Gambar A.1 Diagram Alir Ekstraktor (EX-210)

LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA Kapasitas produksi

: 12.000 ton/tahun

Waktu produksi

: 330 hari/tahun

Rate produksi

:

Yield produksi

: 9,9505 % (dari perhitungan alur mundur)

= 1.515,15 kg/jam

Maka, Bahan baku yang dibutuhkan :

A.1 a.

= 15.226,94 kg/jam (kulit kakao)

Ekstraktor (EX–210) Neraca Massa Masuk Alur 4 Kulit buah kakao mengandung (Riyadi, 2003) : -

Pektin

: 12,67 %

-

Air

:5%

-

Padatan

: 82,33 %

Sehingga komposisi bahan masuk ekstraktor -

Pektin

: 12,67 % × 15.226,94 kg/jam

= 1.929,25 kg/jam

-

Air

: 5,00 % × 15.226,94 kg/jam

=

-

Padatan

: 82,33 % × 15.226,94 kg/jam

=12.536,34 kg/Jam

761,35 kg/jam

Penambahan HCl sebagai pelarut dengan perbandingan antara massa kulit buah kakao terhadap massa HCl adalah sebesar 1 : 5. Sehingga jumlah larutan yang masuk : 15.226,94 kg/ jam × 5 = 76.134,71 kg/jam.

Muhammad Ekki Chahyaditha : Pembuatan Pektin dari Kulit Buah Kakao dengan Kapasitas Produksi 12.000 ton/tahun, 2011

Alur 5 Konsentrasi HCl dalam total pelarut adalah 0,73 % Jumlah HCl : 76.134,71 kg/jam × 0,73 %

=

555,78 kg/jam

Larutan HCl yang tersedia adalah HCl 37 %, sehingga jumlah HCl 37 % yang diperlukan adalah =

= 1.502,12 kg/jam

Air yang terkandung di dalam HCl 37 %, = 0,63 × 1.502,12 kg/jam = 946,33 kg/jam Alur 6 Maka, air yang perlu ditambahkan untuk pengenceran HCl 37 % menjadi 0,73 % adalah = 76.134,71 kg/jam – 946,33 kg/jam = 74.632,59 kg/jam

Alur 4

Alur 7

Pektin

: 12,67 %

Air

Air

:

HCl

5,00 %

: 37 %

Cake Kulit Kakao : 82,33 %

Alur 8 Pektin* Pektin terekstraksi Air Cake Kulit Kakao HCl


Gambar A.1 Diagram Alir Ekstraktor (EX-210) b. Neraca Massa Keluar Alur 8 Komposisi pektin yang terekstraksi adalah : 80 % × 1.929,25 kg/jam = 1.543,40 kg/jam Sedangkan pektin yang tidak terekstraksi (Pektin*) adalah : = (1.929,25 – 1.543,40) kg/jam = 385,85 kg/jam

Tabel A.1 Neraca Massa Total Ekstraktor (EX–210) Masuk (kg/jam)

Komponen

Alur 4

Pektin*

0,00

385,85

0,00

0,00

1.543,40

761,35

75.578,93

76.340,27

12.536,34

0,00

12.536,34

0,00

555,78

555,78

15.226,94

76.134,71

91.361,65

Air HCl

Jumlah

Alur 8

1.929,25

Pektin terekstraksi Padatan

Alur 7

Keluar (kg/jam)

A.2 Rotary Drum Vacuum Filter 1 (RDVF–220) a. Neraca Massa Masuk Alur 7 Fasa Padat : Pektin*

=

385,85 kg/jam

Zat padat

= 12.536,34 kg/jam 12.922,19 kg/jam


Fasa Cair : Pektin

= 1.543,40 kg/jam

HCl

=

Air

= 76.340,27 kg/jam

555,78 kg/jam 78.439,46 kg/jam

Alur 7 Pektin

: 0,422 %

Pektin terekstraksi : 1,689 % Air

Alur 8

: 83,558 %

Cake Kulit Kakao : 13,721 %

Pektin

HCl

Pektin terekstraksi

: 0,608 %

Air Cake Kulit Kakao

Alur 9

HCl

Pektin terekstraksi Air HCl

Gambar A.2 Diagram Alir Rotary Drum Vacuum Filter (RDVF-220)

b. Massa Neraca Keluar Alur 8 Jika 10% dari komponen berfasa cair terikut ke fasa padat, maka total jumlah larutan yang ikut padatan (X) 10% = 10% = X = 1.435,80 kg/jam


Maka banyaknya larutan yang ikut padatan : HCl

= = 10,17 kg/jam

Air

= = 1.397,37 kg/jam

Pektin

= = 28,25 kg/jam

Alur 9 Fasa Cair Pektin

=(

– 28,25) kg/jam

= 1.515,15 kg/jam

HCl

= (555,78 – 10,17) kg/jam

=

Air

= (76.340,27 – 78.439,46) kg/jam

= 74.942,90 kg/jam

545,61 kg/jam

Tabel A.2 Neraca Massa Total Rotary Drum Vacuum Filter 1 (RDVF–220) Komponen Pektin*

Masuk (Kg/Jam) Alur 7

Keluar (Kg/Jam) Alur 8

Alur 9

385,85

385,85

0,00

1.543,40

28,25

1.515,15

Air

76.340,27

1.397,37

74.942,90

Padatan

12.536,34

12.536,34

0,00

555,78

10,17

545,61

91.361,65

14.357,99

77.003,66

Pektin terekstraksi

HCl

Jumlah


A.3 Vaporizer (V–310) a. Neraca Massa Masuk Alur 9 Pektin = 1.515,15 kg/jam HCl

=

545,61 kg/jam

Air

= 74.942,90 kg/jam 77.003,66 kg/jam Alur 10 Air HCl

Alur 9 Pektin terekstraksi : 1,9676 % Air

: 97,3238 %

HCl

: 0,7085 %

Alur 12 Pektin terekstraksi Air

Gambar A.3 Diagram Alir Vaporizer (V-310)

b. Neraca Massa Keluar Alur 10 Pektin dipekatkan dalam Vaporizer dengan menguapkan total pelarut sebanyak 50 % (HCl diasumsikan teruapkan semuanya) sehingga jumlah air yang menguap sebanyak : = (50 % × (545,61 + 74.942,90)) kg/jam – 545,61 kg/jam


= 37.198,64 kg/jam Sedangkan HCl yang menguap sebanyak = 545,61 kg/jam Alur 12 Fasa Cair (Larutan Pektin Pekat) : Pektin = 1.515,15 kg/jam Air

= 37.744,25 kg/jam

Tabel A.3 Neraca Massa Total Vaporizer (V–310) Masuk (kg/jam)

Komponen

Alur 9

Pektin terekstraksi Air

Alur 10

Alur 12

1.515,15

0,00

1.515,15

74.942,90

37.198,64

37.744,25

545,61

545,61

0,00

77.003,66

37.744,25

39.259,41

HCl

Jumlah

Keluar (kg/jam)

A.4 Mixer (M–320) a. Neraca Massa Masuk Alur 13 Pektin

=

1.515,15 kg/jam

Air

= 37.744,25 kg/jam 39.259,41 kg/jam

Alur 14 Pembentukan Endapan Pektin dilakukan dengan penambahan larutan Isopropil alkohol dengan perbandingan Pektin dan Isopropil alkohol 1:2 sehingga jumlah Isopropil alkohol yang ditambahkan sebanyak 2 × 1.515,15 kg/jam = 3.030,30 kg/jam.


Alur 13

Alur 14

Pektin terekstraksi : 3,8863 %

Isopropil Alkohol

Air

: 99,1137 %

Alur 15 Endapan Pektin Air Isopropil Alkohol Pektin** Gambar A.4 Diagram Alir Mixer (M-320)

b. Neraca Massa Keluar Alur 15 Terdapat 2 % Pektin yang tidak terendapkan, maka Pektin tidak terendapkan (Pektin**)

= 0,02 × 1.515,15 kg/jam = 30,30 kg/jam

Endapan Pektin

= 1.515,15 kg/jam – 30,30 kg/jam = 1.484,85 kg/jam

Isopropil alkohol

= 3.030,30

kg/jam

Air

= 37.744,25

kg/jam

Tabel A.4 Neraca Massa Total Mixer (M–320) Komponen Pektin** Endapan Pektin Air

Masuk (kg/jam) Alur 13

Keluar (kg/jam)

Alur 14

Alur 15

0,00

0,00

30,30

1.515,15

0,00

1.484,85

37.744,25

0,00

37.744,25


Isopropil Alkohol

Jumlah

0,00

3.030,30

3.030,30

39.259,41

3.030,30

42.289,71

A.5 Rotary Drum Vacuum Filter 2 (RDVF–330) a. Neraca Massa Masuk Alur 15 Fasa Padat : – Endapan pektin

=

1.484,85

kg/jam

Fasa Cair : – Pektin **

=

30,30 kg/jam

– Isopropil alkohol =

3.030,30 kg/jam

– Air

= 37.744,25 kg/jam 40.804,86 kg/jam

Alur 15 Endapan Pektin

: 3,51 %

Air

: 89,25 %

Isopropil Alkohol : 7,17 %

Alur 16

Pektin**

Pektin Padatan

: 0,07 %

Air Isopropil Alkohol

Alur 17 Air Isopropil Alkohol Pektin**

Gambar A.5 Diagram Alir Rotary Drum Vacuum Filter (RDVF-330) b. Neraca Massa Keluar Alur 16 Jika 10 % dari komponen berfasa cair terikut dengan endapan pektin, maka banyaknya larutan yang terikut dengan endapan pektin (X)


10 % = 10 % = X = 164,98 kg/jam Larutan yang terkandung pada endapan pektin : -

Air

= = 152,61 kg/jam

-

Isopropil alkohol

= = 12,25 kg/jam

Endapan Pektin

= 1.484,85 kg/jam

Alur 17 Air

= (37.744,25 – 152,61) kg/jam = 37.591,65 kg/jam

Isopropil alkohol

= (3.030,30 – 12,25) kg/jam

Pektin**

= 30,30 kg/jam

= 3.018,05 kg/jam

Tabel A.5 Neraca Massa Total Rotary Drum Vacuum Filter 2 (RDVF–330) Komponen Pektin** Endapan Pektin Air Isopropil Alkohol

Jumlah


Keluar(kg/jam) Alur 16

Alur 17

30,30

0,00

30,30

1.484,85

1.484,85

0,00

37.744,25

152,61

37.591,65

3.030,30

12,25

3.018,05

42.289,71

1.649,71

40.640,00


A. 6 Tangki Destilasi (TD–350) a. Neraca Massa Masuk Alur 17 Air

= 37.591,65 kg/jam

Isopropil alkohol

= 3.018,05 kg/jam

Pektin**

=

30,30 kg/jam

+

= 40.640,00 kg/jam

Alur 19 Air Isopropil Alkohol

Alur 17 Pektin** Air

: 92,50

%

TD-350

Isopropil Alkohol : 7,43 % Kondensat keluar, 100 oC

Steam masuk, 150 oC

Alur 18 Pektin** Air Isopropil Alkohol

Gambar A.6 Diagram Alir Tangki Destilasi (TD-350) b.

Neraca Massa Keluar Alur 18 Diinginkan hanya 2 % Air yang menguap dan hanya 2 % Isopropil Alkohol

yang tidak teruapkan. Dengan asumsi tidak ada Pektin yang

terdapat

pada

produk atas tangki destilasi, maka,


Air

= (100 – 2) % × 37.591,65 kg/jam = 36.839,81 kg/jam

Isopropil Alkohol

= 2 % × 3.018,05 kg/jam = 60,36 kg/jam

Pektin

= 30,30 kg/jam

Alur 19 Air

= (37.591,65 – 36.839,81) kg/jam = 751,83 kg/jam

Isopropil Alkohol

= (3.018,05 – 60,36) kg/jam = 2.957,69 kg/jam

A.7 Rotary Dryer (RD–340) a. Neraca Massa Masuk Alur 21 Endapan Pektin

= 1.484,85 kg/jam

Air

= 152,61 kg/jam

Isopropil alkohol

=

12,25 kg/jam

Alur 22 Air Isopropil Alkohol


: 90,01 %

Air

: 9,25 %

Isopropil Alkohol : 0,74 %

Alur 23 Endapan Pektin Air


Gambar A.7 Diagram Alir Rotary Dryer (RD-340)

b. Neraca Massa Keluar Alur 22 Diinginkan Isopropil Alkohol menguap 100 % dan kandungan air dalam produk = 2 %. Maka, 2% =

× 100 %

X = massa air yang menguap 2% =

× 100 %

X = 122,31 kg/jam

Komposisi uap : Air

= 122,31 kg/jam

Isopropil alkohol = 12,25 kg/jam


= 1.484,85 kg/jam

Air

= (152,61 – 122,31) kg/jam = 30,30 kg/jam

Tabel A.7 Neraca Massa Total Rotary Dryer (RD–340) Komponen Endapan Pektin Air Isopropil Alkohol


Keluar (kg/jam) Alur 22

Alur 23

1.484,85

0,00

1.484,85

152,61

122,31

30,30

12,25

12,25

0,00


Jumlah

1.649,71

Total produk pektin

134,56

1.515,15

= 1.515,15 kg/jam = 1.515,15 kg/jam = 12.000 ton/tahun

Keterangan

:

Pektin*

= Pektin yang tidak terekstraksi (masih berada di dalam cake kulit kakao).

Pektin**

= Pektin yang tidak terendapkan (masih berfasa cair).


LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA PANAS Basis perhitungan

: 1 jam operasi

Satuan panas

: kilokalori (kkal)

Suhu referensi

: 25 oC

Tabel B.1 Harga Cp Setiap Komponen Proses pada Suhu 25 oC Komponen

Cp (kkal/kg.oC)

Pektin

0,431

Air

0,999

HCl

0,621

Isopropil Alkohol

0,662

Cake Kulit Kakao

1,783

(Wikipedia, 2010)

4.9

Neraca Panas Tangki Ekstraktor (EX–210) Alur 5 Alur 4 Alur 6

Alur 7


Gambar B.1 Diagram Alir Tangki Ekstraktor (EX–210)

Panas Masuk Q = m . Cp . dT Jumlah panas masuk (Q masuk) pada alur 4 adalah : Tabel B.2 Neraca Panas Masuk pada Alur 4 Komponen Pektin Air Cake Kulit Kakao Total

m

Cp

Tmasuk

Treferensi

Q

(kg/jam)

(kkal/kg.oC)

(oC)

(oC)

(kkal/jam)

1.929,25

0,431

30

25

4.157,54

761,35

0,999

30

25

3.802,93

12.536,34

1,783

30

25

111.761,48

15.226,94

–

–

–

119.721,95

Jumlah panas masuk (Q masuk) pada alur 5 adalah : Tabel B.3 Neraca Panas Masuk pada Alur 5 Komponen

m

Cp

Tmasuk

Treferensi

Q

(kg/jam)

(kkal/kg.oC)

(oC)

(oC)

(kkal/jam)

Air

946,33

0,999

30

25

4.726,94

HCl

555,78

0,621

30

25

1.725,71

–

–

–

6.452,64

Total

1.502,12

Jumlah panas masuk (Q masuk) pada alur 6 adalah : Tabel B.4 Neraca Panas Masuk pada Alur 6 Komponen Air Total

m (kg/jam)

Cp

Tmasuk o

(kkal/kg. C)

o

Treferensi

Q

( C)

o

( C)

(kkal/jam)

74.632,59

0,999

30

25

372.789,79

74.632,59

–

–

–

372.789,79

Maka,


Total Panas Masuk Tangki Ekstraktor (EX–210) adalah, Q masuk = (119.721,95 + 6.452,64 + 372.789,79) kkal/jam = 498.964,39 kkal/jam

Panas Keluar Q = m . Cp . dT Jumlah panas keluar (Q keluar) Tangki Ekstraktor pada alur 7 adalah : Tabel B.5 Neraca Panas Keluar Tangki Ekstraktor pada Alur 7 Komponen Pektin

m

Cp

Tkeluar

Treferensi

Q

(kg/jam)

(kkal/kg.oC)

(oC)

(oC)

(kkal/jam)

1.929,25

0,431

70

25

37.417,87

Air

76.340,27

0,999

70

25

3.431.876,94

Cake Kulit Kakao

12.536,34

1,783

70

25

1.005.853,33

555,78

0,621

70

25

15.531,37

–

–

–

4.490.679,50

HCl Total

91.361,65

Untuk menghasilkan suhu 70 oC pada Tangki Ekstraktor (EX–210) diperlukan pemanasan. Pemanas yang digunakan adalah superheated steam bersuhu 150 oC dan bertekanan 1 atm. Sedangkan kondensat yang terbentuk berupa saturated steam bersuhu 100 oC dan bertekanan 1 atm. Panas yang dilepas steam (Qsteam) : Qsteam = Qkeluar – Qmasuk = (4.490.679,50 – 498.964,39) kkal/jam Qsteam = 3.991.715,12 kkal/jam Dari Tabel Steam Smith, 2004 diperoleh, Hv (150 oC, 1 atm)

= 664,01 kkal/kg

Hl (100 oC, 1 atm)

= 100,15 kkal/kg

Maka banyaknya steam yang diperlukan (ms) adalah :


ms

=

ms

=

= 7.079,36 kg/jam

4.10 Neraca Panas Vaporizer (V–310)

Alur 10

Alur 9

Alur 12

Gambar B.2 Diagram Alir Vaporizer (V–310)

Panas Masuk Q = m . Cp . dT Jumlah panas masuk (Q masuk) Vaporizer (V–310) pada alur 9 adalah : Tabel B.6 Neraca Panas Masuk Vaporizer (V–310) pada Alur 9 Komponen Pektin Air HCl Total

m

Cp

Tmasuk

Treferensi

Q

(kg/jam)

(kkal/kg.oC)

(oC)

(oC)

(kkal/jam)

1.929,25

0,431

70

25

29.386,36

74.942,90

0,999

70

25

3.369.057,97

545,61

0,621

70

25

15.247,07

–

–

–

3.413.691,41

77.003,66


Panas Keluar Q = m . Cp . dT Jumlah panas keluar (Q keluar) Vaporizer (V–310) pada alur 10 adalah : Tabel B.7 Neraca Panas Keluar Vaporizer (V–310) pada alur 10 Komponen Air HCl Total

m

Cp

Tkeluar

Treferensi

Q

(kg/jam)

(kkal/kg.oC)

(oC)

(oC)

(kkal/jam)

37.198,64

0,999

110

25

3.158.722,85

545,61

0,621

110

25

28.800,02

–

–

–

3.187.522,87

37.744,25

Jumlah panas keluar (Q keluar) Vaporizer (V–310) pada alur 12 adalah : Tabel B.8 Neraca Panas Keluar Vaporizer (V–310) pada Alur 12 Komponen Pektin Air Total

m

Cp

Tkeluar

Treferensi

Q

(kg/jam)

(kkal/kg.oC)

(oC)

(oC)

(kkal/jam)

1.515,15

0,431

110

25

55.507,58

37.744,25

0,999

110

25

3.205.053,30

39.259,41

–

–

–

3.260.560,89

Maka, Total Panas Keluar Vaporizer (V–310) melalui alur 10 dan alur 12 adalah, Q keluar = (3.187.522,87 + 3.260.560,89) kkal/jam = 6.448.083,77 kkal/jam Untuk menghasilkan suhu 110

o

C pada Vaporizer (V–310) diperlukan

pemanasan. Pemanas yang digunakan adalah superheated steam bersuhu 150 oC dan bertekanan 1 atm. Sedangkan kondensat yang terbentuk berupa saturated steam bersuhu 100 oC dan bertekanan 1 atm.


