jam
Beda suhu logaritmik (ΔTLMTD) dari persamaan 5.14, pg 89, Kern, 1965
ΔTLMTD =
T.outT.reaktor
T.inT.reaktorln
T.outT.reaktorT.inT.reaktor
=
T.outT.reaktor
T.inT.reaktorln
T.inT.out
=
F 122)(158
F 86158ln
F 86)(122
= 51,9370°F
d. Spesifikasi coil
Umumnya coil dengan ukuran 2 dan 2 ½ in paling ekonomis untuk “shop
fabrication” dan ukuran 1 ½ dan 2 in untuk “field fabrication”.
Spesifikasi tube standar untuk coil (Tabel 10, hal. 843, Kern, 1965) :
Bahan = Stainless Steel
Diameter luar (OD) = 1,5 inch × ft 12
inch 1= 0,125 ft
Birmingham Wire Gage (BWG) = 8
Diameter dalam (ID) = 1,17 inch × ft 12
inch 1= 0,0975 ft
Luas permukaan dalam (Ai) = 0,3063 ft2/ft
Luas permukaan luar (Ao) = 0,3925 ft2/ft
Luas penampang (Af) = 1,0750 inch2 ×
2
inch 12
ft 1
= 0,0075 ft2
e. Kebutuhan medium pendingin (WC)
Qc = QH
Qc = WC × Cp × ΔT
WC = ΔTCp
QC
=
F86122Btu/lb 0,9977
m9985Btu/ja3.249.552,
= 90.477,5416 lb/jam
f. Fluks massa pendingin total (GCtot)
GCtot = Af
WC= 2ft 0,0075
lb/jam 690.477,541= 12.119.782,3166 lb/jam.ft2
g. Fluks massa tiap set coil (Gi)
Kecepatan medium pendingin (air) di dalam tube pada umumnya berkisar
antara 1,25 – 2,5 m/detik (Coulson dan Richardson). Dipilih: vc = 2 m/detik
vc = m 0,3048
ft 1
detik 1
meter 2 = 6,5617 ft/detik
Maka, diperoleh
Gi = ρc × vc = 62,0920 lb/ft3 × 6,5617 ft/detik = 407,4277 lb/ft2.detik
= 407,4277 lb/ft2detik × jam 1
detik 3600= 1.466.739,6931 lb/ft2.jam
h. Jumlah set coil (NC)
NC = Gi
G Ctot=
.jamlb/ft 311466739,69
.jamlb/ft ,316612.119.7822
2
= 8,2631 ≈ 9 set coil
Digunakan NC = 9 set coil
i. Koreksi fluks massa tiap set coil
Gi koreksi = C
Ctot
N
G=
9
.jamlb/ft ,316612.119.782 2
= 1.346.642,4792
lb/ft2.jam
j. Cek kecepatan medium pendingin
vc cek = Cρ
koreksi Gi=
3
2
lb/ft 62,0920
.jamlb/ft 47921.346.642,= 21.687,8649 ft/jam
= 21.687,8649ft/jam × detik 3600
jam 1
= 6,0244 ft/detik ft 1
m 3048,0
= 1,8362 m/detik
Nilai vc cek memenuhi syarat karena lebih kecil dari nilai vc yang dipilih
yaitu sebesar 2 m/detik
k. Beban panas set coil (Qci)
Qci = C
C
N
Q=
9
Btu/jam 99853.249.552,= 361.061,4443 Btu/jam
l. Dirt overall coefficient (UD)
Dari Tabel 8, pg 840, Kern, 1965 pada kolom cold fluid water and hot fluid
heavy organics:
Nilai UD = 5 – 75 Btu/jam.ft2.°F
Dipilih UD = 45 Btu/jam.ft2.°F
m. Luas perpindahan panas tiap set coil (Aci)
Aci = LMTDD ΔTU
Qci
=
F 9370,51F.Btu/jam.ft 45
Btu/jam 43361.061,442
= 154,4869 ft2
Gambar 1. Layout coil
n. Diameter heliks (dhe)
Besarnya diameter heliks coil berkisar antara 70 – 80% D
Dipilih dhe = 80% D (Diameter tangki)
D = 65,6250 inch × inch 12
ft 1= 5,4688 ft
dhe = 80% D = 80% (65,6250 inch) = 52,5000 inch
= 52,5000 inch × inch 12
ft 1= 4,3750 ft
o. Jarak antar pusat coil (Jsp)
Dipilih Jsp = 0,2 OD coil (Ludwig, 1999)
Diketahui OD coil = 1,5 inch × inch 12
ft 1= 0,1250 ft
Jsp = 0,2 × OD coil
= 0,2 × 0,1250 ft
= 0,0250 ft
p. Panjang satu putaran heliks coil (Lhe)
Lhe = 2
1putaran miring +
2
1 putaran datar
= 2
1π.rhe +
2
1π.dhe
Jsp
rhe
dhe
= 2
1π × (dhe2 + Jsp2) 2
1
+ 2
1π × dhe
= 2
1π × ((4,3750 ft)2 + (0,3000 ft)2) 2
1
+ 2
1π × 4,3750 ft
= 13,7446 ft
q. Panjang coil tiap set (Lci)
Lci = Ao
Aci=
ftft 0,3925
ft 154,48692
2
= 393,5971 ft
r. Jumlah putaran tiap set coil (Npc)
Npc = Lhe
Lci=
ft 13,7446
ft 393,5971= 28,6365 ≈ 29 putaran
Digunakan Nps = 29 putaran
s. Koreksi panjang coil tiap set (Lci, kor)
Lci, kor = Npc × Lhe
= 329 putaran × 13,7446 ft
= 398,5928 ft
t. Tinggi coil (Lc)
Lc = Jsp × Npc × Nc
= 0,0250 ft × 29 putaran × 9 set coil
= 6,5250 ft = 1,9888 m
u. Volume coil (Vc)
Vc = Nc × 4
π× (OD coil)2 × Lci, kor
= 9 set coil × 4
π × (0,1250 ft)2 × 398,5928 ft
= 44,0232 ft3 = 1,2466 m3
v. Cek tinggi cairan setelah ditambah coil (hL)
Diketahui V(cair) = 346,3556 ft3 (volume cairan dalam shell)
hL = 2Di
4
π
)V(V(cair) coil=
2
3
ft) (5,46884
π
ft 44,0232)(346,3556
= 16,6196 ft
= 5,0657 m
Diketahui LC = 6,5250 ft = 1,9888 m
Karena nilai hL > LC, maka semua coil tercelup di dalam cairan
w. Jarak coil dari atas dan bawah reaktor
Jarak coil = 0,5 × (hL – LC)
= 0,5 × (16,6196 – 6,5250) ft
= 5,0473 ft = 1,5384 m
x. Koefisien perpindahan panas di dalam coil (hi)
Koefisien perpindahan panas di dalam coil (hi), dihitung berdasarkan hi
untuk pipa, kemudian dikoreksi karena adanya efek curvature. Untuk air
dalam pipa pada tekanan sedang dan suhu antara 40 – 220ºF, hi dapat
dihitung dengan persamaan. 9-19 hal. 228, Mc. Adam, 1985 berikut:
h’i = 150 × (1 + 0,011 Tc, avg) ×
0,2
0,8
ID
cek vc
= 150 × (1 + 0,011 × 104°F) ×
0,2
0,8
ft) (0,0975
ft/detik) (6,0244
= 2.154,9964 Btu/jam.ft2.°F
Koreksi karena efek curvature (Kern, 1965, hal. 721):
hi = h’i ×
dhe
ID3,51
= 2.154,9964 Btu/jam.ft2.°F ×
ft 4,3750
ft 0,09753,51
= 2.323,0862 Btu/jam.ft2.°F
y. Koefisien perpindahan panas di luar coil (ho)
Diketahui,
g (percepatan gravitasi bumi) = 416.990.551,1811 ft/jam2
T.reaktor = 70ºC = 343 K = 158ºF = 618 R
b (koefisien ekspansi termal) = reaktor T.