Untuk menghitung jumlah steam yang dibutuhkan digunakan rumus : F.Cp.(TF–T1) + S.(Hs–hs) = L.hl + V.Hvl

(Geankoplis, 1997)

Dimana, F

= Laju alir massa umpan (kg/jam)

Cp

= Kapasitas panas umpan (kkal/kg.oC)

TF

= Suhu umpan masuk (oC)

T1

= Suhu produk keluar (oC)

S

= Jumlah steam yang dibutuhkan (kg/jam)

Hs

= Entalpi superheated steam (kkal/kg)

hs

= Entalpi kondensat (kkal/kg)

L

= Laju alir produk bawah Vaporizer (kg/jam)

hl

= Entalpi produk bawah (kkal/kg)

V

= Laju alir produk atas Vaporizer (kg/jam)

Hvl

= Panas laten produk atas Vaporizer (kkal/kg)

Cp umpan pada alur 9, = 0,983 kkal/kg.oC

Cp =

S.((664,01 – 100,15)kkal/kg) = [(39.259,41 kg/jam).(0)] + [(37.744,25 kg/jam).(643.28 kkal/kg)] – [(77.003,66 kg/jam).(0,983 kkal/kg.oC).(10–3 g/kg). ((70 –110)oC)] Maka, Banyaknya steam yang dibutuhkan adalah : S = 48.442,9 kg/jam


4.11 Neraca Panas Kondensor (E–312)

Alur 10

Alur 11

Gambar B.3 Diagram Alir Kondensor (E–312)

Panas Masuk Q = m . Cp . dT Jumlah panas masuk (Q masuk) Kondensor (E–312) pada alur 10 adalah : Tabel B.9 Neraca Panas Masuk Kondensor (E–312) pada Alur 10 Komponen Air HCl Total

m

Cp

Tmasuk

Treferensi

Q

(kg/jam)

(kkal/kg.oC)

(oC)

(oC)

(kkal/jam)

37.198,64

0,999

110

25

3.158.722,85

545,61

0,621

110

25

28.800,02

–

–

–

3.187.522,87

37.744,25

Panas Keluar Q = m . Cp . dT Jumlah panas keluar (Q keluar) Kondensor (E–312) pada alur 11 adalah: Tabel B.10 Neraca Panas Keluar Kondensor (E–312) pada Alur 11 Komponen

m

Cp

Tkeluar

Treferensi

Q


Air

(kg/jam)

(kkal/kg.oC)

37.198,64 545,61

HCl Total

(oC)

(oC)

(kkal/jam)

0,999

30

25

185.807,23

0,621

30

25

1.694,12

–

–

–

187.501,35

37.744,25

Untuk menurunkan suhu fluida panas dari 110 oC hingga menjadi 30 oC sekaligus mengubah fasanya dari uap manjadi cairan, pada Kondensor (E–312) diperlukan kondensasi dengan bantuan air pendingin. Air pendingin yang digunakan adalah air bersuhu 28 oC dan bertekanan 1 atm. Sedangkan air pendingin bekas yang terbentuk berupa air bersuhu 50 oC dan bertekanan 1 atm. Panas yang diserap air pendingin (Qw) : Qw

= Qkeluar – Qmasuk = (187.501,35 – 3.187.522,87) kkal/jam

Qw

= – 3.000.021,53 kkal/jam

Maka banyaknya air pendingin yang diperlukan (mw) adalah : mw

=

mw

=

= 136.364,62 kg/jam

4.12 Neraca Panas Cooler (E–316)

Alur 12

Alur 13


Gambar B.4 Diagram Alir Cooler (E–316)

Panas Masuk Q = m . Cp . dT Jumlah panas masuk (Q masuk) Cooler (E–316) pada alur 12 adalah : Tabel B.11 Neraca Panas Masuk Cooler (E–316) pada Alur 12 Komponen Pektin Air Total

m

Cp

Tmasuk

Treferensi

Q

(kg/jam)

(kkal/kg.oC)

(oC)

(oC)

(kkal/jam)

1.515,15

0,431

110

25

3.205.053,32

37.744,25

0,999

110

25

55.507,58

39.259,41

–

–

–

3.260.560,90

Panas Keluar Q = m . Cp . dT Jumlah panas keluar (Q keluar) Cooler (E–316) pada alur 13 adalah: Tabel B.12 Neraca Panas Keluar Cooler (E–316) pada Alur 13 Komponen Pektin Air Total

m

Cp

Tkeluar

Treferensi

Q

(kg/jam)

(kkal/kg.oC)

(oC)

(oC)

(kkal/jam)

1.515,15

0,431

30

25

188.532,55

37.744,25

0,999

30

25

3.265,15

39.259,41

–

–

–

191.797,70

Untuk menurunkan suhu fluida panas dari 110 oC hingga menjadi 30 oC, pada Cooler (E–316) diperlukan kondensasi dengan bantuan air pendingin. Air pendingin yang digunakan adalah air bersuhu 28 oC dan bertekanan 1 atm. Sedangkan air pendingin bekas yang terbentuk berupa air bersuhu 70 oC dan bertekanan 1 atm. Panas yang diserap air pendingin (Qw) : Qw

= Qkeluar – Qmasuk = (191.797,70 – 3.260.560,90) kkal/jam


Qw

= – 3.068.763,20 kkal/jam


=

mw

=

= 139.489,24 kg/jam

4.13 Neraca Panas Tangki Destilasi (TD–350)

Alur 19

Alur 17

Alur 18

Gambar B.5 Diagram Alir Tangki Destilasi (TD–350)

Panas Masuk Q = m . Cp . dT Jumlah panas masuk (Q masuk) Tangki Destilasi (TD–350) pada alur 17 adalah : Tabel B.13 Neraca Panas Masuk Tangki Destilasi (TD–350) pada Alur 17 Komponen Pektin Air Isopropil Alkohol Total

m

Cp

Tmasuk

Treferensi

Q

(kg/jam)

(kkal/kg.oC)

(oC)

(oC)

(kkal/jam)

30,30

0,431

30

25

65,30

37.591,65

0,999

30

25

187.770,27

3.018,05

0,662

30

25

9.989,75

40.640,00

–

–

–

197.825,32


Panas Keluar Q = m . Cp . dT Jumlah panas keluar (Q keluar) Tangki Destilasi (TD–350) pada alur 18 adalah : Tabel B.14 Neraca Panas Keluar Tangki Destilasi (TD–350) pada alur 18 Komponen Pektin Air Isopropil Alkohol Total

m

Cp

Tkeluar

Treferensi

Q

(kg/jam)

(kkal/kg.oC)

(oC)

(oC)

(kkal/jam)

30,30

0,431

85

25

783,64

36.839,81

0,999

85

25

2.208.178,36

60,36

0,662

85

25

2.397,54

329,82

–

–

–

2.211.359,54

Jumlah panas keluar (Q keluar) Tangki Destilasi (TD–350) pada alur 19 adalah : Tabel B.15 Neraca Panas Keluar Tangki Destilasi (TD–350) pada Alur 19 Komponen Air Isopropil Alkohol Total

m (kg/jam)

Cp

Tkeluar o

(kkal/kg. C)

o

Treferensi o

( C)

( C)

Q (kkal/jam)

751,83

0,999

85

25

45.064,86

2.957,69

0,662

85

25

117.479,44

3.709,52

–

–

–

162.544,30

Maka, Total Panas Keluar Tangki Destilasi (TD–350) melalui alur 18 dan alur 19 adalah, Q keluar = (2.211.359,54 + 162.544,30) kkal/jam = 2.373.903,84 kkal/jam Untuk menghasilkan suhu 85 oC pada Tangki Destilasi (TD–350) diperlukan pemanasan. Pemanas yang digunakan adalah superheated steam bersuhu 150 oC dan bertekanan 1 atm. Sedangkan kondensat yang terbentuk berupa saturated steam bersuhu 100 oC dan bertekanan 1 atm.


Untuk menghitung jumlah steam yang dibutuhkan digunakan rumus : F.Cp.(TF–T1) + S.(Hs–hs) = L.hl + V.Hvl

(Geankoplis, 1997)

Dimana, F

= Laju alir massa umpan (kg/jam)

Cp

= Kapasitas panas umpan (kkal/kg.oC)

TF

= Suhu umpan masuk (oC)

T1

= Suhu produk keluar (oC)

S

= Jumlah steam yang dibutuhkan (kg/jam)

Hs

= Entalpi superheated steam (kkal/kg)

hs

= Entalpi kondensat (kkal/kg)

L

= Laju alir produk bawah Tangki Destilasi (kg/jam)

hl

= Entalpi produk bawah (kkal/kg)

V

= Laju alir produk atas Tangki Destilasi (kg/jam)

Hvl

= Panas laten produk atas Tangki Destilasi (kkal/kg)

Cp umpan pada alur 17, = 0,970 kkal/kg.oC

Cp =

S.((664,01 – 100,15)kkal/kg) = [(36.930,48 kg/jam).(0)] + [(3.709,52 kg/jam).(585,27 kkal/kg)] – [(40.640,00 kg/jam).(0,970 kkal/kg.oC).

(10–3 g/kg).((30–110)oC)] Maka, Banyaknya steam yang dibutuhkan adalah : S = 7.709,75 kg/jam



Alur 19

Alur 20

Gambar B.6 Diagram Alir Kondensor (E–352) Panas Masuk Q = m . Cp . dT Jumlah panas masuk (Q masuk) Kondensor (E–352) pada alur 19 adalah : Tabel B.16 Neraca Panas Masuk Kondensor (E–352) pada Alur 19 Komponen Air Isopropil Alkohol Total

m

Cp

Tmasuk Treferensi

Q

(kg/jam)

(kkal/kg.oC)

(oC)

(oC)

751,83

0,999

85

25

45.064,86

2.957,69

0,662

85

25

117.479,44

3.709,52

–

–

–

162.544,30

(kkal/jam)

Panas Keluar Q = m . Cp . dT Jumlah panas keluar (Q keluar) Kondensor (E–352) pada alur 20 adalah: Tabel B.17 Neraca Panas Keluar Kondensor (E–352) pada Alur 20 Komponen Air

m

Cp

(kg/jam)

(kkal/kg.oC)

751,83

0,999

Tkeluar Treferensi (oC)

(oC)

30

25

Q (kkal/jam) 3.755,41


Isopropil Alkohol Total

2.957,69

0,662

30

25

9.789,95

3.709,52

–

–

–

13.545,36


= Qkeluar – Qmasuk = (13.545,36 – 162.544,30) kkal/jam

Qw

= – 148.998,95 kkal/jam


=

mw

=

= 6.772,68 kg/jam

4.15 Neraca Panas Rotary Dryer (RD–340)

Alur 22

Alur 21

Alur 24


Gambar B.7 Diagram Alir Rotary Dryer (RD–340) Panas Masuk Q = m . Cp . dT Jumlah panas masuk (Q masuk) Rotary Dryer (RD–340) pada Alur 21 adalah : Tabel B.18 Neraca Panas Masuk pada Rotary Dryer (RD–340) melalui Alur 21 Komponen Pektin Air Isopropil Alkohol Total

m

Cp

Tmasuk

Treferensi

Q

(kg/jam)

(kkal/kg.oC)

(oC)

(oC)

(kkal/jam)

1.484,85

0,431

30

25

3.199,85

152,61

0,999

30

25

763,04

12,25

0,662

30

25

40,55

–

–

–

4.003,45

1.649,71

Panas Keluar Q = m . Cp . dT Jumlah panas keluar (Q keluar) Rotary Dryer (RD–340) pada alur 22 adalah : Tabel B.19 Neraca Panas Keluar Rotary Dryer (RD–340) pada Alur 22 Komponen Air Isopropil Alkohol Total

m

Cp

Tkeluar

Treferensi

Q

(kg/jam)

(kkal/kg.oC)

(oC)

(oC)

(kkal/jam)

122,31

0,999

60

25

4.280,69

12,25

0,662

60

25

283,88

134,56

–

–

–

4.564,57

Jumlah panas keluar (Q keluar) Rotary Dryer (RD–340) pada alur 24 adalah : Tabel B.20 Neraca Panas Keluar Rotary Dryer (RD–340) pada alur 24 Komponen Pektin Air Total

m

Cp

Tkeluar

Treferensi

Q

(kg/jam)

(kkal/kg.oC)

(oC)

(oC)

(kkal/jam)

1.484,85

0,431

50

25

37.121,21

30,30

0,999

50

25

757,58

–

–

–

37.878,79

1.515,15


Maka, Total Panas Keluar pada Rotary Dryer (RD–340) melalui alur 22 dan alur 24 adalah, Q keluar = (4.564,57 + 37.878,79) kkal/jam = 42.443,36 kkal/jam Produk Pektin yang diinginkan adalah Pektin Padatan dengan kandungan air 2 %. Untuk mengurangi kadar air pada Produk, maka dilakukan pengeringan pada Rotary Dryer ini. Pengeringan pada Rotary Dryer memerlukan udara panas sebagai media pengeringnya. Dimana dalam hal ini, panas pada udara panas berasal dari superheated steam bersuhu 150 oC bertekanan 1 atm yang mengalir melewati Blower (JB–342) yang merupakan alat yang berfungsi untuk menghembuskan udara panas menuju Rotary Dryer (RD–340). Untuk menghitung jumlah udara yang dibutuhkan Rotary Dryer (RD–340) digunakan rumus : G.H2 + LS1.X1 = G.H1 + LS2.X2

(Geankoplis, 1997)

Dimana, G

= Laju alir massa udara (kg/jam)

H2

= Kelembapan udara masuk (kg H2O/kg udara)

LS1

= Laju alir massa padatan basah (kg/jam)

X1

= Kandungan cairan pada padatan masuk (kg cairan/ kg padatan)

H1

= Kelembapan udara keluar (kg H2O/kg udara)

LS2

= Laju alir massa padatan kering (kg/jam)

X2

= Kandungan cairan pada padatan keluar (kg cairan/kg padatan)

Asumsi udara masuk adalah udara kering (tidak mengandung H2O), maka H2 = 0 kg H2O/kg udara. Maka, G.H1

= G.H2 + LS1.X1 – LS2.X2

(Geankoplis, 1997)

= G.(0) + [(1.649,71 kg/jam).(0,111 kg cairan/kg padatan)] – [(1.515,15 kg/jam).(0,0888 kg cairan/kg padatan)] G.H1

= 48,61 kg/jam

Untuk perhitungan selanjutnya digunakan data : Treferensi

= 0 oC

Hvl Isopropil Alkohol

= 663,67 kJ/kg


Hvl Air

= 2.489,76 kJ/kg

CSi

= (1.005 + (1,88 . Hi))

H’Gi

= CSi . (TGi – Treferensi) + Hi . Hvl i(Geankoplis, 1997)

Maka, H’G2

= CS2 . (TG2 – Treferensi) + H2 . Hvl air = [(( 1.005 + (1,88 . (0))).((150 – 0) oC))] + [(0) . (2.489,76 kJ/kg)]

H’G2

= 150,75 kJ/kg

H’G1

= CS1 . (TG1 – Treferensi) + H1 . Hvl Isopropil Alkohol = (1.005 + (1,88 . H1)) . ((60 – 0) oC) + (H1 . (663,67 kJ/kg))

H’G1

= 60,3 + 776,47 . H1

Cp umpan pada alur 21, CpS1

= = 0,485 kkal/kg.oC

CpS1

= 2,021 kJ/g.oC

Cp fasa gas pada alur 22, CpS2

= o

= 0,965 kkal/kg. C

CpS2

= 4,021 kJ/g.oC

H’S2

= CpS1 . (TS2 – Treferensi) + X2 . CpS2 . (TS2 – Treferensi) = [(2,021 kJ/g.oC).((50 – 0) oC))] + [(0,089).(4,021 kJ/g.oC).(50 – 0) oC)]

H’S2

= 118,92 kJ/g

H’S1

= CpS1 . (TS2 – Treferensi) + X2 . CpS2 . (TS2 – Treferensi) = [(2,021 kJ/g.oC).((30 – 0) oC))] + [(0,111).(4,021 kJ/g.oC).(30 – 0) oC)]

H’S1

= 74,03 kJ/g

Untuk perhitungan selanjutnya, digunakan rumus :


G.H'G2 + LS1.H'S1 = G.H'G1 + LS2.H'S2 + Q

(Geankoplis, 1997)

Diasumsikan tidak ada panas yang hilang di dalam Rotary Dryer, Q = 0. Maka, G

= =

G

= 388,71 kg/jam

Jumlah udara yang dibutuhkan Rotary Dryer (RD–340) adalah sebanyak 388,71 kg udara/jam. Untuk menghasilkan udara panas dengan suhu 60 oC, diperlukan steam untuk memanaskan udara. Panas yang dilepas steam (Qsteam) : Qsteam

= Qkeluar – Qmasuk = (42.443,3 – 4.003,45) kkal/jam

Qsteam

= 38.439,92 kkal/jam

Dari Tabel Steam Smith, 2004 diperoleh, Hv (150 oC, 1 atm)

= 664,01 kkal/kg

Hl (100 oC, 1 atm)

= 100,15 kkal/kg

Maka banyaknya steam yang diperlukan (ms) adalah : ms

=

ms

=

= 64,35 kg/jam



Alur 22

Alur 23

Gambar B.8 Diagram Alir Kondensor (E–345)

Panas Masuk Q = m . Cp . dT Jumlah panas masuk (Q masuk) Kondensor (E–345) pada alur 22 adalah : Tabel B.21 Neraca Panas Masuk Kondensor (E–345) pada Alur 22 Komponen Air Isopropil Alkohol Total

m (kg/jam)

Cp

Tmasuk Treferensi o

(kkal/kg. C)

o

o

( C)

( C)

Q (kkal/jam)

122,31

0,999

60

25

7.330,99

12,25

0,662

60

25

486,66

134,56

–

–

–

7.817,64

Panas Keluar Q = m . Cp . dT Jumlah panas keluar (Q keluar) Kondensor (E–345) pada alur 23 adalah: Tabel B.22 Neraca Panas Keluar Kondensor (E–345) pada Alur 23 Komponen

m

Cp

(kg/jam)

(kkal/kg.oC)

Tkeluar Treferensi (oC)

(oC)

Q (kkal/jam)


Air Isopropil Alkohol Total

122,31

0,999

30

25

610,92

12,25

0,662

30

25

40,55

134,56

–

–

–

651,47


= Qkeluar – Qmasuk = (651,47 – 7.817,64) kkal/jam

Qw

= – 7.166,17 kkal/jam


=

mw

=

= 325,74 kg/jam

Total kebutuhan steam yang diperlukan pada Pabrik Pektin dari Kulit Kakao ditabulasikan pada Tabel B.23 berikut ini. Tabel B.23 Total Kebutuhan Steam yang diperlukan pada Pabrik Pektin dari Kulit Kakao Kebutuhan Steam (kg/jam)

Unit Tangki Ekstraksi (EX–210) Vaporizer (V–310)

48.442,90

Tangki Destilasi (TD–350) Rotary Dryer (RD–340) Total

7.079,36 7.709,75 64,35 63.296,36


Total kebutuhan air pendingin yang diperlukan pada Pabrik Pektin dari Kulit Kakao ditabulasikan pada Tabel B.23 berikut ini. Tabel B.24 Total Kebutuhan air pendingin yang diperlukan pada Pabrik Pektin dari Kulit Kakao Unit

Kebutuhan Air Pendingin (kg/jam)

Kondensor (E–312)

136.364,60

Cooler (E–316)

139.489,24

Kondensor (E–352)

6.772,68

Kondensor (E–345)

325,74

Total

282.804,20


LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

C.1

Gudang (G – 111) Fungsi

: Sebagai tempat penyimpanan sementara bahan baku (kulit kakao),

Bentuk

: Prisma segi empat beraturan,

Bahan konstruksi

: Beton,

Kondisi Operasi

: 30 oC; 1 atm

Kebutuhan kulit kakao per jam =

kg. Gudang didisain agar bisa

menyimpan persediaan bahan baku untuk kebutuhan 2 (dua) minggu produksi. Kebutuhan kulit kakao

= = 5.116.252,41

Densitas (ρ) kulit kakao

= 1.322,5 kg/m3

Volume kulit kakao

=

3.868,62

Volume gudang Gudang dirancang agar terdiri dari 2 bangunan berbentuk prisma segi empat beraturan. Volume kulit kakao tiap gudang

=

1.934,31

Setiap gudang dirancang agar memiliki ruang kosong 20 %, maka volume total tiap gudang, Volume total tiap gudang

=

2.321,17


Dimensi gudang Tinggi gudang (T)

= 5 meter

Lebar gudang (L)

=L

Panjang gudang (P)

=

Volume gudang

=

(Perbandingan P : L = 1:2)

= = 2.321,17 m3

=

L2

=

L

=

15,24

P

=

30,47

Dengan demikian, Tiap gudang didisain berkonstruksi beton dan berdinding seng dengan berdimensi :

C.2

Panjang (P)

= 30,47 m

Lebar (L)

= 15,24 m

Tinggi (T)

=5m

Belt Conveyor (BC – 112) Fungsi

: Sebagai alat untuk memindahkan kulit kakao dari gudang ke crusher.