1
= 0,0143/ºC = 0,0029/K = 0,0063/ºF
= 0,0016/ ºR
ΔT = T.reaktor – Tc average
= (70 – 40)ºC
= 30ºC = 30 K = 54ºF = 54 R
ρf (densitas fluida) = 52,4970 lb/ft3
Go = (g × b × ΔT × ρf2 × OD)1/2
= ((416990551,1811 ft/jam2) × (0,0063/ºF) × (54ºF) × (52,4970
lb/ft3)2 × (0,1250 ft))1/2
= 221.574,9359 lb/ft2.jam
Diketahui µf = 0,0087 lb/ft.detik × jam 1
detik 3600= 31,3620 lb/ft.jam
Bilangan reynold di luar coil (ReO)
ReO = μf
GoOD
= lb/ft.jam 31,3620
.jamlb/ft 9221574,935ft 0,1250 2
= 883,1339
Untuk 100 < ReO <100000, maka ho dapat dicari dengan persamaan
(Chopey, 1984) berikut:
Diketahui :
Cpf (kapasitas panas fluida) = 6,3263 Btu/lb.ºF
kf (konduktivitas fluida) = 0,2454 Btu/ft.ºF
ho = Cpf × Go ×
2
1
O
4
3
Re
0,53
μfCpf
kf
= 6,3263 Btu/lb.°F × 221574,9359 lb/ft2.jam ×
=4
3
lb/ft.jam 31,3620FBtu/lb. 6,3263
FBtu/ft. 0,2454
×
2
1
883,1339
0,53
= 164,8861 Btu/jam.ft2.°F
z. Koefisien perpindahan panas di dalam coil dengan dasar diameter luar (hio)
hio = hi ×
OD
ID
= 2.323,0862 Btu/jam.ft2.°F ×
ft 0,1250
ft 0,0975
= 1.812,0072 Btu/jam.ft2.°F
aa. Clean overall coefficient
UC = hioho
hioho
= F.Btu/jam.ft ) 1.812,0072(164,8861
F.Btu/jam.ft 1.812,0072F.Btu/jam.ft 164,88612
22
= 151,1335 Btu/jam.ft2.°F
bb. Dirt factor, cek (RD)
Untuk Tf < 240ºF, Tc ≤ 125ºF, vc < 3 ft/detik, dan air pendingin yang
digunakan berasal dari cooling tower yang tidak di treatment kembali maka,
Rd min = 0,003 (tabel 12, hal. 845, Kern, 1965):
Syarat, RD > RD min
RD = DC
DC
UU
UU
= F.Btu/jam.ft 45)(151,1335
F.Btu/jam.ft 45)(151,13352
2
= 0,5411
cc. Pressure drop cek, (ΔP)
Syarat pressure drop untuk heavy organics adalah ΔP maksimal sebesar 30
psi (foot note tabel 8, hal. 840, Kern, 1965)
Rei= μc
kor Gi,ID=
lb/ft.jam 1,6097
lb/jam.ft 47921.346.642,ft 0975,0 2= 81.568,8384
Faktor friksi untuk pipa baja (f)
f = 0,0035 +
0,42
iRe
0,264= 0,0035 +
0,4284)(81.568,83
0,264= 0,0058
Pressure drop (ΔP)
ΔP = IDρcg2
Lcikor Gi,f4 2
=
ft) (0,0975)lb/ft (62,0920)ft/jam 51,1811(416.990.52
ft) (398,5928.jamlb/ft 47961.346.642,0,0058432
22
= 3.312,4760 lb/ft2 × 2lb/ft 144
psi 1
= 23,0033 psi
2. Koil pada Reaktor-02
a. Perhitungan coil pendingin reaktor
Beban panas coil pendingin (QH)
QH = Q1 = 281.045,8810 kcal/jam
= 1.115.261,4324 Btu/jam
b. Medium pendingin
Dipilih air pada suhu masuk 30°C dan tekanan 1,5 atm
Suhu air masuk coil (T.in) = 30°C = 86°F = 303 K
Suhu air keluar coil (T.out) = 50°C = 122°F = 323 K
Suhu reaktor (Tr) = 70oC = 158oF = 343 K
Tc, avg (suhu air rata-rata) =
2
C5030 = 40°C = 104°F = 313 K
c. Sifat fisis air
Berat molekul (BM) = 18 kg/kmol
Konduktifitas panas (kc) = 0,6251 W/m.K = 0,3612 Btu/ft.jam.°F
Densitas (ρc) = 0,9918 kg/m3 = 62,0920 lb/ft3
Kapasitas panas (Cp) = 0,9977 kcal/kg.oC = 0,9977 Btu/lb.°F
Viskositas (μc) = 0,6654 cP = 1,6097 lb/ft.jam
Beda suhu logaritmik (ΔTLMTD) dari persamaan 5.14, pg 89, Kern, 1965
ΔTLMTD =
T.outT.reaktor
T.inT.reaktorln
T.outT.reaktorT.inT.reaktor
=
T.outT.reaktor
T.inT.reaktorln
T.inT.out
=
F 122)(158
F 86158ln
F 86)(122
= 51,9370°F
d. Spesifikasi coil
Umumnya coil dengan ukuran 2 dan 2 ½ in paling ekonomis untuk “shop
fabrication” dan ukuran 1 ½ dan 2 in untuk “field fabrication”.