Jenis

: Flat Belt on Continous Flow

Bahan konstruksi

: Carbon Steel

Kondisi Operasi

: 30 oC ; 1 atm

Laju alir bahan baku : 15.226,94 kg/jam Jumlah alat

: 1 (satu) unit

Faktor kelonggaran

: 20 %


Kapasitas alat

=

18.272,33

Dari Tabel 21 – 7 Perry, 1997, untuk kapasitas 18.272,33 kg/jam diperoleh :

C.3

– Kecepatan Belt

= 200 ft/menit

– Tinggi Belt

= 14 inchi

– Daya motor

= 2 hp

Crusher (SR – 110) Fungsi

: Sebagai alat untuk memotong atau memperkecil ukuran kulit kakao.

Jenis

: Rotary knife cutter

Kondisi operasi

: 30 oC ; 1 atm


: 1 (satu) unit

Faktor kelonggaran

: 20 %

Kapasitas alat

=

18.272,33

Dari halaman 829 Perry, 1997, dipilih tipe rotary knife cutter dengan spesifikasi :

C.4

Panjang pisau

= 21 cm

Jumlah pisau

= 5 unit

Bahan konstruksi

= Stainless steel

Kecepatan putaran

= 920 rpm

Power

= 5 Hp

Screw Conveyor 1 (SC – 113) Fungsi

: Sebagai alat pengangkut potongan kulit kakao dari rotary cutter menuju tangki ekstraktor.

Jenis

: Rotary Vane Feeder

Bahan konstruksi

: Carbon Steel


: 30 oC ; 1 atm

Kondisi operasi


: 1 (satu) unit

Faktor kelonggaran

: 20 %

Kapasitas alat

=

18.272,33

Dari Tabel 21 – 6 Perry, 1997, untuk kapasitas 15.226,94 kg/jam diperoleh :

C.5

– Diameter pipa

= 2,5 inchi

– Diameter shaft

= 3 inchi

– Diameter pengumpan

= 12 inchi

– Panjang maksimum

= 75 ft

– Pusat gantungan

= 12 ft

– Kecepatan motor

= 55 rpm

– Daya motor

= 15,6 hp

Tangki HCl (TT – 211) Fungsi

: Sebagai wadah penyimpanan larutan HCl

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas datar dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi

: Stainless Steel A – 283 – 54 grade C

Jumlah alat

: 1 (satu) unit

Kondisi operasi

: 30 oC ; 1 atm

Basis perhitungan

: 30 hari masa penyimpanan larutan HCl

Massa HCl (mHCl)

= 1.502,12 = 1.081.524,40 kg

Densitas HCl (ρHCl) = 1184 kg/m3 = 73,9147 lb/ft3 Volume HCl (VHCl)

=

m3

Penentuan ukuran tangki Faktor kelonggaran

= 20 %

Volume tangki, VT

= (1 + 0,2) × 913,45 m3 = 1.096,14 m3

Diameter dan tinggi silinder :


Direncanakan :

- Tinggi silinder

= Diameter (Hs : D)

=5:4

- Tinggi head

= Diameter (Hh : D)

=1:4

Volume silinder, Vs :



(Brownell and Young, 1958)

Volume tutup, Vh :



(Brownell and Young, 1958) Dimana : Hsr = Tinggi silinder D = Diameter tangki VT = Vs + Vh 3 1.096,14 m =

+

3

1.096,14 m = D=

D = 9,95 m r

=

4,98

= 195,91 in

Sehingga disain tangki :  Diameter silinder, D = 9,95 m 

Tinggi silinder, Hsr =



Tinggi tutup, Hh =



Tinggi total tangki, HT = Hsr + Hh = 14,93 m = 48,98 ft



= 12,44 m = 2,49 m

Tinggi cairan, Hc

=

=

= 12,44 m = 40,81 ft

Tebal shell dan tutup tangki


Tebal shell,

(Tabel 9 McCetta and Cunningham,

1993) -

Allowable working stress (S)

-

Efisiensi sambungan (E)

= 0,8

-

Faktor korosi (C)

= 0,13 – 0,5 mm/tahun

yang digunakan

= 12.650 psia

= 0,01 in/tahun

-

Umur alat (N)

= 15 tahun

-

Tekanan Operasi

-

Tekanan Hidrostatik (Ph) =

= 1 atm = 14,696 psia

= Ph -

= 20,44 psia

Tekanan Operasi (P) P

= Po + Ph

P

= (14,696 + 20,44) psia = 35,13 psia

-

Tekanan disain (Pd) Pd

= (1 + fk) × P

= (1 + 0,2) × 35,13 psia Pd = 42,16 psia Maka tebal shell :

t = 0,97 in digunakan shell standar dengan tebal 1

.

Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama, yaitu setebal 1 C.6

.

Pompa HCl (J – 212) Fungsi

: Sebagai tempat untuk memompakan HCl dari tangki penyimpanan HCl ke tangki ekstraksi


Bentuk

: Pompa Sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 2 (dua) unit

Kondisi operasi

: 30 oC ; 1 atm

Laju massa HCl, FHCl = 1.502,12 kg/jam Densitas HCl, ρHCl

= 1.184 kg/m3

= 0,92 lbm/detik = 73,91 lbm/ft3

Viskositas HCl, µHCl = 0,8871 cP

= 0,00067 lbm/ft.jam

Maka, laju alir volumetrik HCl, = 0,0124 ft3/detik

QHCl = Perencanaan pompa

Diameter pipa ekonomis, De : De = 3,9 . (Q)0,45 . (ρ)0,13

(Peters dkk, 1990)

3

0,45

= 3,9 . (0,0124 ft /detik)

3 0,13

. (73,91 lb/ft )

= 0,95 in Dari App. 5, Perry, 1997 dipilih : -

Jenis pipa

= Carbon steel, sch.40

-

Diameter nominal

= 1 in

-

Diameter dalam (ID) = 1,049 in

= 0,0874 ft

-

Diameter luar (OD)

= 0,1096 ft

-

Luas penampang (Ai) = 0,0060 ft2

= 1,315 in

= 0,0833 ft

Kecepatan rata – rata fluida, V

=

= 2,07 ft/detik

Bilangan reynold, NRe

=

NRe

= 22.483,13 (Turbulen) =

= 0,0017

Dari App. C – 3, Foust, 1980, untuk nilai NRe = 16145,59 dan 0,002894 diperoleh : f = 0,009.


Penentuan panjang total pipa, ΣL Kelengkapan pipa (App. C – 2a, Foust, 1980): - Panjang pipa lurus, L1 = 50 ft - 1 unit gate valve fully open (L/D = 13) L2 = 1 × 13 × 0,336 ft = 4,362 ft - 2 unit elbow standar 90 oC (L/D = 30) L3 = 2 × 30 × 0,336 ft = 20,130 ft - 1 unit sharp edge entrance (K = 0,5 ; L/D = 30) L4 = 1 × 30 × 0,336 ft = 10,065 ft - 1 unit sharp edge exit (K = 1 ; L/D = 60) L5 = 1 × 60 × 0,336 ft = 10,065 ft ΣL = L1 + L2 + L3 + L4 + L5 ΣL = 50 + 4,362 + 20,130 + 10,065 + 20,130 = 94,622 ft Penentuan friksi, ΣF ΣF =

(pers. 2.10 – 6 Geankoplis, 1983)

ΣF =

= 2,605 ft.lbf/lbm

Kerja yang diperlukan, –Wf

Jika : Z1

= 0,

Z2

= 16,95 ft,

V1

= 0 ft/detik,

V2

= 2,07 ft/detik,

P2 – P1 = 0, g

= 9,8 m/detik2 = 32,152 ft/detik2

gc

= 32,174 lbm.ft/lbf.detik2,

α

= 1,0 (aliran turbulen)


Maka,

Wf

= – 19,61 ft.lbf/lbm

Daya pompa, Wp Wp = Wp =

= 0,03 hp

Efisiensi pompa 75 %


Daya aktual motor = Digunakan pompa yang berdaya = 1 hp C.7

Tangki Ekstraktor (EX – 210) Fungsi

: Sebagai tempat ekstraksi kulit kakao

Bentuk

: Silinder tegak dengan tutup atas berbentuk ellipsoidal

Bahan konstruksi

: Stainlees steel

Jumlah

: 1 (satu) unit

Kondisi operasi

: 90 oC ; 1 atm

Basis perhitungan

: 1 jam

Massa Campuran (m) = 91.361,65 = 91.361,65 kg Densitas (ρ)

= 1.076,307 kg/m3 = 67,19164 lb/ft3

Volume (VC)

=

84,88 m3


= 20 %

Volume tangki, VT

= (1 + 0,2) × 84,88 m3 = 101,86 m3

Diameter dan tinggi silinder :


Direncanakan :

– Tinggi silinder

= Diameter (Hs : D)

=5:4

- Tinggi head

= Diameter (Hh : D) = 1 : 4




(Brownell and Young, 1958) Volume tutup, Vh :



(Brownell and Young, 1958) Dimana : Hsr = Tinggi silinder D = Diameter tangki VT 101,86 m3

= Vs + Vh =

101,86 m3

=

+

D = D = 4,51 m r

=

= 88,73 in

Sehingga disain tangki : 

Diameter silinder, D = 4,51 m = 14,79 ft






Tinggi tutup, Hh =






Tinggi cairan, Hc =

= 5,63 m = 0,56 m

=

= 5,17 m = 16,94 ft

Tebal shell dan tutup tangki Tebal shell,

(Tabel 9

McCetta and

Cunningham, 1993)


-


-


= 0,8

-

Faktor korosi (C)

= 0,13 – 0,5 mm/tahun

yang digunakan

= 12.650 psia

= 0,01 in/tahun

-

Umur alat (N)

= 15 tahun

-

Tekanan Operasi

-


= 1 atm = 14,696 psia

= Ph -

= 7,44 psia


= Po + Ph

P

= (14,696 + 7,44) psia = 22,14 psia

-

Tekanan disain (Pd) Pd = (1 + fk) × P = (1 + 0,2) × 22,14 psia Pd = 26,56 psia Maka tebal shell :

t = 0,383 in digunakan shell standar dengan tebal 0,5

.

Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama, yaitu setebal 0,5

.

Penentuan pengaduk Jenis pengaduk

: flat 6 blade turbin impeller

Jumlah baffle

: 4 unit

Untuk turbin standar (McCabe, 1993), diperoleh Da/Dt =

; Da =

E/Da

; E = 4,93 ft

=1

× 14,79 ft = 4,93 ft


L/Da

=

;L=

× 4,93 ft = 1,23 ft

W/Da =

;W=

× 4,93 ft = 0,99 ft

J/Dt

;J=

× 14,79 ft = 1,23 ft

=

Dimana : Dt

= Diameter tangki

Da

= Diameter impeller

E

= Tinggi turbin dari dasar tangki

L

= Panjang blade pada turbin

W

= Lebar blade pada turbin

J

= Lebar blade

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/detik Bilangan Reynold, NRe = = = 48.986.742,38 NRe > 10000, maka perhitungan pengadukan menggunakan rumus : P

=

KT

= 6,3

P

=

P

= 69,64 hp

×

Efisiensi motor penggerak 80 % Daya motor penggerak =

87,06 hp ≈ 87 hp

Penentuan jaket pemanas -

Jumlah steam (100 oC) = 5.961,49 kg/jam

-

Panas yang dibutuhkan (Q) = 3.361.400,92 Kkal/jam (Lampiran B)

(Lampiran B)


= 13.339.116,91 Btu/jam -

Temperatur awal (To)

= 30 oC

= 86 oF

-

Temperatur steam (Ts)

= 150 oF

= 302 oF

-

Densitas steam (ρ)

= 943,37 kg/m3 = 58,8928 lbm/ft3

-

Tinggi jaket (HJ) = Tinggi cairan (HC) = 5,17 m = 16,94 ft –

Koef. Perpindahan Panas (UD) = 200 btu/jam.ft2.oF

–

Luas Permukaan Perpindahan Panas (A) A

= = = 308,77 ft2

A

– Volume Steam (VSteam) VSteam =

= 6,501 m3

=

– Diameter Luar Jaket (D2) VSteam

=

6,501 m3

=

D2

= 4,68 m

– Tebal Jaket Pemanas (TJ) TJ

= D2 – DTangki = 4,68 m – 4,51 m = 0,17 m

TJ

= 6,87 in

Dipilih jaket pemanas dengan tebal 7 in.

C.8

Pompa Ekstraktor (J – 221) Fungsi

: Sebagai tempat memompakan bubur kulit kakao dari tangki ekstraksi ke unit filtrasi I

Bentuk

: Pompa Sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 (satu) unit


: 90 0C ; 1 atm

Kondisi operasi

- Laju massa Campuran, FC

= 91.361,65 kg/jam

= 55,95 lbm/detik

- Densitas Campuran, ρC

= 1.076,307 kg/m3

= 67,19164 lbm/ft3

- Viskositas Campuran, µC

= 0,446449 cP

= 0,0003 lbm/ft.jam

Maka, laju alir volumetrik campuran, = 0,832 ft3/detik

QC =

Perencanaan pompa Diameter pipa ekonomis, De : De = 3,9 . (Q)0,45 . (ρ)0,13 (Peter dkk, 1990) 3 0,45 3 0,13 = 3,9 . (0,832 ft /detik) . (67,19164 lb/ft ) = 6,206 in Dari App. 5, Perry, 1997 dipilih : Jenis pipa = Carbon steel, sch.40 -

Diameter nominal

= 6 in

= 0,5 ft

-

Diameter dalam (ID)

= 6,065 in

= 0,505 ft

-

Diameter luar (OD)

= 6,625 in

= 0,552 ft

-

Luas penampang (Ai)

= 0,2006 ft2


=

= 4,15 ft/detik


=

NRe

= 469.886,59 (Turbulen) =

= 0,000297

Dari App. C – 3, Foust, 1980, untuk nilai NRe = 469.886,59 dan 0,000297 diperoleh : f = 0,0045. Penentuan panjang total pipa, ΣL Kelengkapan pipa (App. C – 2a, Foust, 1980): - Panjang pipa lurus, L1 = 50 ft - 1 unit gate valve fully open (L/D = 13) L2 = 1 × 13 × 0,336 ft = 4,362 ft - 2 unit elbow standar 90 oC (L/D = 30)


L3 = 2 × 30 × 0,336 ft = 20,130 ft - 1 unit sharp edge entrance (K = 0,5 ; L/D = 30) L4 = 1 × 30 × 0,336 ft = 10,065 ft - 1 unit sharp edge exit (K = 1 ; L/D = 60) L5 = 1 × 60 × 0,336 ft = 10,065 ft ΣL = L1 + L2 + L3 + L4 + L5 ΣL = 50 + 4,362 + 20,130 + 10,065 + 20,130 = 94,622 ft Penentuan friksi, ΣF ΣF =


= ΣF = 1,269756 ft.lbf/lbm


Jika : Z1

= 0,

Z2

= 12 ft,

V1 = V2 = 0 ft/detik, P2 – P1 = 0, g

= 9,8 m/detik2 = 32,152 ft/detik2

gc


α


Maka,

Wf



= 1,34 hp




Daya aktual motor = Digunakan pompa yang berdaya = 2 hp C.9

Rotary Drier Vacuum Filter 1 (RDVF – 220) Fungsi

: Sebagai alat untuk memisahkan filtrat pektin dengan cake kulit kakao

Kondisi operasi

: 90 oC ; 1 atm

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 (satu) unit

Kandungan Filtrat Padatan = 12.922,19 kg/jam

= 28.488,56 lb/jam

Larutan = 78.439,46 kg/jam

= 172.929,4 lb/jam

ρcamp

= 1.076,307 kg/m

3

= 67,19164 lb/ft3

Direncanakan menggunakan 1 unit RDVF Laju alir volume filtrat, (V) V

= (172.929,4 lb/jam)/(67,191647 lb/ft3) = 2.573,67 ft3/jam = 320,87 gal/menit

Dari tabel 19 – 13 Perry, ed. 6 dipilih : Slow filtering Konsentrasi solid < 5% Laju alir filtrat ideal 0,01 – 2 gal/menit.ft2 Dari tabel 11 – 12 Stanly M. Wallas diperoleh dimensi rotary drier vacuum filter : Panjang drum

: 16 ft

Diameter drum

: 12 ft

Luas permukaan

: 608 ft2

Maka : Laju alir filtrat

= (320,87 gal/menit)/(608 ft2)


= 0,528 gal/menit.ft2 Karena hasil perhitungan terhadap laju alir filtrat berada diantara 0,01 – 2 gal/menit.ft2 maka dianggap telah memenuhi syarat (layak). Dari tabel 6. Perry ed. 3 Hal 990 untuk solid karakteristik larutan Kapasitas

= 200 – 2.500 lb/ft2.hari

Tahanan RDVF

= 6 – 20 in.

Kapasitas filtrat (Qf) Qf

= ((172.929,4 lb/jam × 24 jam/hari))/(608 ft2) = 3.096,29 lb/ft3/hari

Penentuan power RDVF, (PRDVF) PRDVF’ = 0,005 hp/ft2 × 608 ft2 = 3,04 hp Jika efisiensi motor 80% maka : PRDFV = (3,04 hp)/0,8 = 3,8 hp ≈ 4 hp C.10 Bak Penampung Cake (BP – 222) Fungsi

= Untuk menampung refinat dari RDVF – 220

Type

= Bak persegi empat terbuat dari beton

Laju refinat

= 14.357,9 kg/jam

Waktu tinggal = 1 hari Jumlah refinat =

×

× 1 hari = 344.589,6 kg

Densitas refinat

= 1.076,3 kg/m3

Volume refinat

= = 320,16 m3

Tinggi bak penampung

=3m

Panjang bak

= P (perbandingan P dan L adalah 2:1)

Volume 320,16 m

=P×L×T 3

= 2L2 × 3

L2

= 53,36 m2

L

= 7,3 m


P

= 2 × L = 14,61 m

C.11 Pompa Filtrat (J – 311) Fungsi

: Sebagai tempat memompakan bubur kulit kakao dari tangki ekstraksi ke Evaporator

Bentuk

: Pompa Sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 (satu) unit

Kondisi operasi

: 70 oC ; 1 atm

- Laju massa Filtrat, FF

= 77,003.66 kg/jam

= 47,16 lbm/detik

- Densitas Filtrat, ρF

= 1.011,653 kg/m3

= 63,15546 lbm/ft3

- Viskositas Filtrat, µC

= 0,557241 cP

= 0,000374 lbm/ft.jam

Maka, laju alir volumetrik campuran, = 0,746 ft3/detik

QC =

Perencanaan pompa Diameter pipa ekonomis, De : De = 3,9 . (Q)0,45 . (ρ)0,13

(Peter dkk, 1990)

= 3,9 . (0,746 ft3/detik)0,45 . (63,15546 lb/ft3)0,13 = 5,816 in Dari App. 5, Perry, 1997 dipilih : -

Jenis pipa


-

Diameter nominal

= 6 in

-


-

Diameter luar (OD)

-


= 0,505 ft

= 6,625 in


=

= 3,72 ft/detik

Bilangan reynold,


NRe

=

NRe

= 203.214,2 (Turbulen) =

= 0,000297

Dari App. C – 3, Foust, 1980, untuk nilai NRe = 203.214,2 dan 0,000297 diperoleh : f = 0,006. Penentuan panjang total pipa, ΣL Kelengkapan pipa (App. C – 2a, Foust, 1980): - Panjang pipa lurus, L1 = 50 ft - 1 unit gate valve fully open (L/D = 13) L2 = 1 × 13 × 0,336 ft = 4,362 ft - 2 unit elbow standar 90 oC (L/D = 30) L3 = 2 × 30 × 0,336 ft = 20,130 ft - 1 unit sharp edge entrance (K = 0,5 ; L/D = 30) L4 = 1 × 30 × 0,336 ft = 10,065 ft - 1 unit sharp edge exit (K = 1 ; L/D = 60) L5 = 1 × 60 × 0,336 ft = 10,065 ft ΣL = L1 + L2 + L3 + L4 + L5 ΣL = 50 + 4,362 + 20,130 + 10,065 + 20,130 = 94,622 ft Penentuan friksi, ΣF ΣF =

(pers. 2.10 – 6 Geankoplis,

1983) = ΣF = 0,967 ft.lbf/lbm Kerja yang diperlukan, –Wf


Jika : Z1

= 0,

Z2

= 15,37254 ft,

V1 = V2 = 0 ft/detik, P2 – P1 = 0, g

= 9,8 m/detik2 = 32,152 ft/detik2

gc


α


Maka,

Wf



= 1,77 hp



1983) Daya aktual motor =

≈ 2,5 hp

Digunakan pompa yang berdaya = 2,5 hp

C.12 Vaporizer (V – 310) Fungsi

: Menguapkan HCl dan sebagian air yang terkandung dalam filtrat pektin.

Jenis

: Single vaporizer, falling film

Bahan

: Stainless Steel type 316

Jumlah

: 1 unit

Kondisi Operasi Media pemanas

: Superheated steam


Tekanan

: 1 atm

Suhu umpan

: 90 oC

= 194 oF

Suhu operasi

: 110 oC

= 230 oF

Suhu steam

: 150 oC

= 302 oF

Suhu kondensat

: 100 oC

= 212 oF

Media Pemanas Koef. perp. panas menyeluruh, U

= 250 btu/ft2.jam.oF

(McCabe,

1976) Panas yang diserap, Q = 9.042.179 kJ/jam = 8.570.332 btu/jam Luas permukaan pemanasan, (A) =

=

A = 272,074 ft2 Digunakan pipa 16 ft dengan OD 1 in BWG 16 1,25 in triangular pitch, dengan luas permukaan per linier (a”t) = 0,2618 ft2/ft. Jumlah tube =

(Kern, 1965)

64,95 ≈ 65 unit

C.13 Kondensor (E – 312) Fungsi

: Menurunkan suhu dan mengubah fasa produk atas Vaporizer dari fasa uap ke fasa cair.

Jenis

: 1 – 2 Shell and Tube

Jumlah

: 1 Unit

Fluida Panas

: Larutan HCl

Fluida Dingin

: Air Pendingin

Fluida Panas Laju alir masuk = 37.744,25 kg/jam = 83.211,84 lbm/jam Panas yang dilepas = 3.000.021,53 kkal/jam = 11.905.047,58 btu/jam Tawal = 110 oC = 230 oF Takhir = 30 oC = 86 oF Fluida dingin Laju alir air pendingin = 136.364,62 kg/jam = 300.632,52 lbm/jam


Tawal = 28 oC = 82,4 oF Takhir = 50 oC = 122 oF Tabel LC – 1 Data Temperatur pada E–312 Temperatur

Fluida Panas

Fluida Dingin

Tinggi

T1 = 230 oF

t2 = 122

Rendah

T2 = 86 oF

t1 = 82,4 oF

LMTD =

o

F

Selisih 108

o

F

3,6 oF = 30,729 oF

=

R= S= Dari Gambar 19 Kern, 1965, diperoleh nilai FT = 0,95 Maka, ∆t LMTD = FT × LMTD = 0,995 × 30,729 oF = 29,16 oF Rd ≥ 0,001 ∆P ≤ 10 psi TC =

158 oF

tC =

102,2 oF

1. Luas permukaan (A) Dari Tabel 8 Kern, 1965, untuk aqueous solution diambil UD = 150 btu/jam.ft2.oF = 2.721,74 ft2

A=

2. Jumlah tubes (Nt) Digunakan 0,75 in OD tubes BWG 18, L = 20 ft. Dari Tabel 10 Kern, 1965, diperoleh : Luas permukaan luar (a”) = 0,2618 ft2/ft


Maka, jumlah tubes : Nt =

Dari Tabel 9 Kern, 1965, dengan square pitch 2–P diperoleh jumlah tubes terdekat, Nt = 718 pada shell = 33 in. 3. Koreksi UD A

= L × Nt × (a”) = 20 ft × 718 unit × 0,1963 ft2/ft = 2.818,9 ft2

UD

=

=

= 144,8 btu/jam.ft2.oF 4. Flow area (a) a. Tube side Dari Tabel 10 Kern, 1965, untuk 0,75 in OD tube square pitch diperoleh at’ = 0,334 ft2. Maka Flow area tube side (at) : ft2

at = b. Shell side

Dari Tabel 10 Kern, 1965, untuk 1 in OD tube square pitch diperoleh : Diameter (ID)

= 33 in

Jarak baffle max (B)

= 4 in

Clearance (C’)

= 0,25 in

Maka Flow area shell side (as) : as =

= 0,229 ft2

5. Laju alir massa (G) a. Tube side Gt =

lbm/jam.ft2

ρfluida panas = 63,15 lb/ft3


V=

0,439 ft/s

b. Shell side Gs =

1.311.850,97 lbm/jam.ft2

G” =

= 818,03 lb/jam.lin.ft

6. Koefisien perpindahan panas (h) a. Tube side Untuk V = 0,439 ft/s Pada 102,2 oF diperoleh µ = 2,37 lb/ft.jam

(Fig. 15 Kern, 1965)

D=

(Tabel 10 Kern, 1965)

= 0,0543 ft

Ret =

2.290,3

hi = 550 btu/jam.ft2.oF

(Fig 25 Kern, 1965)

478,13 btu/jam.ft2.oF

hio = hi ×

b. Shell side Asumsi awal ho = 200 btu/jam.ft2.oF tw

= tc + = 102,2 oF +

tw

= 113,86 oF

Pada tw = 113,86 oF diperoleh : Kw = 0,367 btu/ft.jam.oF


Sw = 1 kg/ltr


µw = 0,45 cp

(Fig 14 Kern, 1965)

ho = 650 btu/ft2.jam.oF

(Fig 12–9 Kern,

1965) De =

= 0,0791 ft

(Fig 28 Kern, 1965)


Res =

95.403,13

7. Koefisien perpindahan panas menyeluruh (UC) 275,48 btu/jam.ft2.oF

UC =

8. Faktor pengotor (Rd) Rd =

0,00327

Syarat Rd ≥ 0,001 Maka rancangan Kondensor memenuhi persyaratan. Penurunan Tekanan (∆P) Tube Side 1. Pada : Ret

= 2.290,3

f

= 0,00012 ft2/in2

s

= 0,626

Gt

= 99.932,48 lb/jam.ft2 = 0,003

(Fig 26 Kern, 1965)

(Fig 27 Kern, 1965)

∆Pt

=

∆Pt

= 0,269 psi

∆Pr

= = 0,0383 psi

2.

∆PT

= ∆Pt + ∆Pr

= 0,269 psi + 0,0383 psi ∆PT

= 0,0653 psi

Syarat ∆PT ≤ 10 psi Maka rancangan Kondensor memenuhi persyaratan. Shell Side


1.

Pada : Res

= 95.403,13

f

= 0,0015 ft2/in2

Ds

=

s

= 1,0

(Fig 29 Kern, 1965)

2,75 ft

N+1 = 12 ×

= 60

∆Ps

=

∆Ps

= 0,545 psi

Syarat ∆Ps ≤ 10 psia Maka rancangan Kondensor memenuhi persyaratan. C.14 Pompa Produk Atas Vaporizer (J – 313) Fungsi

: Sebagai alat untuk memompakan produk atas vaporizer ke tangki penyimpanan.

Bentuk

: Pompa Sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 (satu) unit

Kondisi operasi

: 30 oC ; 1 atm

- Laju massa Larutan HCl, FHCl = - Densitas Larutan HCl, ρHCl

kg/jam = 23,11 lbm/detik

= 1002,6414 kg/m3 = 62,953 lbm/ft3

- Viskositas larutan HCl, µHCl = 0,5532 cP


Maka, laju alir volumetrik larutan, = 0,369 ft3/detik

QC =


(Peter dkk, 1990)

= 3,9 . (0,369 ft3/detik)0,45 . (62,593 lb/ft3)0,13 = 4,265 in Dari App. 5, Perry, 1997 dipilih :


-

Jenis pipa


-

Diameter nominal

= 4 in

-


-

Diameter luar (OD)

-


= 0,333 ft

= 4,5 in


=

4,17 ft/detik


=

NRe

= 235.981 (Turbulen) = 0,000447

Dari App. C – 3, Foust, 1980, untuk nilai NRe = 235.981 dan 0,000447 diperoleh : f = 0,006. Penentuan panjang total pipa, ΣL Kelengkapan pipa (App. C – 2a, Foust, 1980): - Panjang pipa lurus, L1 = 50 ft - 1 unit gate valve fully open (L/D = 13) L2 = 1 × 13 × 0,336 ft = 4,362 ft - 2 unit elbow standar 90 oC (L/D = 30) L3 = 2 × 30 × 0,336 ft = 20,130 ft - 1 unit sharp edge entrance (K = 0,5 ; L/D = 30) L4 = 1 × 30 × 0,336 ft = 10,065 ft - 1 unit sharp edge exit (K = 1 ; L/D = 60) L5 = 1 × 60 × 0,336 ft = 10,065 ft ΣL = L1 + L2 + L3 + L4 + L5 = 94,622 ft Penentuan friksi, ΣF


ΣF =


1983) ΣF = 1,83 ft.lbf/lbm


Jika : Z1

= 0,

Z2

= 104,7639 ft,

V1 = V2 = 0 ft/detik, P2 – P1 = 0, g

= 9,8 m/detik2 = 32,152 ft/detik2

gc


α


Maka, Wf = – 117,8 ft.lbf/lbm Daya pompa, Wp Wp =

= 4,95 hp




≈ 7 hp

Digunakan pompa yang berdaya = 7 hp C.15 Tangki Produk Atas Vaporizer (TT – 314) Fungsi

: Sebagai wadah penyimpanan produk atas Vaporizer

Bentuk


Bahan konstruksi


Jumlah alat

: 1 (satu) unit


Kondisi operasi

: 30 oC ; 1 atm

Basis perhitungan

: 30 hari masa penyimpanan larutan

Massa larutan (m)

= = 27.175.862,81 kg

Densitas larutan (ρ) = 1.002,641 kg/m3 = 62,593 lb/ft3 Volume larutan (Vl) =

27.103,77 m3


= 20 %

Volume tangki, VT

= (1+0,2) ×

m3 = 32.524,53 m3

Diameter dan tinggi silinder : Direncanakan :

– Tinggi silinder

= Diameter (Hs : D)

=5:4

- Tinggi head






Volume tutup, Vh :



(Brownell and Young, 1958) Dimana : Hsr = Tinggi silinder D = Diameter tangki VT

= Vs + Vh

32.524,53 m3

=

32.524,53 m3

=

+

D = D = 30,81 m r

=

15,4 in


Diameter silinder, D = 30,81 m







Tinggi tutup, Hh =



Tinggi total tangki, HT = Hsr + Hh = 42,36 m =138,9 ft

Tinggi cairan, Hc =

= 38,5 m = 3,85 m

= 35,5 m = 115,8 ft


(Tabel 9

McCetta and

Cunningham, 1993) -


-


= 0,8

-

Faktor korosi (C)

= 0,13 – 0,5 mm/tahun

yang digunakan

= 0,01 in/tahun

-

Umur alat (N)

-

Tekanan Operasi

-

Tekanan Hidrostatik (Ph) = Ph

-

= 12.650 psia

= 15 tahun = 1 atm = 14,696 psia

= 49,9 psia


= Po + Ph

P

= (14,696 + 49,9) psia = 64,6 psia

-


t = 4,6 in


digunakan shell standar dengan tebal

.

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

.

C.16 Pompa Produk Bawah Vaporizer (J – 315) Fungsi

: Sebagai tempat memompakan larutan pektin dari Vaporizer ke Cooler

Bentuk

: Pompa Sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 (satu) unit

Kondisi operasi

: 90 0C ; 1 atm

- Laju alir massa larutan, F =

kg/jam

= 24,04 lbm/detik

- Densitas larutan, ρ

= 1020,4 kg/m3

= 63,7 lbm/ft3

- Viskositas larutan, µ

= 0,561 cP


Maka, laju alir volumetrik larutan, = 0,377 ft3/detik

QC =


(Peters dkk, 1990)


Jenis pipa


-

Diameter nominal

= 4 in

-


-

Diameter luar (OD)

= 0,355 ft

= 4,5 in


-

Luas penampang (Ai) = 0,0884 ft2 Kecepatan rata – rata fluida, V

=

4,27 ft/detik


=

NRe

= 241.990,88 (Turbulen) =

= 0,0004471



1983) ΣF = 1,79 ft.lbf/lbm



Jika : Z1

= 0,

Z2

= 15 ft,

V1 = V2 = 0 ft/detik, P2 – P1 = 0, g

= 9,8 m/detik2 = 32,152 ft/detik2

gc


α


Maka, Wf


Daya pompa, Wp Wp = Wp = 0,745 hp Efisiensi pompa 75 %



≈ 1 hp

Digunakan pompa yang berdaya = 1 hp C.17 Cooler (E – 316) Fungsi

: Menurunkan suhu produk bawah Vaporizer.

Jenis


Jumlah

: 1 Unit

Fluida Panas

: Larutan Pektin

Fluida Dingin

: Air Pendingin

Fluida Panas Laju alir masuk

= 39.259,41 kg/jam

= 86.552,17 lbm/jam


Panas yang dilepas o

= 3.068.763,20 kkal/jam

= 12.177.836,57 btu/jam

o

Tawal = 110 C = 230 F Takhir = 30 oC = 86 oF Fluida dingin Laju alir air pendingin = 139.489,24 kg/jam = 307.521,13 lbm/jam Tawal = 28 oC = 82,4 oF Takhir = 50 oC = 122 oF

Tabel LC – 2 Data Temperatur pada E–316 Temperatur

Fluida Panas

Fluida Dingin

Tinggi

T1 = 230 oF

t2 = 122

Rendah

T2 = 86oF

t1 = 82,4 oF

LMTD =

o

F

Selisih 108

o

F

3,6 oF = 30,729 oF

=

R= S= Dari Gambar 19 Kern, 1965, diperoleh nilai FT = 0,95 Maka, ∆t LMTD = FT × LMTD = 0,995 × 30,729 oF = 29,16 oF Rd ≥ 0,001 ∆P ≤ 10 psi 176 oF

TC =

102,2 oF

tC =

1. Luas permukaan (A)


Dari Tabel 8 Kern, 1965, untuk aqueous solution, diambil UD = 150 btu/jam.ft2.oF = 2784,1 ft2

A=

2. Jumlah tubes (Nt) Digunakan 0,75 in. OD tubes BWG 18, L = 20 ft. Dari Tabel 10 Kern, 1965, diperoleh luas permukaan luar (a”) = 0,1963 ft2/ft Maka, jumlah tubes : Nt’ =

Dari Tabel 9 Kern, 1965, dengan square pitch 2–P diperoleh jumlah tubes terdekat, Nt = 718 pada shell = 33 in. 3. Koreksi UD A

= L × Nt × (a”) = 2.818,8 ft2

UD

= = 148,15 btu/jam.ft2.oF

4. Flow area (a) a. Tube side Dari Tabel 10 Kern, 1965, untuk 0,75 in. OD tube square pitch diperoleh at’ = 0,334 ft2. Maka Flow area tube side (at) : ft2

at = b. Shell side

Dari Tabel 10 Kern, 1965, untuk 0,75 in. OD tube square pitch diperoleh : Diameter (ID)

= 33 in


= 4 in

Clearance (C’)

= 0,25 in


= 0,229 ft2


5. Laju alir massa (G) a. Tube side 103.944,03 lbm/jam.ft2

Gt =

ρ Fluida Panas = 1020,3 kg/m3 = 63,69 lb/ft3 V=

0,453 ft/s

b. Shell side 1.341.910,37 lbm/jam.ft2

Gs = G” =

= 836,78 lbm/jam.lin.ft

6. Koefisien perpindahan panas (h) a. Tube side Untuk V =

ft/s

Pada 102,2 oF diperoleh µ = 2,37 lb/ft.jam D = 0,0543 ft

(Fig. 15 Kern, 1965) (Tabel 10 Kern, 1965)

Ret = hi = 555 btu/jam.ft2.oF

(Fig 25 Kern, 1965)


hio = hi × b. Shell side

Asumsi awal ho = 200 btu/jam.ft2.oF tw

= tc + = 102,2 oF +

tw

= 118,5 oF

Pada tw = 110,3 oF diperoleh : kw

= 0,367 btu/ft.jam.oF


Sw = 1,0 kg/ltr


µw = 0,45 cp

(Fig 14 Kern, 1965)


ho = 645 btu/ft2.jam.oF

(Fig 12–9 Kern,

1965) De = 0,0792 ft Res =

(Fig 28 Kern, 1965)

97.589,2

7. Koefisien perpindahan panas menyeluruh (UC) 276,01 btu/jam.ft2.oF

UC =


0,00312

Syarat Rd ≥ 0,001 Maka rancangan Cooler memenuhi persyaratan. Penurunan Tekanan (∆P) Tube Side 1. Pada : Ret

=

f

= 0,00016 ft2/in2

s

= 0,824

Gt

= 103.944,03 lbm/jam.ft2 = 0,003

(Fig 26 Kern, 1965)

(Fig 27 Kern, 1965)

∆Pt

=

∆Pt

= 0,0295 psi

∆Ps

= = 0,0291 psi

2.

∆PT

= ∆Pt + ∆Pr

= 0,0295 psi + 0,0291 psi ∆PT

= 0,0587 psi

Syarat ∆PT ≤ 10 psi


Maka rancangan Cooler memenuhi persyaratan. Shell Side 1.