Spesifikasi tube standar untuk coil (Tabel 10, hal. 843, Kern, 1965) :
Bahan = Stainless Steel
Diameter luar (OD) = 1,5 inch × ft 12
inch 1= 0,125 ft
Birmingham Wire Gage (BWG) = 8
Diameter dalam (ID) = 1,17 inch × ft 12
inch 1= 0,0975 ft
Luas permukaan dalam (Ai) = 0,3063 ft2/ft
Luas permukaan luar (Ao) = 0,3925 ft2/ft
Luas penampang (Af) = 1,0750 inch2 ×
2
inch 12
ft 1
= 0,0075 ft2
e. Kebutuhan medium pendingin (WC)
Qc = QH
Qc = WC × Cp × ΔT
WC = ΔTCp
QC
=
F86122Btu/lb 0,9977
Btu/jam 43241.115.261,
= 31.052,3056 lb/jam
f. Fluks massa pendingin total (GCtot)
GCtot = Af
WC= 2ft 0,0075
lb/jam 631.052,305= 4.159.564,6517 lb/jam.ft2
g. Fluks massa tiap set coil (Gi)
Kecepatan medium pendingin (air) di dalam tube pada umumnya berkisar
antara 1,25 – 2,5 m/detik (Coulson dan Richardson). Dipilih: vc = 2 m/detik
vc = m 0,3048
ft 1
detik 1
meter 2 = 6,5617 ft/detik
Maka, diperoleh
Gi = ρc × vc = 62,0920 lb/ft3 × 6,5617 ft/detik = 407,4277 lb/ft2.detik
= 407,4277 lb/ft2detik × jam 1
detik 3600= 1.466.739,6931 lb/ft2.jam
h. Jumlah set coil (NC)
NC = Gi
G Ctot=
.jamlb/ft 69311.466.739,
.jamlb/ft 65174.159.564,2
2
= 2,8359 ≈ 3 set coil
Digunakan NC = 3 set coil
i. Koreksi fluks massa tiap set coil
Gi koreksi = C
Ctot
N
G=
3
.jamlb/ft 65174.159.564, 2
= 1.386.521,5506
lb/ft2.jam
j. Cek kecepatan medium pendingin
vc cek = Cρ
koreksi Gi=
3
2
lb/ft 62,0920
.jamlb/ft 55061.386.521,= 22.330,1229 ft/jam
= 22.330,1229 ft/jam × detik 3600
jam 1
= 6,2028 ft/detik ft 1
m 3048,0
= 1,8906 m/detik
Nilai vc cek memenuhi syarat karena lebih kecil dari nilai vc yang dipilih
yaitu sebesar 2 m/detik
k. Beban panas set coil (Qci)
Qci = C
C
N
Q=
3
Btu/jam 43241.115.261,= 371.753,8108 Btu/jam
l. Dirt overall coefficient (UD)
Dari Tabel 8, pg 840, Kern, 1965 pada kolom cold fluid water and hot fluid
heavy organics:
Nilai UD = 5 – 75 Btu/jam.ft2.°F
Dipilih UD = 45 Btu/jam.ft2.°F
m. Luas perpindahan panas tiap set coil (Aci)
Aci = LMTDD ΔTU
Qci
=
F 9370,51F.Btu/jam.ft 45
Btu/jam 08371.753,812
= 159,0618 ft2
Gambar 1. Layout coil
n. Diameter heliks (dhe)
Besarnya diameter heliks coil berkisar antara 70 – 80% D
Dipilih dhe = 80% D (Diameter tangki)
D = 65.6250 inch × inch 12
ft 1= 5,4688 ft
dhe = 80% D = 80% (65.6250 inch) = 52,5000 inch
= 52,5000 inch × inch 12
ft 1= 4,3750 ft
o. Jarak antar pusat coil (Jsp)
Dipilih Jsp = 0,2 OD coil (Ludwig, 1999)
Diketahui OD coil = 1,5 inch × inch 12
ft 1= 0,1250 ft
Jsp = 0,2 × OD coil
= 0,2 × 0,1250 ft
= 0,0250 ft
p. Panjang satu putaran heliks coil (Lhe)
Lhe = 2
1putaran miring +
2
1 putaran datar
= 2
1π.rhe +
2
1π.dhe
= 2
1π × (dhe2 + Jsp2) 2
1
+ 2
1π × dhe
Jsp
rhe
dhe
= 2
1π × ((4,3750 ft)2 + (0,0250 ft)2) 2
1
+ 2
1π × 4,3750 ft
= 13,7446 ft
q. Panjang coil tiap set (Lci)
Lci = Ao
Aci=
ftft 0,3925
ft 159,06182
2
= 405,2530 ft
r. Jumlah putaran tiap set coil (Npc)
Npc = Lhe
Lci=
ft 13,7446
ft 405,2530= 29,4846 ≈ 30 putaran
Digunakan Nps = 30 putaran
s. Koreksi panjang coil tiap set (Lci, kor)
Lci, kor = Npc × Lhe
= 30 putaran × 13,7446 ft
= 412,3374 ft
t. Tinggi coil (Lc)
Lc = Jsp × Npc × Nc
= 0,0250 ft × 30 putaran × 3 set coil
= 2,2500 ft = 0,6858 m
u. Volume coil (Vc)
Vc = Nc × 4
π× (OD coil)2 × Lci, kor
= 3 set coil × 4
π × (0,1250 ft)2 × 412,3374 ft
= 15,1804 ft3 = 0,4299 m3
v. Cek tinggi cairan setelah ditambah coil (hL)
Diketahui V(cair) = 247,3969 ft3 (volume cairan dalam shell)
hL = 2Di
4
π
)V(V(cair) coil=
2
3
ft) (5,46884
π
ft 15,1804)(346,3556
= 15,3917 ft
= 4,6914 m
Diketahui LC = 2,2500 ft = 0,6858 m
Karena nilai hL > LC, maka semua coil tercelup di dalam cairan
w. Jarak coil dari atas dan bawah reaktor
Jarak coil = 0,5 × (hL – LC)
= 0,5 × (15,3917 – 2,2500) ft
= 6,5708 ft = 2,0028 m
x. Koefisien perpindahan panas di dalam coil (hi)
Koefisien perpindahan panas di dalam coil (hi), dihitung berdasarkan hi
untuk pipa, kemudian dikoreksi karena adanya efek curvature. Untuk air
dalam pipa pada tekanan sedang dan suhu antara 40 – 220ºF, hi dapat
dihitung dengan persamaan. 9-19 hal. 228, Mc. Adam, 1985 berikut:
h’i = 150 × (1 + 0,011 Tc, avg) ×
0,2
0,8
ID
cek vc
= 150 × (1 + 0,011 × 104°F) ×
0,2
0,8
ft) (0,0975
ft/detik) (6,2028
= 2.205,9009 Btu/jam.ft2.°F
Koreksi karena efek curvature (Kern, 1965, hal. 721):
hi = h’i ×
dhe
ID3,51
= 2.205,9009 Btu/jam.ft2.°F ×
ft 4,3750
ft 0,09753,51
= 2.377,9612 Btu/jam.ft2.°F
y. Koefisien perpindahan panas di luar coil (ho)
Diketahui,
g (percepatan gravitasi bumi) = 416.990.551,1811 ft/jam2
T.reaktor = 70ºC = 343 K = 158ºF = 618 R
b (koefisien ekspansi termal) = reaktor T.
1
= 0,0143/ºC = 0,0029/K = 0,0063/ºF
= 0,0016/ ºR
ΔT = T.reaktor – Tc average
= (70 – 40)ºC
= 30ºC = 30 K = 54ºF = 54 R
ρf (densitas fluida) = 52,4970 lb/ft3
Go = (g × b × ΔT × ρf2 × OD)1/2
= ((416990551,1811 ft/jam2) × (0,0063/ºF) × (54ºF) × (52,4970
lb/ft3)2 × (0,1250 ft))1/2
= 221.574,9359 lb/ft2.jam
Diketahui µf = 0,0087 lb/ft.detik × jam 1
detik 3600= 31,3620 lb/ft.jam
Bilangan reynold di luar coil (ReO)
ReO = μf
GoOD
= lb/ft.jam 31,3620
.jamlb/ft 9221574,935ft 0,1250 2
= 883,1339
Untuk 100 < ReO <100000, maka ho dapat dicari dengan persamaan
(Chopey, 1984) berikut:
Diketahui :
Cpf (kapasitas panas fluida) = 6,3263 Btu/lb.ºF
kf (konduktivitas fluida) = 0,2454 Btu/ft.ºF
ho = Cpf × Go ×
2
1
O
4
3
Re
0,53
μfCpf
kf
= 6,3263 Btu/lb.°F × 221574,9359 lb/ft2.jam ×
=4
3
lb/ft.jam 31,3620FBtu/lb. 6,3263
FBtu/ft. 0,2454
×
2
1
883,1339
0,53
= 164,8861 Btu/jam.ft2.°F
z. Koefisien perpindahan panas di dalam coil dengan dasar diameter luar (hio)
hio = hi ×
OD
ID
= 2.377,9612 Btu/jam.ft2.°F ×
ft 0,1250
ft 0,0975
= 1.854,8097 Btu/jam.ft2.°F
aa. Clean overall coefficient
UC = hioho
hioho
= F.Btu/jam.ft ) 711.854,809(164,8861
F.Btu/jam.ft 1.854,8097F.Btu/jam.ft 164,88612
22
= 151,4250 Btu/jam.ft2.°F
bb. Dirt factor, cek (RD)
Untuk Tf < 240ºF, Tc ≤ 125ºF, vc < 3 ft/detik, dan air pendingin yang
digunakan berasal dari cooling tower yang tidak di treatment kembali maka,
Rd min = 0,003 (tabel 12, hal. 845, Kern, 1965):
Syarat, RD > RD min
RD = DC
DC
UU
UU
= F.Btu/jam.ft 45) (151,4250
F.Btu/jam.ft 45) (151,42502
2
= 0,5418
cc. Pressure drop cek, (ΔP)
Syarat pressure drop untuk heavy organics adalah ΔP maksimal sebesar 30
psi (foot note tabel 8, hal. 840, Kern, 1965)
Rei=μc
kor Gi,ID=
lb/ft.jam 1,6097
lb/jam.ft 55061.386.521,ft 0975,0 2= 83.984,3938
Faktor friksi untuk pipa baja (f)
f = 0,0035 +
0,42
iRe
0,264= 0,0035 +
0,4238)(83.984,39
0,264= 0,0058
Pressure drop (ΔP)
ΔP = IDρcg2
Lcikor Gi,f4 2
=
ft) (0,0975)lb/ft (62,0920)ft/jam 51,1811(416.990.52
ft) (412,3374.jamlb/ft 55061.386.521,0,0058432
22
= 3.615,1821 lb/ft2 × 2lb/ft 144
psi 1
= 25,1054 psi
3. Koil pada Reaktor-03
a. Perhitungan coil pendingin reaktor
Beban panas coil pendingin (QH)
QH = Q1 = 101.369,9645 kcal/jam
= 402.261,7638 Btu/jam
b. Medium pendingin
Dipilih air pada suhu masuk 30°C dan tekanan 1,5 atm
Suhu air masuk coil (T.in) = 30°C = 86°F = 303 K
Suhu air keluar coil (T.out) = 50°C = 122°F = 323 K
Suhu reaktor (Tr) = 70oC = 158oF = 343 K
Tc, avg (suhu air rata-rata) =
2
C5030 = 40°C = 104°F = 313 K
c. Sifat fisis air
Berat molekul (BM) = 18 kg/kmol
Konduktifitas panas (kc) = 0,6251 W/m.K = 0,3612 Btu/ft.jam.°F
Densitas (ρc) = 0,9918 kg/m3 = 62,0920 lb/ft3
Kapasitas panas (Cp) = 0,9977 kcal/kg.oC = 0,9977 Btu/lb.°F
Viskositas (μc) = 0,6654 cP = 1,6097 lb/ft.jam
Beda suhu logaritmik (ΔTLMTD) dari persamaan 5.14, pg 89, Kern, 1965
ΔTLMTD =
T.outT.reaktor
T.inT.reaktorln
T.outT.reaktorT.inT.reaktor
=
T.outT.reaktor
T.inT.reaktorln
T.inT.out
=
F 122)(158
F 86158ln
F 86)(122
= 51,9370°F
d. Spesifikasi coil
Umumnya coil dengan ukuran 2 dan 2 ½ in paling ekonomis untuk “shop
fabrication” dan ukuran 1 ½ dan 2 in untuk “field fabrication”.