Pada : Res

= 97.589,2

f

= 0,0015 ft2/in2

Ds

=

s

= 1,05

(Fig 29 Kern, 1965)

2,75 ft

N+1 = 12 ×

= 60

∆Ps

=

∆Ps

= 0,57 psi

Syarat ∆Ps ≤ 10 psia Maka rancangan Cooler memenuhi persyaratan. C.18 Pompa Keluaran Cooler (J – 321) Fungsi

: Sebagai alat untuk memompakan larutan pektin yang telah didinginkan menuju ke mixer

Bentuk

: Pompa Sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 (satu) unit

Kondisi operasi

: 90 0C ; 1 atm

- Laju alir massa larutan, F = 39.259,4 kg/jam

= 24,04 lbm/detik

- Densitas larutan, ρ

= 1020,3 kg/m3

= 63,69 lbm/ft3

- Viskositas larutan, µ

= 0,561 cP


Maka, laju alir volumetrik larutan, QC =

0,377 ft3/detik

Perencanaan pompa Diameter pipa ekonomis, De : De = 3,9 . (Q)0,45 . (ρ)0,13 = 3,9 . (0,377 ft3/detik)0,45 . (63,7 lb/ft3)0,13

(Peters dkk, 1990) = 2,93 in


Dari App. 5, Perry, 1997 dipilih : -

Jenis pipa


-

Diameter nominal

= 4 in

-


-

Diameter luar (OD)

-


= 0,355 ft

= 4,5 in


=

4,27 ft/detik


=

NRe

= 241.990,9 (Turbulen) = 0,000447

Dari App. C – 3, Foust, 1980, untuk nilai NRe = 241.990,9 dan 0,000447 diperoleh : f = 0,006. Penentuan panjang total pipa, ΣL Kelengkapan pipa (App. C – 2a, Foust, 1980): - Panjang pipa lurus, L1 = 50 ft - 1 unit gate valve fully open (L/D = 13) L2 = 1 × 13 × 0,336 ft = 4,362 ft - 2 unit elbow standar 90 oC (L/D = 30) L3 = 2 × 30 × 0,336 ft = 20,130 ft - 1 unit sharp edge entrance (K = 0,5 ; L/D = 30) L4 = 1 × 30 × 0,336 ft = 10,065 ft - 1 unit sharp edge exit (K = 1 ; L/D = 60) L5 = 1 × 60 × 0,336 ft = 10,065 ft ΣL = L1 + L2 + L3 + L4 + L5 ΣL = 50 + 4,362 + 20,130 + 10,065 + 20,130 = 94,622 ft Penentuan friksi, ΣF


ΣF =


1983) ΣF = 1,92 ft.lbf/lbm Kerja yang diperlukan, –Wf

Jika : Z1

= 0,

Z2

= 15 ft,

V1 = V2 = 0 ft/detik, P2 – P1 = 0, g

= 9,8 m/detik2 = 32,152 ft/detik2

gc


α


Maka, Wf





≈ 1,5 hp

Digunakan pompa yang berdaya = 1,5 hp C.19 Tangki Isopropil Alkohol (TT – 354) Fungsi

: Sebagai wadah larutan Isopropil Alkohol

Bentuk


Bahan konstruksi


Jumlah alat

: 1 (satu) unit


Kondisi operasi

: 30 oC ; 1 atm

Basis perhitungan

: 30 hari masa penyimpanan larutan Isopropil Alkohol

Massa I.P.Alkohol (m)

= = 2.181.818,2 kg

Densitas I.P.Alkohol (ρ)

= 786 kg/m3 = 49,068 lb/ft3

Volume I.P.Alkohol (V)

=

2.775,85 m3


= 20 %

Volume tangki, VT

= (1 + 0,2) × 2.775,85 m3 = 3.331,02 m3


– Tinggi silinder

= Diameter (Hs : D)

=5:4

- Tinggi head






Volume tutup, Vh :



(Brownell and Young, 1958) Dimana : Hsr = Tinggi silinder D = Diameter tangki VT

= Vs + Vh

3.331,02 m3

=

3.331,02 m3

=

+

D = D = 14,41 m r

=

7,2 m = 283,8 in.

Sehingga disain tangki :










Tinggi tutup, Hh =




= 18,02 m = 1,8 m

Tinggi cairan, Hc =



= 16,52 m = 54,2 ft


(Tabel 9

McCetta and

Cunningham, 1993) -


-


= 0,8

-

Faktor korosi (C)

= 0,13 – 0,5 mm/tahun

yang digunakan

= 12650 psia

= 0,01 in/tahun

-

Umur alat (N)

= 15 tahun

-

Tekanan Operasi

-


= 1 atm = 14,696 psia

= Ph -

-

= 18,12 psia


= Po + Ph

P

= (14,696 + 18,12) psia = 32,82 psia Tekanan disain (Pd)

Pd = (1 + fk) × P = (1 + 0,2) × 32,82 psia Pd = 39,38 psia Maka tebal shell :


t = 1,25 in digunakan shell standar dengan tebal

.

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

.

C.20 Pompa Isopropil Alkohol (J – 322) Fungsi

: Sebagai alat untuk memompakan Isopropil Alkohol menuju mixer

Bentuk

: Pompa Sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 (satu) unit

Kondisi operasi

: 90 0C ; 1 atm

- Laju massa I.P.Alkohol, F = 3.030,3 kg/jam - Densitas I.P.Alkohol, ρ

= 786 kg/m

3

= 1,85 lbm/detik = 49,068 lbm/ft3

- Viskositas I.P.Alkohol, µ = 2,43 cP

= 0,0016 lbm/ft.jam

Maka, laju alir volumetrik campuran, Q=

0,0378 ft3/detik


(Peter dkk, 1990)

= 3,9 . (0,0378 ft3/detik)0,45 . (

lb/ft3)0,13


Jenis pipa


-

Diameter nominal

= 1,5 in.

-

Diameter dalam (ID) = 1,61 in.

-

Diameter luar (OD)

-


= 0,134 ft

= 1,9 in.



=

2,67 ft/detik


=

NRe

= 10.783,44 (Turbulen) = 0,001118

Dari App. C – 3, Foust, 1980, untuk nilai NRe = 10.783,44 dan 0,001118 diperoleh : f = 0,009 . Penentuan panjang total pipa, ΣL Kelengkapan pipa (App. C – 2a, Foust, 1980): - Panjang pipa lurus, L1 = 50 ft - 1 unit gate valve fully open (L/D = 13) L2 = 1 × 13 × 0,336 ft = 4,362 ft - 2 unit elbow standar 90 oC (L/D = 30) L3 = 2 × 30 × 0,336 ft = 20,130 ft - 1 unit sharp edge entrance (K = 0,5 ; L/D = 30) L4 = 1 × 30 × 0,336 ft = 10,065 ft - 1 unit sharp edge exit (K = 1 ; L/D = 60) L5 = 1 × 60 × 0,336 ft = 10,065 ft ΣL = L1 + L2 + L3 + L4 + L5 ΣL = 50 + 4,362 + 20,130 + 10,065 + 20,130 = 94,622 ft Penentuan friksi, ΣF ΣF =




Jika : Z1

= 0,

Z2

= 32,98 ft,

V1 = V2 = 0 ft/detik, P2 – P1 = 0, g

= 9,8 m/detik2 = 32,152 ft/detik2

gc


α


Maka, Wf




1983) Daya aktual motor = Digunakan pompa yang berdaya = 1 hp

C.21 Mixer (M – 320) Fungsi

: Sebagai tempat mencampur larutan pektin dengan larutan pengendap (Isopropil Alkohol)

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi

: Stainless Steel

Jumlah

: 1 (satu) unit

Kondisi operasi

: 30 oC ; 1 atm

Waktu tinggal

: 2 jam

Laju alir massa campuran

= 42.289,71 kg/jam


Densitas campuran

= 1003,5 kg/m3

Volume campuran

=

= 84,28 m3

Penentuan ukuran mixer Faktor kelonggaran

= 20 %

Volume Tangki, VT

= (1 + 0,2) × 84,28 m3 = 101,14 m3

Direncanakan Ds : Hs

=2:3

Volume Tangki, VT

= Volume Silinder + (2 × Volume Tutup) =

101,14 m3

= 1,4931 Ds3

Diameter silinder,Ds

= 4,13 m = 13,55 ft

Tinggi silinder, Hs

=

Tinggi tutup, Hd

=

Tinggi tangki, HT

= Hs + 2Hd = 8,25 m

Tinggi cairan dalam tangki

=

= 1,03 m

= 22,57 ft


(Tabel 9

McCetta and

Cunningham, 1993) -


-


= 0,8

-

Faktor korosi (C)

= 0,13 – 0,5 mm/tahun

yang digunakan

= 12650 psia

= 0,01 in/tahun

-

Umur alat (N)

= 15 tahun

-

Tekanan Operasi

-


= 1 atm = 14,696 psia

=


Ph -

= 9,38 psia


= Po + Ph

P

= (14,696 + 9,38) psia = 24,08 psia

-


t = 0,154 in digunakan shell standar dengan tebal 0,25 in. Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama, yaitu setebal 0,25 in. Penentuan pengaduk Jenis pengaduk

: flat 6 blade turbin impeller

Jumlah baffle

: 4 unit

Untuk turbin standar (McCabe, 1993), diperoleh Da/Dt =

; Da =

× 13,55 ft = 4,51 ft

E/Da

=1

; E = 4,51 ft

L/Da

=

;L=

× 4,51 ft = 1,12 ft

W/Da =

;W=

× 4,51 ft = 0,902 ft

J/Dt

;J=

× 13,55 ft = 0,376 ft

=

Dimana : Dt

= Diameter tangki

Da

= Diameter impeller

E

= Tinggi turbin dari dasar tangki

L

= Panjang blade pada turbin


W

= Lebar blade pada turbin

J

= Lebar blade

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/detik Bilangan Reynold, NRe = = 46.095.866,83 NRe > 10000, maka perhitungan pengadukan menggunakan rumus : P

=

KT

= 6,3

P

=

P

= 41,76 hp

×

Efisiensi motor penggerak 80 % Daya motor penggerak =

C.22 Pompa (J – 331) Fungsi

: Sebagai alat untuk memompakan campuran dari mixer menuju unit filtrasi RDVF–330.

Bentuk

: Pompa Sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 (satu) unit

Kondisi operasi

: 30 oC ; 1 atm

- Laju massa campuran, Fc = 42.289,71 kg/jam - Densitas campuran, ρc

= 1003,534 kg/m

- Viskositas campuran, µc

= 0,5517 cP

3

= 25,89 lbm/detik = 62,6487 lbm/ft3 = 0,000371 lbm/ft.jam

Maka, laju alir volumetrik campuran, QC =

0,413 ft3/detik

Perencanaan pompa Diameter pipa ekonomis, De :


De = 3,9 . (Q)0,45 . (ρ)0,13 3

(Peter dkk, 1990) 0,45

= 3,9 . (0,413 ft /detik)

3 0,13

. (62,6487 lb/ft )


Jenis pipa


-

Diameter nominal

= 4 in

-


-

Diameter luar (OD)

-


= 0,335 ft

= 4,5 in


=

4,69 ft/detik


=

NRe

= 265.727 (Turbulen) = 0,000447

Dari App. C – 3, Foust, 1980, untuk nilai NRe = 265.727 dan 0,000447 diperoleh : f = 0,005. Penentuan panjang total pipa, ΣL Kelengkapan pipa (App. C – 2a, Foust, 1980): - Panjang pipa lurus, L1 = 50 ft - 1 unit gate valve fully open (L/D = 13) L2 = 1 × 13 × 0,336 ft = 4,362 ft - 2 unit elbow standar 90 oC (L/D = 30) L3 = 2 × 30 × 0,336 ft = 20,130 ft - 1 unit sharp edge entrance (K = 0,5 ; L/D = 30) L4 = 1 × 30 × 0,336 ft = 10,065 ft - 1 unit sharp edge exit (K = 1 ; L/D = 60) L5 = 1 × 60 × 0,336 ft = 10,065 ft ΣL = L1 + L2 + L3 + L4 + L5


ΣL = 50 + 4,362 + 20,130 + 10,065 + 20,130 = 94,622 ft Penentuan friksi, ΣF ΣF =



Jika : Z1

= 0,

Z2

= 15,37254 ft,

V1 = V2 = 0 ft/detik, P2 – P1 = 0, g

= 9,8 m/detik2 = 32,152 ft/detik2

gc


α


Maka, Wf




1983) Daya aktual motor = Digunakan pompa yang berdaya = 1 hp C.23 Rotary Drum Vacuum Filter 2 (RDVF – 330) Fungsi

: Sebagai alat untuk memisahkan endapan Pektin dengan larutan pengendap dan air

Jenis

: Pompa Sentrifugal


Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 (satu) unit

Kondisi operasi

: 30 oC ; 1 atm

Kandungan Filtrat Padatan = 1.484,85 kg/jam = 3.273,53 lb/jam Larutan = 40.804,86 kg/jam = 89.959,32 lb/jam ρcamp

= 1003,534 kg/m3

= 62,65 lb/ft3

Laju alir volume filtrat, (V) V

= (89.959,32 lb/jam)/(62,65 lb/ft3) = 1.435,97 ft3/jam = 179,03 gal/menit

Dari tabel 19 – 13 Perry, ed. 6 dipilih : Slow filtering Konsentrasi solid < 5% Laju filtrat 0,01 – 2 gal/menit.ft2 Dari tabel 11 – 12 Stanly M. Wallas diperoleh dimensi rotary Panjang drum

: 16 ft

Diameter drum

: 12 ft

Luas permukaan

: 608 ft2

Maka : Laju alir filtrat

= (179,03 gal/menit)/(608ft2) = 0,294 gal/menit.ft2

Karena hasil perhitungan terhadap laju alir filtrat berada diantara 0,01 – 2 gal/menit.ft2 maka dianggap telah memenuhi syarat. Dari tabel 6. Perry ed. 3 Hal 990 untuk solid karakteristik larutan Kapasitas

= 200 – 2500 lb/ft2.hari

Tahanan RDVF

= 6 – 20 inchi

Kapasitas filtrat (Qf) Qf

= = 3.680,44 lb/ft2.hari


Penentuan power RDVF, (PRDVF) PRDVF = 0,005 hp/ft2 × 608 ft2 = 3,04 hp Jika efisiensi motor 80% maka : PRDFV = (3,04 Hp)/0,8 = 3,8 hp ≈ 4 hp C.24 Screw Conveyor 2 (SC – 341) Fungsi

: Sebagai alat pengangkut potongan kulit kakao dari rotary cutter menuju tangki ekstraktor.

Jenis


Bahan konstruksi

: Carbon Steel

Kondisi operasi

: 30 oC ; 1 atm


: 1 (satu) unit

Faktor kelonggaran

: 20 %

Kapasitas alat

=

Dari Tabel 21 – 6 Perry, 1997, untuk kapasitas 1.979,65 kg/jam diperoleh : – Diameter pipa

= 2,5 in

– Diameter shaft

= 2 in


= 9 in


= 75 ft

– Pusat gantungan

= 10 ft

– Kecepatan motor

= 40 rpm

– Daya motor

= 2,11 hp

C.25 Rotary Dryer (RD – 340) Fungsi

: Untuk mengurangi kadar air pada produk pektin.

Jenis

: Counter current rotary dryer

Bahan konstruksi

: Carbon steel SA – 283 grade C


Jumlah

: 1 (satu) unit

Kondisi operasi

:

- Temperatur udara masuk, TG1 = 100 oC = 212 oF - Laju umpan masuk, = 1.649,71 kg/jam = 3.636,98 lb/jam - Densitas campuran, ρcamp = 1003,5 kg/m3 = 62,65 lb/ft3 - Temperatur umpan masuk, TS1 = 30 oC = 86 oF - Laju alir produk, SS = 1.515,15 kg/jam = 3.340,3 lb/jam - Temperatur produk keluar, TS2 = 60 oC = 140 oF Tipe

= Direct head rotary dryer

Udara pengering yang dibutuhkan, (dari Lampiran B) Gs

= 388,71 kg/jam = 856,9 lb/jam

Diameter Dryer Dari Perry edisi 6 hal 3–382 dijelaskan kecepatan udara pengering masuk dryer untuk tiap luas permukaan dryer yang optimum. G = 200 – 1000 lb/jam ft2 (diambil G = 200 lb/jam.ft2) A = = 4,28 ft2

= A = π/4 D2 D =

= 2,34 ft

Panjang Dryer Range panjang silinder dryer = 4D – 10 D Digunakan : LRD = 4D LRD = 4 × 2,34 ft = 9,34 ft Volume dryer, VRD

= =

VRD

= 40,04 ft3


Luas permukaan dryer, ARD = π D LRD ARD = 29,34 ft2 Putaran Dryer N= Dimana range v, kecepatan putaran linier = 30 – 150 ft/menit Digunakan v = 100 ft/menit N=

= 13,63 rpm

Range N × D = 25 – 35 rpm.ft N × D = 13,63 rpm × 2,34 ft = 31,847 rpm.ft (memenuhi range) Waktu Lewatan Range hold–up

= 3 – 12 % volume total

Digunakan hold–up

=7%

Hold–up

= 7 % × VRD

Hold–up

= 2,8 ft3

Waktu lewatan, θ = =

= 0,0526 jam = 3,15 menit

Daya Dryer Range daya dryer, P = 0,5D2 – D2 Digunakan P = 0,5D2 P = 0,5 × (2,34)2 P = 2,72 hp ≈ 3 hp

Kemiringan Dryer θ

=


Dimana : θ

= Time passage (waktu lewatan), menit

B

= Konstanta diameter partikel, 5(DP)–0,5, diambil DP 150 mesh =

0,4082 S

= Slope (kemiringan), Range standar S = 0 – 0,8 = Kecepatan massa udara = 1,12 kg/m.detik = 2709,7105 lb/ft.jam

F

= 123,9 lb/ft2.jam

=

Maka, θ

=

S

= 0,001647 (memenuhi range)

C.26 Blower (JB – 342) Fungsi

= Menghembuskan udara ke rotary dryer

Jenis

= Blower sentrifugal

Konstruksi

= Carbon steel

Kondisi operasi : 30 oC ; 1 atm Laju alir udara = 856,9 lb/jam = 0,108 kg/detik Densitas udara = 0,071 lb/ft3 Kerja yang dilakukan blower, WS (J/kg) – WS = Dimana : R

= Konstanta gas = 8314,3 J/kgmol.K

T

= Temperatur Operasi, K

M

= Berat molekul = 28,97 kg/mol

P1

= Tekanan awal = 1 atm

P2

= Tekanan akhir = 1,4 atm

Maka,


– WS =

= 29.248,7 J/kg

Brake horse power, BHP BHP

=

Dimana : WS

= Kerja yang dilakukan blower, J/kg

m

= Laju bahan, kg/detik

η

= Efisiensi blower = 80 %

Maka, BHP

=

= 3,95 hp

Dengan demikian digunakan blower dengan daya 4 hp. C.27 Screw Conveyor 3 (SC – 343) : Sebagai alat pengangkut padatan pektin dari rotary

Fungsi

drier menuju ke tangki penampungan produk. Jenis


Bahan konstruksi

: Carbon Steel

Kondisi operasi

: 30 oC ; 1 atm

Laju alir bahan

: 1.515,15 kg/jam

Jumlah alat

: 1 (satu) unit

Faktor kelonggaran

: 20 %

Kapasitas alat

=

Dari Tabel 21 – 6 Perry, 1997, untuk kapasitas 1.818,18 kg/jam diperoleh : – Diameter pipa

= 2,5 inchi

– Diameter shaft

= 2 inchi


= 9 inchi


= 75 ft

– Pusat gantungan

= 10 ft

– Kecepatan motor

= 40 rpm

– Daya motor

= 2,11 hp


C.28 Tangki Penampung Produk (TT – 344) Fungsi

= Sebagai tempat untuk menampung produk akhir.