Spesifikasi tube standar untuk coil (Tabel 10, hal. 843, Kern, 1965) :
Bahan = Stainless Steel
Diameter luar (OD) = 1,5 inch × ft 12
inch 1= 0,125 ft
Birmingham Wire Gage (BWG) = 8
Diameter dalam (ID) = 1,17 inch × ft 12
inch 1= 0,0975 ft
Luas permukaan dalam (Ai) = 0,3063 ft2/ft
Luas permukaan luar (Ao) = 0,3925 ft2/ft
Luas penampang (Af) = 1,0750 inch2 ×
2
inch 12
ft 1
= 0,0075 ft2
e. Kebutuhan medium pendingin (WC)
Qc = QH
Qc = WC × Cp × ΔT
WC = ΔTCp
QC
=
F86122Btu/lb 0,9977
Btu/jam 38402.261,76
= 11.200,2037 lb/jam
f. Fluks massa pendingin total (GCtot)
GCtot = Af
WC= 2ft 0,0075
lb/jam 711.200,203= 1.500.306,3540 lb/jam.ft2
g. Fluks massa tiap set coil (Gi)
Kecepatan medium pendingin (air) di dalam tube pada umumnya berkisar
antara 1,25 – 2,5 m/detik (Coulson dan Richardson). Dipilih: vc = 2 m/detik
vc = m 0,3048
ft 1
detik 1
meter 2 = 6,5617 ft/detik
Maka, diperoleh
Gi = ρc × vc = 62,0920 lb/ft3 × 6,5617 ft/detik = 407,4277 lb/ft2.detik
= 407,4277 lb/ft2detik × jam 1
detik 3600= 1.466.739,6931 lb/ft2.jam
h. Jumlah set coil (NC)
NC = Gi
G Ctot=
.jamlb/ft 69311.466.739,
.jamlb/ft 35401.500.306,2
2
= 1,0229 ≈ 2 set coil
Digunakan NC = 2 set coil
i. Koreksi fluks massa tiap set coil
Gi koreksi=C
Ctot
N
G=
2
.jamlb/ft 35401.500.306, 2
= 750.153,1770 lb/ft2.jam
j. Cek kecepatan medium pendingin
vc cek = Cρ
koreksi Gi=
3
2
lb/ft 62,0920
.jamlb/ft 70750.153,17= 12.081,3215 ft/jam
= 12.081,3215 ft/jam × detik 3600
jam 1
= 3.3559 ft/detik ft 1
m 3048,0
= 1,0229 m/detik
Nilai vc cek memenuhi syarat karena lebih kecil dari nilai vc yang dipilih
yaitu sebesar 2 m/detik
k. Beban panas set coil (Qci)
Qci = C
C
N
Q=
2
Btu/jam 38402.261,76= 201.130,8819 Btu/jam
l. Dirt overall coefficient (UD)
Dari Tabel 8, pg 840, Kern, 1965 pada kolom cold fluid water and hot fluid
heavy organics:
Nilai UD = 5 – 75 Btu/jam.ft2.°F
Dipilih UD = 45 Btu/jam.ft2.°F
m. Luas perpindahan panas tiap set coil (Aci)
Aci = LMTDD ΔTU
Qci
=
F 9370,51F.Btu/jam.ft 45
Btu/jam 19201.130,882
= 86,0576 ft2
Gambar 1. Layout coil
n. Diameter heliks (dhe)
Besarnya diameter heliks coil berkisar antara 70 – 80% D
Dipilih dhe = 80% D (Diameter tangki)
D = 65,6250 inch × inch 12
ft 1= 5,4688 ft
dhe = 80% D = 80% (65,6250inch) = 52,5000 inch
= 52,5000 inch × inch 12
ft 1= 4,3750 ft
o. Jarak antar pusat coil (Jsp)
Dipilih Jsp = 0,2 OD coil (Ludwig, 1999)
Diketahui OD coil = 1,5 inch × inch 12
ft 1= 0,1250 ft
Jsp = 0,2 × OD coil
= 0,2 × 0,1250 ft
= 0,0250 ft
p. Panjang satu putaran heliks coil (Lhe)
Lhe = 2
1putaran miring +
2
1 putaran datar
= 2
1π.rhe +
2
1π.dhe
= 2
1π × (dhe2 + Jsp2) 2
1
+ 2
1π × dhe
= 2
1π × ((4,3750 ft)2 + (0,0250 ft)2) 2
1
+ 2
1π × 4,3750 ft
= 13,7446 ft
Jsp
rhe
dhe
q. Panjang coil tiap set (Lci)
Lci = Ao
Aci=
ftft 0,3925
ft 86,05762
2
= 219,2550 ft
r. Jumlah putaran tiap set coil (Npc)
Npc = Lhe
Lci=
ft 13,7446
ft 219,2550= 15,9521 ≈ 16 putaran
Digunakan Nps = 16 putaran
s. Koreksi panjang coil tiap set (Lci, kor)
Lci, kor = Npc × Lhe
= 16 putaran × 13,7446 ft
= 219,9133 ft
t. Tinggi coil (Lc)
Lc = Jsp × Npc × Nc
= 0,0250 ft × 16 putaran × 2 set coil
= 0,8 ft = 0,2438 m
u. Volume coil (Vc)
Vc = Nc × 4
π× (OD coil)2 × Lci, kor
= 2 set coil × 4
π × (0,1250 ft)2 × 219,9133 ft
= 5,3975 ft3 = 0,1528 m3
v. Cek tinggi cairan setelah ditambah coil (hL)
Diketahui V(cair) = 346,3556 ft3 (volume cairan dalam shell)
hL = 2Di
4
π
)V(V(cair) coil=
2
3
ft) (5,46884
π
ft 5,3975)(346,3556
= 14,9752 ft
= 4,5644 m
Diketahui LC = 0,8 ft = 0,2438 m
Karena nilai hL > LC, maka semua coil tercelup di dalam cairan
w. Jarak coil dari atas dan bawah reaktor
Jarak coil = 0,5 × (hL – LC)
= 0,5 × (14,9752 – 0,8) ft
= 7,0876 ft = 2,1603 m
x. Koefisien perpindahan panas di dalam coil (hi)
Koefisien perpindahan panas di dalam coil (hi), dihitung berdasarkan hi
untuk pipa, kemudian dikoreksi karena adanya efek curvature. Untuk air
dalam pipa pada tekanan sedang dan suhu antara 40 – 220ºF, hi dapat
dihitung dengan persamaan. 9-19 hal. 228, Mc. Adam, 1985 berikut:
h’i = 150 × (1 + 0,011 Tc, avg) ×
0,2
0,8
ID
cek vc
= 150 × (1 + 0,011 × 104°F) ×
0,2
0,8
ft) (0,0975
ft/detik) (3,3559
= 1.349,4745 Btu/jam.ft2.°F
Koreksi karena efek curvature (Kern, 1965, hal. 721):
hi = h’i ×
dhe
ID3,51
= 1.349,4745 Btu/jam.ft2.°F ×
ft 4,3750
ft 0,09753,51
= 1.454,7335 Btu/jam.ft2.°F
y. Koefisien perpindahan panas di luar coil (ho)
Diketahui,
g (percepatan gravitasi bumi) = 416.990.551,1811 ft/jam2
T.reaktor = 70ºC = 343 K = 158ºF = 618 R
b (koefisien ekspansi termal) = reaktor T.
1
= 0,0143/ºC = 0,0029/K = 0,0063/ºF
= 0,0016/ ºR
ΔT = T.reaktor – Tc average
= (70 – 40)ºC
= 30ºC = 30 K = 54ºF = 54 R
ρf (densitas fluida) = 52,4970 lb/ft3
Go = (g × b × ΔT × ρf2 × OD)1/2
= ((416.990.551,1811 ft/jam2) × (0,0063/ºF) × (54ºF) × (52,4970
lb/ft3)2 × (0,1250 ft))1/2
= 221.574,9359 lb/ft2.jam
Diketahui µf = 0,0087 lb/ft.detik × jam 1
detik 3600= 31,3620 lb/ft.jam
Bilangan reynold di luar coil (ReO)
ReO = μf
GoOD
= lb/ft.jam 31,3620
.jamlb/ft 9221574,935ft 0,1250 2
= 883,1339
Untuk 100 < ReO <100000, maka ho dapat dicari dengan persamaan
(Chopey, 1984) berikut:
Diketahui :
Cpf (kapasitas panas fluida) = 6,3263 Btu/lb.ºF
kf (konduktivitas fluida) = 0,2454 Btu/ft.ºF
ho = Cpf × Go ×
2
1
O
4
3
Re
0,53
μfCpf
kf
= 6,3263 Btu/lb.°F × 221574,9359 lb/ft2.jam ×
=4
3
lb/ft.jam 31,3620FBtu/lb. 6,3263
FBtu/ft. 0,2454
×
2
1
883,1339
0,53
= 164,8861 Btu/jam.ft2.°F
z. Koefisien perpindahan panas di dalam coil dengan dasar diameter luar (hio)
hio = hi ×
OD
ID
= 1.454,7335 Btu/jam.ft2.°F ×
ft 0,1250
ft 0,0975
= 1.134,6921 Btu/jam.ft2.°F
aa. Clean overall coefficient
UC = hioho
hioho
= F.Btu/jam.ft )1.134,6921(164,8861
F.Btu/jam.ft 1.134,6921F.Btu/jam.ft 164,88612
22
= 143,9659 Btu/jam.ft2.°F
bb. Dirt factor, cek (RD)
Untuk Tf < 240ºF, Tc ≤ 125ºF, vc < 3 ft/detik, dan air pendingin yang
digunakan berasal dari cooling tower yang tidak di treatment kembali maka,
Rd min = 0,003 (tabel 12, hal. 845, Kern, 1965):
Syarat, RD > RD min
RD = DC
DC
UU
UU
= F.Btu/jam.ft 45) (143,9659
F.Btu/jam.ft 45) (143,96592
2
= 0,5237
cc. Pressure drop cek, (ΔP)
Syarat pressure drop untuk heavy organics adalah ΔP maksimal sebesar 30
psi (foot note tabel 8, hal. 840, Kern, 1965)
Rei= μc
kor Gi,ID=
lb/ft.jam 1,6097
lb/jam.ft 70750.153,17ft 0975,0 2= 45.438,2839
Faktor friksi untuk pipa baja (f)
f = 0,0035 +
0,42
iRe
0,264= 0,0035 +
0,4239)(45.438,28
0,264= 0,0064
Pressure drop (ΔP)
ΔP = IDρcg2
Lcikor Gi,f4 2
=
ft) (0,0975)lb/ft (62,0920)ft/jam ,1811(4169905512
ft) (219,9133.jamlb/ft 70750.153,170,0064432
22
= 629,5023 lb/ft2 × 2lb/ft 144
psi 1
= 4,3715 psi
4. Koil pada Reaktor-04
a. Perhitungan coil pendingin reaktor
Beban panas coil pendingin (QH)
QH = Q1 = 37.856,7459 kcal/jam
= 150.225,1821 Btu/jam
b. Medium pendingin
Dipilih air pada suhu masuk 30°C dan tekanan 1,5 atm
Suhu air masuk coil (T.in) = 30°C = 86°F = 303 K
Suhu air keluar coil (T.out) = 50°C = 122°F = 323 K
Suhu reaktor (Tr) = 70oC = 158oF = 343 K
Tc, avg (suhu air rata-rata) =
2
C5030 = 40°C = 104°F = 313 K
c. Sifat fisis air
Berat molekul (BM) = 18 kg/kmol
Konduktifitas panas (kc) = 0,6251 W/m.K = 0,3612 Btu/ft.jam.°F
Densitas (ρc) = 0,9918 kg/m3 = 62,0920 lb/ft3
Kapasitas panas (Cp) = 0,9977 kcal/kg.oC = 0,9977 Btu/lb.°F
Viskositas (μc) = 0,6654 cP = 1,6097 lb/ft.jam
Beda suhu logaritmik (ΔTLMTD) dari persamaan 5.14, pg 89, Kern, 1965
ΔTLMTD =
T.outT.reaktor
T.inT.reaktorln
T.outT.reaktorT.inT.reaktor
=
T.outT.reaktor
T.inT.reaktorln
T.inT.out
=
F 122)(158
F 86158ln
F 86)(122
= 51,9370°F
d. Spesifikasi coil
Umumnya coil dengan ukuran 2 dan 2 ½ in paling ekonomis untuk “shop
fabrication” dan ukuran 1 ½ dan 2 in untuk “field fabrication”.