Tipe

= Silinder tegak dengan tutup atas dished head dan tutup bawah konis

Jumlah

= 1 unit

Laju bahan masuk

= 1.515,15 kg/jam

Lama penyimpanan

= 7 hari

Jumlah produk

= 1.515,15 kg/jam

Densitas produk

= 1.343 kg/m3

Volume produk

=

Faktor kelonggaran

= 20 %

Volume tangki

= (1 + 0,2)

Volume tangki

= Volume silinder + Volume konis

= 254.545,2 kg

= 189,53 m3

189,53 m3 = 236,92 m3

= Dimana : Tinggi silinder, Hs

= 1,5 D

Tinggi konis, Hk

=

; dengan α = 45o

Maka, Volume tangki

=

236,92 m3

= 1,0467 D3

D

= 6,09 m

Hs

= 1,5

Tinggi bahan dalam silinder =

6,09 m = 9,14 m × 9,14 m = 7,31 m

Luas penampang silinder A

= =


A

= 29,16 m2

Tebal silinder Ts

=

Dimana : Pd

= Tekanan disain (N/m2)

Ri

= Jari – jari silinder = 0,5 D = 0,5 (

E

= Efisiensi sambungan = 0,8

F

= Stress yang diizinkan (N/m2) = 80.668.692 N/m2

C

= Faktor korosi (0,003 m/tahun)

N

= Umur alat (15 tahun)

Pd

= Ph + Pop

Ph

= ρ Hs g

= 1,82 m

= 1.343 kg/m3 × 5,46 m × 9,8 m/s2 Ph

= 57.437,48 N/m2

Pop

= 101.325 N/m2

Pd

= 57.437,48 N/m2 + 101.325 N/m2 = 158.762,5 N/m2

Ts

=

Ts

= 0,0543 m = 2,13 in ≈ 2 in

Maka,

Tebal dished head Th

=

Dimana : Ro

= Do

Do

= D + 2Ts

Do

= 6,2 m

Maka,


Th

=

+(

Th

= 0,0618 m = 2,43 in ≈ 2 in

Tinggi dished head Dari tabel Brownell and Young, diperoleh : -

Grown radius (r)

= 90 in

= 2,286 m

-

Knuckle radius (icr)

= 5,5 in

= 0,139 m

-

Straight flange (Sf)

= 2 in

= 0,051 m

Maka, AB

=

AB

= 2,91 m

BC

= r – icr

BC

= 2,15 m

AC

=

AC

= 1,96 m

b

= r – AC

b

= 0,324 m

Dengan demikian tinggi dished head (OA) : OA

= Th + b + Sf

OA

= 0,437 m

Tebal konis Tk

=

+ (C

N)

Dimana : Dk

= D – 2Ts

Dk

= 5,98 m

Tk

= 0,0624 m

Maka,


Sin α = Sin 45o = L

= 3,64 m

Tinggi konis Hk

= L . Cos α = 3,64 m × Cos 45o

Hk

= 1,91 m

Tinggi total tangki Htotal

= Hs + OA + Hk

Htotal

= 11,49 m

C.29 Pompa Filtrat (J – 351) Fungsi

: Sebagai alat untuk memompakan filtrat RDVF–330 menuju ke tangki destilasi

Bentuk

: Pompa Sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 (satu) unit

Kondisi operasi

: 30 oC ; 1 atm

- Laju massa campuran, Fc = 40.639,92kg/jam - Densitas campuran, ρc

= 984,4 kg/m


= 0,5409 cP

3



= 0,405 ft3/detik

Perencanaan pompa Diameter pipa ekonomis, De :


De = 3,9 . (Q)0,45 . (ρ)0,13 3

(Peter dkk, 1990) 0,45

= 3,9 . (0,405 ft /detik)

3 0,13

. (61,454 lb/ft )


Jenis pipa


-

Diameter nominal

= 4 in.

-

Diameter dalam (ID) = 4,026 in.

-

Diameter luar (OD)

-


= 0,335 ft

= 4,5 in.


=

= 4,58 ft/detik


=

NRe

= 259.854,6 (Turbulen) = 0,000447

Dari App. C – 3, Foust, 1980, untuk nilai NRe = 259.854,6 dan 0,000447 diperoleh : f = 0,0055. Penentuan panjang total pipa, ΣL Kelengkapan pipa (App. C – 2a, Foust, 1980): - Panjang pipa lurus, L1 = 50 ft - 1 unit gate valve fully open (L/D = 13) L2 = 1 × 13 × 0,336 ft = 4,362 ft - 2 unit elbow standar 90 oC (L/D = 30) L3 = 2 × 30 × 0,336 ft = 20,130 ft - 1 unit sharp edge entrance (K = 0,5 ; L/D = 30) L4 = 1 × 30 × 0,336 ft = 10,065 ft - 1 unit sharp edge exit (K = 1 ; L/D = 60) L5 = 1 × 60 × 0,336 ft = 10,065 ft ΣL = L1 + L2 + L3 + L4 + L5


ΣL = 50 + 4,362 + 20,130 + 10,065 + 20,130 = 94,622 ft Penentuan friksi, ΣF ΣF =


1983) ΣF = 2,02 ft.lbf/lbm


Jika : Z1

= 0,

Z2

= 36,84882 ft,

V1 = V2 = 0 ft/detik, P2 – P1 = 0, g

= 9,8 m/detik2 = 32,152 ft/detik2

gc


α


Maka, Wf = – 51,29 ft.lbf/lbm Daya pompa, Wp Wp = Wp = 2,32 hp Efisiensi pompa 75 %



3,09 hp

Digunakan pompa yang berdaya = 3 hp


C.30 Tangki destilasi (TD – 350) Fungsi

: Sebagai alat untuk memisahkan Isopropil alkohol dari campuran filtrat RDVF–330

Bentuk

: Silinder tegak dengan tutup atas berbentuk ellipsoidal

Bahan konstruksi

: Stainlees steel

Jumlah

: 1 (satu) unit

Kondisi operasi

: 85 oC ; 1 atm

Basis perhitungan

: 1 jam

Massa Campuran (m) = 40.640 = 40.640 kg Densitas (ρ)

= 984,4 kg/m3 = 61,45 lb/ft3

Volume (VC)

=

41,27 m3


= 20 %

Volume tangki, VT

= (1 + 0,2) × 41,27 m3 = 49,53 m3


– Tinggi silinder

= Diameter (Hs : D)

=5:4

- Tinggi head






Volume tutup, Vh :



(Brownell and Young, 1958) Dimana : Hsr = Tinggi silinder D = Diameter tangki


VT

= Vs + Vh

49,53 m3

=

49,53 m3

=

+

D = D = 3,54 m r

=

= 69,78 in








Tinggi tutup, Hh =




= 4,43 m = 0,44 m

Tinggi cairan, Hc =



= 4,06 m = 13,32 ft


(Tabel 9

McCetta and

Cunningham, 1993) -


-


= 0,8

-

Faktor korosi (C)

= 0,13 – 0,5 mm/tahun

yang digunakan

= 12650 psia

= 0,01 in/tahun

-

Umur alat (N)

= 15 tahun

-

Tekanan Operasi

-


= 1 atm = 14,696 psia

=


Ph -

= 5,26 psia


= Po + Ph

P

= (14,696 + 5,26) psia = 19,96 psia

-


t = 0,315 in digunakan shell standar dengan tebal 0,5

.

Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama, yaitu setebal 0,5

.

Penentuan jaket pemanas -

Jumlah steam (100 oC) = 2.369,7655 kg/jam

(Lampiran B)

-

Kebutuhan panas (Q)

(Lampiran B)

= 1.329.255,5 Kkal/jam = 5.274.912 Btu/jam

-

Temperatur awal (To)

= 30 oC = 86 oF

-

Temperatur steam (Ts)

= 150 oF = 302 oF

-

Densitas steam (ρ)

= 943,37 kg/m3 = 58,8928 lbm/ft3

-

Tinggi jaket (HJ) = Tinggi cairan (HC) = 3,03 m = 9,94 ft Koef. Perpindahan Panas (UD) = 200 btu/jam.ft2.oF

– –

Luas Permukaan Perpindahan Panas (A) A= A

= 162,8 ft2


– Volume Steam (VSteam) VSteam

=

= 2,512 m3

=

– Diameter Luar Jacket (D2) VSteam

=

2,512 m3 D2

=

= 2,838 m

– Tebal Jaket Pemanas (TJ) TJ = D2 – DTangki = 2,838 m – 2,645 m = 0,192 m TJ = 7,579 in Dipilih jaket pemanas dengan tebal 7,5 in. C.31 Kondensor (E – 352) Fungsi

: Menurunkan suhu dan mengubah fasa produk atas tangki destilasi

Jenis


Jumlah

: 1 Unit

Fluida Panas

: Larutan Isopropil alkohol

Fluida Dingin

: Air Pendingin

Fluida Panas Laju alir masuk Panas yang dilepas o

= 3.709,52 kg/jam

= 8.178,10 lbm/jam

= 148.998,95 kkal/jam

= 591.275,60 btu/jam

o

Tawal = 85 C = 185 F Takhir = 30 oC = 86 oF Fluida dingin Laju alir air pendingin = 6.772,7 kg/jam = 14.931,2 lbm/jam Tawal = 28 oC = 82,4 oF Takhir = 50 oC = 122 oF Tabel LC – 3 Data Temperatur pada E–352 Temperatur

Fluida Panas

Fluida Dingin

Selisih


Tinggi

T1 = 185oF

t2 = 122

Rendah

T2 = 86 oF

t1 = 82,4 oF

LMTD =

o

F

=

108

o

F

3,6 oF = 20,75 oF

R= S= Dari Gambar 19 Kern, 1965, diperoleh nilai FT = 0,8 Maka, ∆t LMTD = FT × LMTD = 0,995 × 30,729 oF = 16,6 oF Rd ≥ 0,001 ∆P ≤ 10 psi TC =

135,5 oF

tC =

102,2oF

1. Luas permukaan (A) Dari Tabel 8 Kern, 1965, untuk aqueous solution, diambil UD = 150 btu/jam.ft2.oF A=

237,4 ft2

2. Jumlah tubes (Nt) Digunakan 0,75 in. OD tubes BWG 18, L = 20 ft. Dari Tabel 10 Kern, 1965, diperoleh luas permukaan luar (a”) = 0,1963 ft2/ft Maka, jumlah tubes : Nt’ =

Dari Tabel 9 Kern, 1965, dengan square pitch 4–P diperoleh jumlah tubes terdekat, Nt = 68 pada shell = 33 in.


3. Koreksi UD A

= L × Nt × (a”) = 266,9 ft2

UD

= = 133,4 btu/jam.ft2.oF

4. Flow area (a) a. Tube side Dari Tabel 10 Kern, 1965, untuk 0,75 in. OD tube square pitch diperoleh at’ = 0,334 ft2. Maka Flow area tube side (at) : ft2

at = b. Shell side

Dari Tabel 10 Kern, 1965, untuk 0,75 in. OD tube square pitch diperoleh : Diameter (ID)

= 33 in


= 4 in

Clearance (C’)

= 0,25 in


= 0,229 ft2

5. Laju alir massa (G) a. Tube side Gt =

207.405,09 lbm/jam.ft2

ρ Fluida Panas = 63,15 lb/ft3 V=

0,912 ft/s

b. Shell side Gs = G” =

65.154,3 lbm/jam.ft2 = 195,5 lbm/jam.lin.ft


6. Koefisien perpindahan panas (h) a. Tube side Untuk V =

ft/s

Pada 102,2 oF diperoleh µ = 2,37 lb/ft.jam D = 0,0543 ft Ret =

(Fig. 15 Kern, 1965) (Tabel 10 Kern, 1965)

4.753,4

hi = 448 btu/jam.ft2.oF

(Fig 25 Kern, 1965)


hio = hi × b. Shell side

Asumsi awal ho = 200 btu/jam.ft2.oF tw

= tc + = 102,2 oF +

tw

= 113,5 oF

Pada tw = 113,5 oF diperoleh : kw

= 0,367 btu/ft.jam.oF

Sw = 1,0 kg/ltr

(Tabel 4 Kern, 1965) (Tabel 6 Kern, 1965)

µw = 0,45 cp

(Fig 14 Kern, 1965) 2

o

ho = 520 btu/ft .jam. F

(Fig 12–9 Kern,

1965) De = 0,0792 ft Res =

(Fig 28 Kern, 1965)

4.738,3

7. Koefisien perpindahan panas menyeluruh (UC) UC =



0,003005

Syarat Rd ≥ 0,001


Maka rancangan Cooler memenuhi persyaratan. Penurunan Tekanan (∆P) Tube Side 1. Pada : Ret

= 4.753,4

f

= 0,00012 ft2/in2

s

= 0,626

Gt

= 207.405,09 lbm/jam.ft2 = 0,003

(Fig 26 Kern, 1965)

(Fig 27 Kern, 1965)

∆Pt

=

∆Pt

= 0,232 psi

∆Ps

= = 0,0767 psi

2.

∆PT

= ∆Pt + ∆Pr

= 0,232 psi + 0,0767 psi ∆PT

= 0,309 psi

Syarat ∆PT ≤ 10 psi Maka rancangan Kondensor memenuhi persyaratan. Shell Side 1.

Pada : Res

= 4.738,3

f

= 0,0026 ft2/in2

Ds

=

s

= 1,0

N+1 = 12 × ∆Ps

(Fig 29 Kern, 1965)

2,75 ft

= 60

=


∆Ps

= 0,00233 psi

Syarat ∆Ps ≤ 10 psia Maka rancangan Kondensor memenuhi persyaratan.


: Sebagai alat untuk memompakan kondensat dari E–352 menuju ke tangki TT–354

Bentuk

: Pompa Sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 (satu) unit

Kondisi operasi

: 85 oC ; 1 atm

- Laju massa campuran, Fc = 3.709,5 kg/jam

= 2,27 lbm/detik

- Densitas campuran, ρc

= 829,1 kg/m3

= 51,76 lbm/ft3


= 0,463 cP

= 0,000311 lbm/ft.jam

Maka, laju alir volumetrik campuran, 0,043 ft3/detik

QC =


(Peter dkk, 1990)


Jenis pipa


-

Diameter nominal

= 1,5 in

-


= 0,134 ft

-

Diameter luar (OD)

= 0,158 ft

-


= 1,9 in


=

3,1 ft/detik

Bilangan reynold,


NRe

=

NRe

= 69.279,16 (Turbulen) = 0,001118




Jika : Z1

= 0,

Z2

= 40,781 ft,


V1 = V2 = 0 ft/detik, P2 – P1 = 0, g

= 9,8 m/detik2 = 32,152 ft/detik2

gc


α




Daya aktual motor = Digunakan pompa yang berdaya = 1 hp C.33 Kondensor (E – 345) Fungsi

: Menurunkan suhu dan mengubah fasa uap buangan rotary dryer.

Jenis

: DPHE

Jumlah

: 1 Unit

Fluida Panas

: Larutan Isopropil alkohol

Fluida Dingin

: Air Pendingin

Fluida Panas Laju alir masuk

= 134,56 kg/jam

= 296,65 lbm/jam

Panas yang dilepas

= 3.908,8 kkal/jam

= 15.511,46 btu/jam

Tawal

= 60 oC

= 140 oF

Takhir

= 30 oC

= 86 oF

Fluida dingin Laju alir air pendingin = 177,7 kg/jam = 391,7 lbm/jam Tawal = 28 oC = 82,4 oF Takhir = 50 oC = 122 oF


Tabel LC – 4 Data Temperatur pada E – 345 Temperatur

Fluida Panas

Fluida Dingin

Tinggi

T1 = 140 oF

t2 = 122

Rendah

T2 = 86 oF

t1 = 82,4 oF

LMTD =

o

F

113 oF

tC =

102,2 oF

72

o

F

3,6 oF = 8,95 oF

=

TC =

Selisih

R= S= Dari Gambar 19 Kern, 1965, diperoleh nilai FT = 0,8 Maka, ∆t LMTD = FT × LMTD = 0,8 × 8,95 oF = 7,16 oF Digunakan DPHE ukuran 2 by

IPS (Tabel 6.2 Kern,1965)

Bagian pipa dalam : 1. Penampang aliran, ap = π.D2 / 4 ft2 = 0,115 ft

2. GP = W/ap = 28.574,4 lbm/ft2.jam 3. Pada Tc = 113 oF ; Re =

= 0,4602 cp = 1,1137 lbm/ft.jam

266,48

4. Jh = 60 (fig 24 Kern, 1965) 5. Pada Tc = 113 oF ; c = 0,39 btu/lbm. oF (fig 24 Kern, 1965) k = 0,083 btu/jam. ft2 (oF/A)


6. hi = jH o

= 100,6

F

7. Koreksi hi btu/jam. ft2.oF

Hio = hi (ID/OD) =

Bagian annulus : 1. D2 = 2,38/12 = 0,198 ft Dt = 2,067/12 = 0,172 ft Aa = π (D22 – D12)/4 = 0,0075 ft2 De = (D22 – D12)/ Dt = 0,056 ft 2. Ga = W/aa = 3. Pada tc = 102,2 oF ; µ = 0,54 cp = 1,3068 lbm/ft.jam Re =

2.216,7

4. jH = 55 (fig 24 Kern, 1965) 5. Pada tc = 94,1 oF ; c = 1,1 btu/lbm. oF (fig 2 Kern, 1965) k = 0,396 btu/lbm.ft2 (oF/A) 1,54 6. ho

= jH o

=

F . oF

7. Uc = 8. 1/UD RD

= 1/Uc + RD = 2 × 0,002 = 0,004 (tabel 12 Kern 1965)

1/UD = (1/ UD

) + 0,004

= 42,54 btu/jam.ft2. oF

9. Luas permukaan yang diperlukan :


Dari tabel 11 Kern, 1965. Untuk pipa nominal 1,25 in, luas permukaan perpindahan panas 0,622 ft2/ft = A’. sehingga panjang pipa yang dibutuhkan adalah :

= 58,92 ft

Bila dilakukan 1 hairpin 16 ft maka panjang DPHE 32 ft, sehingga dibutuhkan 2 hairpin. Luas permukaan sebenarnya adalah 2 × 32 × 0,622 = 39,808 ft2. Maka : UD = 54,44 btu/jam.ft2.oF Rd =

0,00545

Syarat Rd ≥ 0,003 ; Maka disain kondensor memenuhi persyaratan. Penurunan Tekanan (∆P) Pipe Side 1. Pada : Rep

= 266,48

f

= 0,00012 ft2/in2

s

= 0,626

Gt

= 28.574,40 lbm/jam.ft2 = 0,003

(Fig 26 Kern, 1965)

(Fig 27 Kern, 1965)

∆Pp

=

∆Pp

= 0,66 psi

∆Pr

= = 0,006 psi

2.

∆PP

= ∆Pp + ∆Pr

= 0,66 psi + 0,006 psi ∆PT

= 0,672 psi

Syarat ∆PT ≤ 10 psi Maka rancangan Kondensor memenuhi persyaratan. Anulus Side 1.

Pada :


Rea

= 2.216,7

f

= 0,0026 ft2/in2

Ds

= 2,75 ft

s

= 1,0

N+1 = 12 ×

(Fig 29 Kern, 1965)

= 60

∆Ps

=

∆Ps

= 0,00316 psi

Syarat ∆Ps ≤ 10 psia ∆Pa <10 psi disain kondensor memenuhi persyaratan.


: Sebagai alat untuk memompakan kondensat dari E–345 menuju ke tangki TT–347

Bentuk

: Pompa Sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 (satu) unit

Kondisi operasi

: 30 oC ; 1 atm

- Laju massa campuran, Fc = 134,6 kg/jam - Densitas campuran, ρc

= 980,5 kg/m


= 0,538 cP

3



0,0531 ft3/detik



(Peter dkk, 1990)


Jenis pipa


-

Diameter nominal

= 0,5 in

-


= 0,052 ft

-

Diameter luar (OD)

= 0,07 ft

-


= 0,84 in


=

0,0531 ft/detik


=

NRe

= 69.279,16 (Turbulen) = 0,001118

Dari App. C – 3, Foust, 1980, untuk nilai NRe = 69.279,16 dan 0,001118 diperoleh : f = 0,0025. Penentuan panjang total pipa, ΣL Kelengkapan pipa (App. C – 2a, Foust, 1980): - Panjang pipa lurus, L1 = 50 ft - 1 unit gate valve fully open (L/D = 13) L2 = 1 × 13 × 0,336 ft = 4,362 ft - 2 unit elbow standar 90 oC (L/D = 30) L3 = 2 × 30 × 0,336 ft = 20,130 ft - 1 unit sharp edge entrance (K = 0,5 ; L/D = 30) L4 = 1 × 30 × 0,336 ft = 10,065 ft


- 1 unit sharp edge exit (K = 1 ; L/D = 60) L5 = 1 × 60 × 0,336 ft = 10,065 ft ΣL = L1 + L2 + L3 + L4 + L5 ΣL = 50 + 4,362 + 20,130 + 10,065 + 20,130 = 94,622 ft Penentuan friksi, ΣF ΣF =



Jika : Z1

= 0,

Z2

= 40,781 ft,

V1 = V2 = 0 ft/detik, P2 – P1 = 0, g

= 9,8 m/detik2 = 32,152 ft/detik2

gc


α




1983)


Daya aktual motor = Digunakan pompa yang berdaya = 1 hp

C.35 Tangki Buangan Rotary Dryer (TT – 347) Fungsi

: sebagai wadah penampungan kondensat buangan dari rotary dryer selama 30 hari.