Spesifikasi tube standar untuk coil (Tabel 10, hal. 843, Kern, 1965) :
Bahan = Stainless Steel
Diameter luar (OD) = 1,5 inch × ft 12
inch 1= 0,125 ft
Birmingham Wire Gage (BWG) = 8
Diameter dalam (ID) = 1,17 inch × ft 12
inch 1= 0,0975 ft
Luas permukaan dalam (Ai) = 0,3063 ft2/ft
Luas permukaan luar (Ao) = 0,3925 ft2/ft
Luas penampang (Af) = 1,0750 inch2 ×
2
inch 12
ft 1
= 0,0075 ft2
e. Kebutuhan medium pendingin (WC)
Qc = QH
Qc = WC × Cp × ΔT
WC = ΔTCp
QC
=
F86122Btu/lb 0,9977
Btu/jam 21150.225,18
= 4.182,7307 lb/jam
f. Fluks massa pendingin total (GCtot)
GCtot = Af
WC= 2ft 0,0075
lb/jam 4.182,7307= 560.291,3714 lb/jam.ft2
g. Fluks massa tiap set coil (Gi)
Kecepatan medium pendingin (air) di dalam tube pada umumnya berkisar
antara 1,25 – 2,5 m/detik (Coulson dan Richardson). Dipilih: vc = 2 m/detik
vc = m 0,3048
ft 1
detik 1
meter 2 = 6,5617 ft/detik
Maka, diperoleh
Gi = ρc × vc = 62,0920 lb/ft3 × 6,5617 ft/detik = 407,4277 lb/ft2.detik
= 407,4277 lb/ft2detik × jam 1
detik 3600= 1.466.739,6931 lb/ft2.jam
h. Jumlah set coil (NC)
NC = Gi
G Ctot=
.jamlb/ft 69311.466.739,
.jamlb/ft 14560.291,372
2
= 0,3820 ≈ 1 set coil
Digunakan NC = 1 set coil
i. Koreksi fluks massa tiap set coil
Gi koreksi =C
Ctot
N
G=
1
.jamlb/ft 41560.291,37 2
= 560.291,3741 lb/ft2.jam
j. Cek kecepatan medium pendingin
vc cek = Cρ
koreksi Gi=
3
2
lb/ft 62,0920
.jamlb/ft 41560.291,37= 9.023,570 ft/jam
= 9.023,570 ft/jam × detik 3600
jam 1
= 2,5065 ft/detik ft 1
m 3048,0
= 0,7640 m/detik
Nilai vc cek memenuhi syarat karena lebih kecil dari nilai vc yang dipilih
yaitu sebesar 2 m/detik
k. Beban panas set coil (Qci)
Qci = C
C
N
Q=
1
Btu/jam 21150.225,18= 21150.225,18 Btu/jam
l. Dirt overall coefficient (UD)
Dari Tabel 8, pg 840, Kern, 1965 pada kolom cold fluid water and hot fluid
heavy organics:
Nilai UD = 5 – 75 Btu/jam.ft2.°F
Dipilih UD = 45 Btu/jam.ft2.°F
m. Luas perpindahan panas tiap set coil (Aci)
Aci = LMTDD ΔTU
Qci
=
F 9370,51F.Btu/jam.ft 45
Btu/jam 21150.225,182
= 38,5660 ft2
Gambar 1. Layout coil
n. Diameter heliks (dhe)
Besarnya diameter heliks coil berkisar antara 70 – 80% D
Dipilih dhe = 80% D (Diameter tangki)
D = 65,6520 inch × inch 12
ft 1= 4,9688 ft
dhe = 80% D = 80% (65,6520 inch) = 52,5000 inch
= 52,5000 inch × inch 12
ft 1= 4,3750 ft
o. Jarak antar pusat coil (Jsp)
Dipilih Jsp = 0,2 OD coil (Ludwig, 1999)
Diketahui OD coil = 1,5 inch × inch 12
ft 1= 0,1250 ft
Jsp = 0,2 × OD coil
= 0,2 × 0,1250 ft
= 0,0250 ft
p. Panjang satu putaran heliks coil (Lhe)
Lhe = 2
1putaran miring +
2
1 putaran datar
= 2
1π.rhe +
2
1π.dhe
= 2
1π × (dhe2 + Jsp2) 2
1
+ 2
1π × dhe
= 2
1π × ((4,3750 ft)2 + (0,0250 ft)2) 2
1
+ 2
1π × 4,3750 ft
= 13,7446 ft
Jsp
rhe
dhe
q. Panjang coil tiap set (Lci)
Lci = Ao
Aci=
ftft 0,3925
ft 38,56602
2
= 98,2573 ft
r. Jumlah putaran tiap set coil (Npc)
Npc = Lhe
Lci=
ft 13,7446
ft 98,2573= 7,1488 ≈ 8 putaran
Digunakan Nps = 8 putaran
s. Koreksi panjang coil tiap set (Lci, kor)
Lci, kor = Npc × Lhe
= 8 putaran × 13,7446 ft
= 109,9566 ft
t. Tinggi coil (Lc)
Lc = Jsp × Npc × Nc
= 0,0250 ft × 8 putaran × 1 set coil
= 0,2 ft = 0,0610 m
u. Volume coil (Vc)
Vc = Nc × 4
π× (OD coil)2 × Lci, kor
= 1 set coil × 4
π × (0,1250 ft)2 × 0,2 ft
= 1,3494 ft3 = 0,0382 m3
v. Cek tinggi cairan setelah ditambah coil (hL)
Diketahui V(cair) = 346,3556 ft3 (volume cairan dalam shell)
hL = 2Di
4
π
)V(V(cair) coil=
2
3
ft) (5,46884
π
ft 1,3494) (346,3556
= 14,8028 ft
= 4,5119 m
Diketahui LC = 0,2 ft = 0,0610 m
Karena nilai hL > LC, maka semua coil tercelup di dalam cairan
w. Jarak coil dari atas dan bawah reaktor
Jarak coil = 0,5 × (hL – LC)
= 0,5 × (14,8028 – 0,0610) ft
= 7,3014 ft = 2,2255 m
x. Koefisien perpindahan panas di dalam coil (hi)
Koefisien perpindahan panas di dalam coil (hi), dihitung berdasarkan hi
untuk pipa, kemudian dikoreksi karena adanya efek curvature. Untuk air
dalam pipa pada tekanan sedang dan suhu antara 40 – 220ºF, hi dapat
dihitung dengan persamaan. 9-19 hal. 228, Mc. Adam, 1985 berikut:
h’i = 150 × (1 + 0,011 Tc, avg) ×
0,2
0,8
ID
cek vc
= 150 × (1 + 0,011 × 104°F) ×
0,2
0,8
ft) (0,0975
ft/detik) (2,5065
= 1.068,5033 Btu/jam.ft2.°F
Koreksi karena efek curvature (Kern, 1965, hal. 721):
hi = h’i ×
dhe
ID3,51
= 1.068,5033 Btu/jam.ft2.°F ×
ft 4,3750
ft 0,09753,51
= 1.151,8465 Btu/jam.ft2.°F
y. Koefisien perpindahan panas di luar coil (ho)
Diketahui,
g (percepatan gravitasi bumi) = 416.990.551,1811 ft/jam2
T.reaktor = 70ºC = 343 K = 158ºF = 618 R
b (koefisien ekspansi termal) = reaktor T.
1
= 0,0143/ºC = 0,0029/K = 0,0063/ºF
= 0,0016/ ºR
ΔT = T.reaktor – Tc average
= (70 – 40)ºC
= 30ºC = 30 K = 54ºF = 54 R
ρf (densitas fluida) = 52,4970 lb/ft3
Go = (g × b × ΔT × ρf2 × OD)1/2
= ((416990551,1811 ft/jam2) × (0,0063/ºF) × (54ºF) × (52,4970
lb/ft3)2 × (0,1250 ft))1/2
= 221.574,9359 lb/ft2.jam
Diketahui µf = 0,0087 lb/ft.detik × jam 1
detik 3600= 31,3620 lb/ft.jam
Bilangan reynold di luar coil (ReO)
ReO = μf
GoOD
= lb/ft.jam 31,3620
.jamlb/ft 59221.574,93ft 0,1250 2
= 883,1339
Untuk 100 < ReO <100000, maka ho dapat dicari dengan persamaan
(Chopey, 1984) berikut:
Diketahui :
Cpf (kapasitas panas fluida) = 6,3263 Btu/lb.ºF
kf (konduktivitas fluida) = 0,2454 Btu/ft.ºF
ho = Cpf × Go ×
2
1
O
4
3
Re
0,53
μfCpf
kf
= 6,3263 Btu/lb.°F × 221.574,9359 lb/ft2.jam ×
=4
3
lb/ft.jam 31,3620FBtu/lb. 6,3263
FBtu/ft. 0,2454
×
2
1
883,1339
0,53
= 164,8861 Btu/jam.ft2.°F
z. Koefisien perpindahan panas di dalam coil dengan dasar diameter luar (hio)
hio = hi ×
OD
ID
= 1.151,8465 Btu/jam.ft2.°F ×
ft 0,1250
ft 0,0975
= 898,4403 Btu/jam.ft2.°F
aa. Clean overall coefficient
UC = hioho
hioho
= F.Btu/jam.ft 898,4403) (164,8861
F.Btu/jam.ft 898,4403 F.Btu/jam.ft 164,88612
22
= 139,3178 Btu/jam.ft2.°F
bb. Dirt factor, cek (RD)
Untuk Tf < 240ºF, Tc ≤ 125ºF, vc < 3 ft/detik, dan air pendingin yang
digunakan berasal dari cooling tower yang tidak di treatment kembali maka,
Rd min = 0,003 (tabel 12, hal. 845, Kern, 1965):
Syarat, RD > RD min
RD = DC
DC
UU
UU
= F.Btu/jam.ft 45) (139,3178
F.Btu/jam.ft 45) (139,31782
2
= 0,3001
cc. Pressure drop cek, (ΔP)
Syarat pressure drop untuk heavy organics adalah ΔP maksimal sebesar 30
psi (foot note tabel 8, hal. 840, Kern, 1965)
Rei= μc
kor Gi,ID=
lb/ft.jam 1,6097
lb/jam.ft 14560.291,37ft 0975,0 2= 33.937,9732
Faktor friksi untuk pipa baja (f)
f = 0,0035 +
0,42
iRe
0,264= 0,0035 +
0,4210)(48.237,09
0,264= 0,0068
Pressure drop (ΔP)
ΔP = IDρcg2
Lcikor Gi,f4 2
=
ft) (0,0975)lb/ft (62,0920)ft/jam ,1811(4169905512
ft) (109,9566.jamlb/ft 74560.291,310,0063432
22
= 186,0030 lb/ft2 × 2lb/ft 144
psi 1
= 1,2917 psi