Bentuk


Bahan konstruksi


Jumlah alat

: 1 (satu) unit

Kondisi operasi

: 30 oC ; 1 atm

Basis perhitungan

: 30 hari masa penyimpanan larutan Isopropil Alkohol

Massa kondensat (m)

= = 96.881,5 kg

Densitas kondensat (ρ)

= 786 kg/m3 = 49,068 lb/ft3

Volume kondensat (V)

=

123,2 m3


= 20 %

Volume tangki, VT

= (1 + 0,2) × 123,2 m3 = 147,9 m3


– Tinggi silinder

= Diameter (Hs : D)

=5:4

- Tinggi head






Volume tutup, Vh :



(Brownell and Young, 1958) Dimana :


Hsr = Tinggi silinder D = Diameter tangki VT

= Vs + Vh

147,9 m3

=

147,9 m3

=

+

D = D = 5,1 m r =

2,55 m = 100,5 in.








Tinggi tutup, Hh =




= 6,38 m = 0,64 m

Tinggi cairan, Hc =



= 5,85 m = 19,2 ft


(Tabel 9

McCetta and

Cunningham, 1993) -


-


= 0,8

-

Faktor korosi (C)

= 0,13 – 0,5 mm/tahun

yang digunakan

= 12.650 psia

= 0,01 in/tahun

-

Umur alat (N)

= 15 tahun

-

Tekanan Operasi

-


= 1 atm = 14,696 psia

= Ph

= 6,2 psia


-


= Po + Ph

P

= (14,696 + 6,2) psia = 20,9 psia

-


t = 0,39 in digunakan shell standar dengan tebal 0,5 in. Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama, yaitu setebal 0,5 in.

LAMPIRAN D PERHITUNGAN UTILITAS

D.1 Screening (SC–01) Fungsi

: Menyaring partikel–partikel padat yang besar

Jenis

: Bar Screening


Jumlah

: 1 unit

Bahan Konstruksi

: Stainless Steel

Lebar bar

: 5 mm

Tebal bar

: 20 mm

Kondisi operasi : 28 oC, 1 atm Laju alir massa (m)

= 215.621,90 kg/jam

Densitas air (ρ)

= 997,08 kg/m3 = 62,244 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 0,894 cP = 2,163 lbm/ft.jam

Laju alir volumetrik (Q)

=

= 0,06 m3/detik

Direncanakan ukuran screening : Panjang

=2m

Lebar

=2m

Misalkan jumlah bar = x, Maka, 20 x + 20 (x + 1)

= 2000

40 x

= 1980

x

= 49,5 ≈ 50 buah

Luas bukaan (A2)

= 20.(50+1).(2000) = 2,04 m2

Asumsi : Cd = 0,6 dan 30 % screen tersumbat Head loss (∆h) =

= 0,000251 m dari permukaan air.

D.2 Pompa Screening Fungsi

: Memompakan air dari sungai ke bak penampung

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan Konstruksi

: Stainless Steel

Kondisi Operasi

: 25 oC, 1 atm


Laju alir massa (m)

= 215.621,90 kg/jam

Densitas air (ρ)

= 997,08 kg/m3 = 62,244 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 0,894 cP = 2,163 lbm/ft.jam


=

= 0,06 m3/detik

Diameter ekonomis pipa, De = 3,9 × (Q)0,45 × (ρ)0,13 De = 9,36 in. Digunakan pipa dengan spesifikasi : - Diameter nominal

= 10 in.

- Schedule

= 40

- Diameter dalam (ID)

= 10,02 in. = 0,835 ft

- Diameter luar (OD)

= 10,75 in.

- Luas penampang pipa dalam (Ai) = 0,547 ft2 Kecepatan linier, v =

= 3,87 ft/s

Bilangan Reynold, NRe =

= 336.134,84

Untuk Cast iron dengan diameter

in. dari Appendix C–1 Foust, 1980,

diperoleh : = 0,0015 f = 0,04

Dari Appendix C–3 Foust, 1980, diperoleh instalasi perpipaan sebagai berikut : - Panjang pipa vertikal

= 5,5 m

= 18,044 ft

- Panjang pipa horizontal

=5m

= 16,404 ft

- 2 buah gate valve fully opened (L/D = 13)

= 1,069 ft

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

= 3,699 ft

- 1 buah sharp edge entrance (L/D = 24)

= 1,151 ft


- 1 buah sharp edge exit (L/D = 50)

= 2,384 ft

ΣL

= 45,751 ft

Faktor gesekan (Σ F) =

= 0,765 ft.lbf/lbm

Tinggi pemompaan

= 0,6 ft

Static head : ∆Zg/gc

= 0,6 ft.lbf/lbm

Velocity : ∆v2/2gc

= 2,33 ft.lbf/lbm

Pressure head : ∆P/ρ

=0

Dari persamaan neraca energi : Wf

= ∆Zg/gc + ∆v2/2gc + ∆P/ρ + Σ F

Wf

= 1,61 ft.lbf/lbm

Ws

= (1,61 ft.lbf/lbm).(2,12 ft3/detik). (62,44 lbm/ft3)

Ws

= 212,9 ft.lbf/detik = 0,387 hp

Efisiensi pompa = 80 % Daya pompa =

= 0,485 hp

Digunakan pompa dengan daya 1 hp D.3 Bak Penampung Fungsi

= Untuk menampung air yang dipompakan dari sungai.

Tipe

= Bak persegi empat terbuat dari beton.

Laju air sungai = 215.621,9 kg/jam Waktu tinggal = 2 jam Jumlah air sungai

=

× 2 jam

= 431.243,81 kg Densitas air sungai

= 997,08 kg/m3

Volume air sungai

= = 432,5 m3

Faktor kelonggaran

= 20 %

Volume bak

= (1 + 0,2) × 432,5 m3 = 519 m3


Tinggi bak

=2m

Panjang bak


Volume

=P×L×T

519 m3

= L2 × 2 L

= 16,1 m

P

= 16,1 m

D.4 Pompa Bak Penampung Fungsi

: Memompakan air sungai yang telah melewati screening ke bak penampung

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan Konstruksi

: Stainless Steel

Kondisi Operasi

: 25 oC, 1 atm

Laju alir massa (m)

= 215.621,90 kg/jam

Densitas air (ρ)

= 997,08 kg/m3 = 62,244 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 0,894 cP = 2,163 lbm/ft.jam


=

= 2,12 ft3/detik


= 10 in.

- Schedule

= 40


= 10,02 in. = 0,835 ft


= 10,75 in.


= 3,87 ft/s


= 336.134,84




diperoleh : = 0,0015 f = 0,04 Dari Appendix C–3 Foust, 1980, diperoleh instalasi perpipaan sebagai berikut : - Panjang pipa vertikal

= 5,5 m

= 18,044 ft


=5m

= 16,404 ft


= 1,069 ft


= 3,699 ft


= 1,151 ft


= 2,384 ft

ΣL

= 45,751 ft


= 0,765 ft.lbf/lbm

Tinggi pemompaan

= 5,972 ft


= 5,972 ft.lbf/lbm


= 2,33 ft.lbf/lbm


=0


= ∆Zg/gc + ∆v2/2gc + ∆P/ρ + Σ F

Wf

= 6,27 ft.lbf/lbm

Ws


Ws

= 827,8 ft.lbf/detik = 1,505 hp


= 2,00 hp

Digunakan pompa dengan daya 2 hp D.5 Tangki Pelarutan Aluminium Sulfat Fungsi

: Tempat untuk melarutkan aluminium sulfat

Jenis

: Silinder tegak dengan tutup dan alas datar dengan pengaduk


Jumlah

: 1 unit

Bahan Konstruksi

: Commercial Steel SA–283 Grade C

Kondisi Operasi

: 25 oC, 1 atm

Jumlah air yang diolah = 215.621,90 kg/jam Jumlah Alum

= 6,47 kg/jam

Lama penampungan

= 7 hari

Jumlah alum yang dilarutkan

= 6,47 kg/jam × 24 jam/hari × 7 hari = 1.086,7 kg

a.

Jenis dan Sifat Bahan Bahan yang digunakan adalah Al2(SO4)3 dengan kadar 30 % berat, dengan sifat–sifat sebagai berikut : Densitas (ρ) = 1.194,5 kg/m3 = 74,57 lbm/ft3 Viskositas (µ) = 1 cP = 2,42 lbm/ft.jam

b.

Ukuran Tangki Volume alum

= = 3,03 m3

Faktor kelonggaran 20 % Volume tangki = (1 + 0,2) × 3,03 m3 Direncanakan perbandingan diameter dan tinggi silinder, D : H = 2 : 3

c.

V

=

3,03 m3

= 1,1775 (Dt)3

Dt

= 1,46 m

r

= 0,73 m = 28,67 in.

Ht

= (3/2) Dt = 2,18 m

Tebal Shell dan Tutup Tangki Tinggi cairan dalam tangki = Hc

= 1,82 m = 5,97 ft


Tebal shell t

=

Dimana, S

= Allowable working stress = 12.650 psia

E

= Efisiensi sambungan

= 0,8

C

= Faktor korosi

= 0,02 in./tahun

N

= Umur alat

= 15 tahun

P

= Tekanan disain

= (Po + Ph) psia

P

Po

= 1 atm = 14,696 psia

Ph

=

= 17,27 psia

= 20,72 psia

Maka tebal shell, t

= 0,35 in.

Digunakan tebal tangki standar = 0,5 in. Shell dan tutup tangki menggunakan bahan konstruksi yang sama, sehingga juga digunakan tebal yang sama yaitu 0,5 in. d.

Daya Pengaduk Tipe pengaduk

: Marine Propeller 3 daun

Jarak pitch

: 2 Da

Baffle

:4

Da/Dt

: 0,4

C

: (1/3) Dt

Diameter propeller, Da = 0,4 × Dt = 0,582 m = 1,911 ft Panjang pengaduk, Ha

= Ht – C = 2,18 m – (0,486 m) = 1,69 m

Kecepatan Pengaduk NRe =

= 1 rps

= 3.782.608,26

Karena NRe > 10.000, maka KT = 0,32


P

=

= 0,034 hp

Efisiensi motor penggerak = 80 % Daya aktual motor

=

= 0,043 hp

Daya motor standar yang dipilih = 1 hp D.6 Pompa Larutan Alum Fungsi


Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan Konstruksi

: Stainless Steel

Kondisi Operasi

: 25 oC, 1 atm

Laju alir massa (m)

= 6,47 kg/jam

Densitas air (ρ)

= 1.194,5 kg/m3 = 74,57 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 1 cP


=

= 2,42 lbm/ft.jam

= 0,53 . 10–4 ft3/detik

Diameter ekonomis pipa, De = 3,9 × (0,53 . 10–4)0,45 × (74,57)0,13 De = 0,08 in. Digunakan pipa dengan spesifikasi : - Diameter nominal

= 0,125 in.

- Schedule

= 40


= 0,269 in. = 0,022 ft


= 0,405 in.


= 0,133 ft/s


= 330,4 (laminer)


Untuk Cast iron dengan diameter 0,125 in. :

f = 0,194 Dari Appendix C–3 Foust, 1980, diperoleh instalasi perpipaan sebagai berikut : - Panjang pipa vertikal

= 5,5 m

= 18,044 ft


=5m

= 16,404 ft


= 1,069 ft


= 3,699 ft


= 1,151 ft


= 2,384 ft

ΣL

= 45,751 ft


= 0,1083 ft.lbf/lbm

Tinggi pemompaan

= 4,6 ft


= 4,6 ft.lbf/lbm

2

Velocity : ∆v /2gc

= 0,0002 ft.lbf/lbm


=0


= ∆Zg/gc + ∆v2/2gc + ∆P/ρ + Σ F

Wf

= 4,8 ft.lbf/lbm

WP

= (4,8 ft.lbf/lbm).( 0,53 . 10–4 ft3/detik). (74,57 lbm/ft3)

WP

= 0,019 ft.lbf/detik = 0,0000346 hp


= 0,000046 hp

Digunakan pompa dengan daya 1 hp

D.7 Tangki Pelarutan Na2CO3


Fungsi

: Tempat melarutkan natrium karbonat (soda abu)

Jenis

:Silinder tegak dengan tutup dan alas datar dengan pengaduk

Jumlah

: 1 unit

Bahan Konstruksi

: Commercial Steel SA – 283 Grade C

Kondisi Operasi

: 25 oC, 1 atm

Jumlah air yang diolah : 215.621,90 kg/jam Jumlah Soda Abu

: 3,49 kg/jam

Lama penampungan

: 7 hari

Jumlah alum yang dilarutkan a.

: 3,49 kg/jam × 24 jam/hari × 7 hari

Jenis dan Sifat Bahan Bahan yang digunakan adalah Na2CO3 dengan kadar 30 % berat, dengan sifat–sifat sebagai berikut : Densitas (ρ) = 1.327 kg/m3 = 82,839 lbm/ft3 Viskositas (µ) = 0,159 cP = 0,384 lbm/ft.jam

b.

Ukuran Tangki Volume soda abu

= = 1,474 m3

Faktor kelonggaran 20 % Volume tangki = (1 + 0,2) × 1,474 m3 Direncanakan perbandingan diameter dan tinggi silinder, D : H = 2 : 3

c.

V

=

1,474m3

= 1,1775 (Dt)3

Dt

= 1,146 m

r

= 0,573 m = 22,54 in.

Ht

= (3/2) Dt = 1,72 m

Tebal Shell dan Tutup Tangki


Tinggi cairan dalam tangki = Hc

= 1,43 m = 4,69 ft

Tebal shell t

=

Dimana, S


E


= 0,8

C

= Faktor korosi

= 0,02 in./tahun

N

= Umur alat

= 15 tahun

P

= Tekanan disain

= (Po + Ph) psia

P

Po

= 1 atm = 14,696 psia

Ph

=

= 16,82 psia

= 20,19 psia

Maka tebal shell, t

= 0,34 in.




Jarak pitch

: 2 Da

Baffle

:4

Da/Dt

: 0,4

C

: (1/3) Dt

Diameter propeller, Da = 0,4 × Dt = 0,46 m Panjang pengaduk, Ha

= Ht – C = 1,72 m – (0,38 m) = 1,34 m

Kecepatan Pengaduk

= 1 rps


NRe =

= 1.744.830,22

Karena NRe > 10.000, maka KT = 0,32 P

=

= 0,011 hp


=

= 0,014 hp

Daya motor standar yang dipilih = 1 hp D.8 Pompa Larutan Na2CO3 Fungsi


Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan Konstruksi

: Stainless Steel

Kondisi Operasi

: 25 oC, 1 atm

Laju alir massa (m)

= 215.621,90 kg/jam

Densitas air (ρ)

= 997,08 kg/m3 = 62,244 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 0,894 cP = 2,163 lbm/ft.jam


=

= 0,06 m3/detik

Diameter ekonomis pipa, De = 3,9 × (Q)0,45 × (ρ)0,13 De = in. Digunakan pipa dengan spesifikasi : - Diameter nominal

= 2 in.

- Schedule

= 40


= 2,067 in. = 0,172 ft


= 2,38 in.


= 8,47 ft/s


= 151.607,3




diperoleh : = 0,0015

f = 0,04 Dari Appendix C–3 Foust, 1980, diperoleh instalasi perpipaan sebagai berikut : - Panjang pipa vertikal

= 5,5 m

= 18,044 ft


=5m

= 16,404 ft


= 1,069 ft


= 3,699 ft


= 1,151 ft


= 2,384 ft

ΣL

= 45,751 ft


= 11,84 ft.lbf/lbm

Tinggi pemompaan

= 10 ft


= 10 ft.lbf/lbm

2


= ft.lbf/lbm


=0


= ∆Zg/gc + ∆v2/2gc + ∆P/ρ + Σ F

Wf

= 22,96 ft.lbf/lbm

Ws


Ws

= 282,4 ft.lbf/detik = 0,513 hp


= 0,64 hp



D.9 Clarifier Fungsi

: Menghilangkan kekeruhan air dengan pembentukan endapan melalui bantuan injeksi Na2CO3 dan Al2(SO4)3

Bentuk

: Silinder tegak pada bagian atas dan kerucut terpancung pada bagian dasar serta dilengkapi dengan pengaduk overflow weir

Bahan konstruksi : Beton dengan lapisan batu kedap air Indikator perancangan dari tabel 3 – 4 Wilson, 1960 : Waktu tinggal : 1 jam Laju alir overflow : 650 m3/hari

d1

I

II

III

h1

h2

h3

d3 d2

Gambar LD.1 Penampang Clarifier

Laju alir air masuk

: 215.621,90 kg/jam

Densitas air

: 997,08 kg/m3

Volume air masuk

: 216,2 m3

Faktor kelonggaran

: 20 %


Volume Clarifier, VCl = (1 + 0,2) × 216,2 m3 = 259,5 m3 VCl

= VI + VII + VIII

Dari Voyagia, 2008, diperoleh rancangan Clarifier : VCl

= 0,122 (d1)3

259,5 m3= 0,122 (d1)3 d1

= 12,86 m

d2

= 0,15 d1

= 1,93 m = 6,33 ft

d3

= d2/3

= 0,64 m

h1

= d1/8

= 1,61 m

h2

= 0,075 d1

= 0,96 m

h3

= 0,087 d1

= 1,11 m

Laju alir overflow

= = 103,72 m3/hari < 650 m3/hari (disain diterima)

Ukuran Clarifier : Diameter atas

= 12,86 m

Diameter tengah

= 1,93 m = 6,33 ft

Diameter bawah

= 0,64 m

Tinggi total, ht = h1 + h2 + h3 = 3,69 m Clarifier dilengkapi dengan pengaduk dari tipe arm and blade system (doir–thickener). Data tentang hubungan antara diameter dengan daya pengaduk yang tertera pada tabel berikut : Tabel LD.1 Hubungan antara diameter dengan daya pengaduk Diameter (ft)

Daya (hp)

6

0,5

37,5

3

100

7,5

(Perry, 1997) Dengan interpolasi linier, diperoleh :


Daya

= 0,5 + = 0,53 hp

Efisiensi motor = 70 % Daya aktual

=

= 0,75 hp

D.10 Bak Pengendapan Fungsi

: Untuk menampung air yang dipompakan dari Clarifier.

Tipe

: Bak persegi empat terbuat dari beton.

Laju air sungai : 215.621,9 kg/jam Waktu tinggal : 2 jam Jumlah air sungai

=

× 2 jam

= 431.243,81 kg Densitas air sungai

= 997,08 kg/m3

Volume air sungai

= = 432,5 m3

Faktor kelonggaran

= 20 %

Volume bak

= (1 + 0,2) × 432,5 m3 = 519 m3

Tinggi bak

=2m

Panjang bak


Volume

=P×L×T

519 m3

= L2 × 2 L

= 16,1 m

P

= 16,1 m

D.11 Pompa Bak Pengendapan Fungsi


Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan Konstruksi

: Stainless Steel

Kondisi Operasi

: 25 oC, 1 atm


Laju alir massa (m)

= 215.621,90 kg/jam

Densitas air (ρ)

= 997,08 kg/m3 = 62,244 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 0,894 cP = 2,163 lbm/ft.jam


=

= 2,12 ft3/detik


= 10 in.

- Schedule

= 40


= 10,02 in. = 0,835 ft


= 10,75 in.


= 3,87 ft/s


= 336.134,84




= 5,5 m

= 18,044 ft


=5m

= 16,404 ft


= 1,069 ft


= 3,699 ft


= 1,151 ft


= 2,384 ft

ΣL

= 45,751 ft


= 0,765 ft.lbf/lbm


Tinggi pemompaan

= 5,972 ft


= 5,972 ft.lbf/lbm

2


= 2,33 ft.lbf/lbm


=0


= ∆Zg/gc + ∆v2/2gc + ∆P/ρ + Σ F

Wf

= 6,27 ft.lbf/lbm

Ws


Ws

= 827,8 ft.lbf/detik = 1,505 hp


= 2,00 hp

Digunakan pompa dengan daya 2 hp D.12 Sand filter Fungsi

=

Untuk menyaring partikel yang belum terendapkan pada aliran overflow clarifier.

Tipe

=

Gravity sand filter

Jumlah tangki

=

1 unit

Konstruksi

=

Stainless steel

Laju air sungai, Fw =

215.621,90 kg/jam = 3.593,7 kg/menit

= 997,08 kg/m3

Densitas, ρw

Maka, laju alir volumetrik air, 3,6 m3/menit

Qw =

Digunakan kecepatan filtrasi, Qf = 0,5 m3/m2.menit Maka luas penampang tangki sand filter, (A) : A

= =

A

= 7,21 m2


Dipilih tangki sand filter berbentuk persegi empat dengan tinggi lapisan pasir halus, pasir kasar dan kerikil masing–masing sebesar 0,3 m. Panjang sisi tangki (S)

= =

S

= 2,68 m

D.13 Pompa Sand Filter Fungsi


Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan Konstruksi

: Stainless Steel

Kondisi Operasi

: 25 oC, 1 atm

Laju alir massa (m)

= 215.621,90 kg/jam

Densitas air (ρ)

= 997,08 kg/m3 = 62,244 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 0,894 cP = 2,163 lbm/ft.jam


=

= 2,12 ft3/detik


= 10 in.

- Schedule

= 40


= 10,02 in. = 0,835 ft


= 10,75 in.


= 3,87 ft/s


= 336.134,84



diperoleh :


= 0,0015 f = 0,04 Dari Appendix C–3 Foust, 1980, diperoleh instalasi perpipaan sebagai berikut : - Panjang pipa vertikal

= 5,5 m

= 18,044 ft


=5m

= 16,404 ft


= 1,069 ft


= 3,699 ft


= 1,151 ft


= 2,384 ft

ΣL

= 45,751 ft


= 0,765 ft.lbf/lbm

Tinggi pemompaan

= 5,972 ft


= 5,972 ft.lbf/lbm


= 2,33 ft.lbf/lbm


=0


= ∆Zg/gc + ∆v2/2gc + ∆P/ρ + Σ F

Wf

= 6,27 ft.lbf/lbm

Ws


Ws

= 827,8 ft.lbf/detik = 1,505 hp


= 2,00 hp

Digunakan pompa dengan daya 2 hp D.14 Menara Air Fungsi

: Menampung air untuk didistribusikan sebagai air proses dan air domestik.

Jenis

: Silinder tegak dengan tutup dan alas datar

Jumlah

: 1 unit


Bahan Konstruksi


Kondisi Operasi

: 25 oC, 1 atm

Jumlah air yang diolah = 215.621,90 kg/jam Lama penampungan

= 2 jam

Densitas air (ρ)

= 997,08 kg/m3 = 62,244 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 0,894 cP = 2,163 lbm/ft.jam

Jumlah air yang ditampung = 215.621,90 kg/jam × 2 jam = 431.243,8 kg a.

Ukuran Tangki Volume air = = 432,5 m3 Faktor kelonggaran 20 % Volume tangki = (1 + 0,2) × 432,5 m3 Direncanakan perbandingan diameter dan tinggi silinder, D : H = 2 : 3 V

=

432,5 m3

= 1,1775 (Dt)3

Dt

= 7,6 m

r

= 3,8 m

= 149,8 in.

Ht

= (3/2) Dt

= 11,4 m


b.

Tinggi air dalam tangki = Hc

= 9,51 m = 31,2 ft

Tebal shell, t

=

Dimana, S


E


= 0,8

C

= Faktor korosi

= 0,02 in./tahun

N

= Umur alat

= 15 tahun

P

= Tekanan disain

= (Po + Ph) psia


P

Po

= 1 atm = 14,696 psia

Ph

=

= 27,7 psia

= 33,3 psia

Maka tebal shell, t = 0,71 in. Digunakan tebal tangki standar = 0,75 in. Shell dan tutup tangki menggunakan bahan konstruksi yang sama, sehingga juga digunakan tebal yang sama yaitu 0,75 in. D.15 Menara Pendingin Fungsi

: Mendinginkan air pendingin bekas

Jenis

: Mechanical induced draft fan

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : 25 oC ; 1 atm Laju alir massa = 226.243,36 kg/jam Densitas (ρ)

= 997,08 kg/m3

Suhu air pendingin masuk = 45 oC = 113 oF Suhu air pendingin keluar = 28 oC = 84,4 oF Dari gambar 12-14 Perry and Green, 1997 diperoleh : Wet bulb temperatur udara = 80 oF Konsentrasi air, Ka = 3,0 gpm/ft2 Laju alir air pendingin = = 226,9 m3/jam × = 999,03 gpm Faktor kelonggaran, fk

= 20 %

Laju alir air pendingin

= (1 + 0,2) × 999,03 = 1.198,8 gpm

Luas menara yang diperlukan =

Digunakan performance menara pendingin = 90 % (Fig.12-15 Perry and Green, 1997) Diperoleh tenaga kipas 0,03 hp/ft2


Daya yang diperlukan untuk menggerakkan kipas : = 0,03 hp/ft2 × 399,6

= 12 hp

Asumsi lama penampungan = 6 jam Volume air

= 226,9 m3/jam × 6 jam = 1.361,4 m3

Maka, Volume menara

= (1 + 0,2) × 1.361,4 = 1.633,7 m3

Diambil perbandingan : P = 4L dan T = 2L Sehingga, V

= 4L × 2L × L

1.633,7 m3

= 8L3

Lebar

= 5,89 m

Panjang

= 23,56 m

Tinggi

= 11,78 m

D.16 Pompa Menara Air Pendingin Fungsi


Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan Konstruksi

: Stainless Steel

Kondisi Operasi

: 25 oC, 1 atm

Laju alir massa (m)

= 226.243,36 kg/jam

Densitas air (ρ)

= 997,08 kg/m3 = 62,244 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 0,894 cP = 2,163 lbm/ft.jam


=

= 0,06 m3/detik


= 10 in.


- Schedule

= 40


= 10,02 in. = 0,835 ft


= 10,75 in.


= 4,07 ft/s


= 351.919,6




= 5,5 m

= 18,044 ft


=5m

= 16,404 ft

- 2 buah gate valve fully opened (L/D = 13) o

= 1,069 ft

- 3 buah elbow 90 (L/D = 30)

= 3,699 ft


= 1,151 ft


= 2,384 ft

ΣL

= 45,751 ft


= 0,563 ft.lbf/lbm

Tinggi pemompaan

= 10 ft


= 10 ft.lbf/lbm


= 0,26 ft.lbf/lbm


=0


= ∆Zg/gc + ∆v2/2gc + ∆P/ρ + Σ F


Wf

= 10,82 ft.lbf/lbm

WP


WP

= 1.499 ft.lbf/detik = 2,73 hp


= 3,64 hp

Digunakan pompa dengan daya 4 hp D.17 Tangki Pelarutan Kaporit Fungsi

: Tempat melarutkan kaporit

Jenis

: Silinder tegak dengan alas dan tutup datar dengan pengaduk

Jumlah

: 1 unit

Bahan Konstruksi

: Commercial Steel SA-238 Grade C

Kondisi Operasi

: 25 oC, 1 atm

Jumlah air yang diolah = 43.972,21 kg/jam Jumlah kaporit

= 0,29 kg/jam

Lama penampungan

=180 hari

Jumlah kaporit yang dilarutkan = 0,29 kg/jam × 24 jam/hari × 180 hari = 1.266,4 kg a.

Jenis dan Sifat Bahan Bahan yang digunakan adalah kaporit dengan kadar 30 % berat, dengan sifat–sifat sebagai berikut : Densitas (ρ)

= 1.560 kg/m3 = 97,39 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 6,72 × 10 -4 lbm/ft.detik

b.

Ukuran Tangki Volume kaporit

= = 2,71 m3

Faktor kelonggaran 20 % Volume tangki = (1 + 0,2) × 2,71 m3 = 3,25 m3 Direncanakan perbandingan diameter dan tinggi silinder, D : H = 2 : 3 V

=


3,25 m3

= 1,1775 (Dt)3

Dt

= 1,4 m

r

= 0,7 m = 27,6 in.

Ht

= (3/2) Dt = 2,1 m Tebal Shell dan Tutup Tangki

c.


= 1,75 m = 5,75 ft

Tebal shell t

=

Dimana, S


E


= 0,9

C

= Faktor korosi

= 0,02 in./tahun

N

= Umur alat

= 15 tahun

P

= Tekanan disain

= (Po + Ph) psia

P

Po

= 1 atm = 14,696 psia

Ph

=

= 17,9 psia

= 21,5 psia

Maka tebal shell, t

= 0,35 in.




Jarak pitch

: 2 Da

Baffle

:4

Da/Dt

: 0,4

C

: (1/3) Dt



= Ht – C = 2,1 m – (0,47 m) = 1,64 m


= 1 rps

= 490.567,71


=

= 0,04 hp


=

= 0,05 hp

Daya motor standar yang dipilih = 1 hp D.18 Pompa Larutan Kaporit Fungsi

: Memompakan larutan kaporit ke tangki air domestik

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan Konstruksi

: Stainless Steel

Kondisi Operasi

: 25 oC, 1 atm

Laju alir massa (m)

= 0,29 kg/jam = 0,179 lbm/detik

Densitas air (ρ)

= 1.560 kg/m3 = 97,39 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 0,159 cP = 0,384 lbm/ft.jam


=

= 0,0184 ft3/detik


= 0,125 in.

- Schedule

= 40



= 0,269 in. = 0,022 ft


= 0,45 in.


= 0,046 ft/s


= 94,2 (laminar)

Untuk Cast iron dengan diameter 0,125 in. aliran laminar : f = 64/NRe = 0,68 Dari Appendix C–3 Foust, 1980, diperoleh instalasi perpipaan sebagai berikut : - Panjang pipa vertikal

= 5,5 m

= 18,044 ft


=5m

= 16,404 ft


= 1,069 ft


= 3,699 ft


= 1,151 ft


= 2,384 ft

ΣL

= 45,751 ft


= 0,047 ft.lbf/lbm

Tinggi pemompaan

= 10 ft


= 10 ft.lbf/lbm


= 0,33 ft.lbf/lbm


=0


= ∆Zg/gc + ∆v2/2gc + ∆P/ρ + Σ F

Wf

= 50 ft.lbf/lbm

WP

= (50 ft.lbf/lbm).( 0,0184 ft3/detik). (97,39 lbm/ft3)

WP

= 1,632 ft.lbf/detik = 0,163 hp

Efisiensi pompa = 80 %


Daya pompa =

= 0,217 hp


D.19 Tangki Air Domestik Fungsi

: Tempat penampungan air yang digunakan untuk keperluan domestik.

Jenis

: Silinder tegak dengan tutup dan alas datar

Jumlah

: 1 unit

Bahan Konstruksi


Kondisi Operasi

: 25 oC, 1 atm

Jumlah air yang diolah = 43.972,21 kg/jam Lama penampungan

= 2 jam

Densitas air (ρ)

= 997,08 kg/m3 = 62,244 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 0,894 cP = 2,163 lbm/ft.jam

Jumlah air yang ditampung = 43.972,21 kg/jam × 2 jam = 87.944,4 kg a.

Ukuran Tangki Volume air = = 88,2 m3 Faktor kelonggaran 20 % Volume tangki = (1 + 0,2) × 88,2 m3 = 105,8 m3 Direncanakan perbandingan diameter dan tinggi silinder, D : H = 2 : 3

b.

V

=

105,8 m3

= 1,1775 (Dt)3

Dt

= 4,47 m

r

= 2,235 m = 88,17 in.

Ht

= (3/2) Dt

= 6,72 m



Tinggi air dalam tangki = Hc

= 5,59 m = 18,4 ft

Tebal shell, t

=

Dimana, S


E


= 0,8

C

= Faktor korosi

= 0,02 in./tahun

N

= Umur alat

= 15 tahun

P

= Tekanan disain

= (Po + Ph) psia

P

Po

= 1 atm = 14,696 psia

Ph

=

= 27,2 psia

= 26,6 psia

Maka tebal shell, t = 0,49 in. Digunakan tebal tangki standar = 0,5 in. Shell dan tutup tangki menggunakan bahan konstruksi yang sama, sehingga juga digunakan tebal yang sama yaitu 0,5 in. D.20 Pompa Air Domestik Fungsi

: Memompakan air domestik ke area domestik

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan Konstruksi

: Stainless Steel

Kondisi Operasi

: 25 oC, 1 atm

Laju alir massa (m)

= 43.972,21 kg/jam = 26,9 lbm/detik

Densitas air (ρ)

= 997,08 kg/m3 = 62,244 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 0,894 cP = 2,163 lbm/ft.jam


=

= 0,433 ft3/detik



= 4 in.

- Schedule

= 40


= 4,069 in. = 0,339 ft


= 4,5 in.


= 4,9 ft/s


= 172.340


4 in. dari Appendix C–1 Foust, 1980,


= 5,5 m

= 18,044 ft


=5m

= 16,404 ft


= 1,069 ft


= 3,699 ft


= 1,151 ft


= 2,384 ft

ΣL

= 45,751 ft


= 2,018 ft.lbf/lbm

Tinggi pemompaan

= 50 ft


= 50 ft.lbf/lbm


= 0,374 ft.lbf/lbm


=0



= ∆Zg/gc + ∆v2/2gc + ∆P/ρ + Σ F

Wf

= 52,4 ft.lbf/lbm

WP


WP

= 1.410,8 ft.lbf/detik = 2,567 hp


= 3,42 hp

Digunakan pompa dengan daya 4 hp D.21 Tangki Pelarutan Asam Sulfat Fungsi

: Tempat melarutkan asam sulfat

Jenis


Jumlah

: 1 unit

Bahan Konstruksi


Kondisi Operasi

: 25 oC, 1 atm

Jumlah air yang diolah = 156.917,86 kg/jam Jumlah asam sulfat

= 9,3 kg/jam

Lama penampungan

= 7 hari

Jumlah asam yang dilarutkan = 9,3 kg/jam × 24 jam/hari × 7 hari = 1.562,3 kg a.

Jenis dan Sifat Bahan Bahan yang digunakan adalah H2SO4 dengan kadar 33 % berat, dengan sifat–sifat sebagai berikut : Densitas (ρ) = 1.834 kg/m3 = 114,5 lbm/ft3 Viskositas (µ) = 3,49.10-3 lbm/ft.detik

b.

Ukuran Tangki Volume asam

= = 2,84 m3

Faktor kelonggaran 20 % Volume tangki = (1 + 0,2) × 2,84 m3 = 3,41 m3 Direncanakan perbandingan diameter dan tinggi silinder, D : H = 2 : 3


V

=

3,41 m3

= 1,1775 (Dt)3

Dt

= 1,42 m

r

= 0,71 m = 28,05 in.

Ht

= (3/2) Dt = 2,14 m


c.


= 1,78 m = 5,84 ft

Tebal shell t

=

Dimana, S


E


= 0,9

C

= Faktor korosi

= 0,02 in./tahun

N

= Umur alat

= 15 tahun

P

= Tekanan disain

= (Po + Ph) psia

P

Po

= 1 atm = 14,696 psia

Ph

=

= 18,55 psia

= 22,3 psia

Maka tebal shell, t

= 0,351 in.





Jarak pitch

: 2 Da

Baffle

:4

Da/Dt

: 0,4

C

: (1/3) Dt


= Ht – C = 2,14 m – (0,475 m) = 1,66 m


= 1 rps

= 114.675


=

= 0,05 hp


=

= 0,06 hp

Daya motor standar yang dipilih = 1 hp D.22 Pompa Pelarutan Asam Sulfat Fungsi

: Memompakan asam sulfat ke Cation Exchanger

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan Konstruksi

: Stainless Steel

Kondisi Operasi

: 25 oC, 1 atm

Laju alir massa (m)

= 9,3 kg/jam

Densitas (ρ) = 1.834 kg/m3 = 114,5 lbm/ft3 Viskositas (µ) = 3,49.10-3 lbm/ft.detik Laju alir volumetrik (Q) =

= 4,9 . 10-5 m3/detik

Diameter ekonomis pipa, De = 3,9 × (Q)0,45 × (ρ)0,13 De = 0,08 in.


Digunakan pipa dengan spesifikasi : - Diameter nominal

= 0,125 in.

- Schedule

= 40


= 0,269 in. = 0,022 ft


= 0,45 in.


= 0,124 ft/s


= 474,9

Untuk Cast iron dengan diameter 0,125 in. diperoleh : f = 64/NRe = 0,134 Dari Appendix C–3 Foust, 1980, diperoleh instalasi perpipaan sebagai berikut : - Panjang pipa vertikal

= 5,5 m

= 18,044 ft


=5m

= 16,404 ft


= 1,069 ft


= 3,699 ft


= 1,151 ft


= 2,384 ft

ΣL

= 45,751 ft


= 0,06 ft.lbf/lbm

Tinggi pemompaan

= 10 ft


= 10 ft.lbf/lbm


= 0,024 ft.lbf/lbm


=0

Dari persamaan neraca energi :


Wf

= ∆Zg/gc + ∆v2/2gc + ∆P/ρ + Σ F

Wf

= 10,06 ft.lbf/lbm

WP

= (10 ft.lbf/lbm).( 4,9 . 10-5 ft3/detik). (114,5 lbm/ft3)

WP

= 0,57 ft.lbf/detik = 0,1 hp


= 0,13 hp


D.23 Cation Exchanger Fungsi

: Mengurangi kesadahan air

Jenis

: Silinder tegak dengan tutup dan alas ellipsoidal

Jumlah

: 1 unit

Bahan Konstruksi


Kondisi Operasi

: 25 oC, 1 atm

Jumlah air yang diolah = 82.285,27 kg/jam a.

Ukuran Tangki Dari Tabel 12.4 Nalco, 1958, diperoleh ukuran tangki sebagai berikut : -

Diameter tangki

= 8 ft

-

Luas penampang

= 50,3 ft3

-

Jumlah penukar ion = 1 unit

-

Total kesadahan air = 17.517,12 kgrain/hari

-

Kapasitas resin

= 984,11 ft3/hari

-

Tinggi resin (h)

= 19,56 ft

-

Volume resin

= 984,11 ft3

-

Siklus regenerasi

= 1 hari (24 jam)

Maka, Tinggi silinder, Hs

= 2 × h = 39,13 ft = 11,93 m

r = D/2 = 4 ft = 1,219 m = 47,9 in Tinggi tutup, ht

= D/6 = 1,33 ft


Tinggi tangki, HT

= Hs + 2 ht = 41,79 ft = 12,74 m


b.

Tebal shell, t

=

Dimana, S


E


= 0,8

C

= Faktor korosi

= 0,02 in./tahun

N

= Umur alat

= 15 tahun

P

= Tekanan disain

= (Po + Ph) psia

P

Po

= 1 atm = 14,696 psia

Ph

=

= 22,7 psia

= 27,3 psia

Maka tebal shell, t = 0,302 in. Digunakan tebal tangki standar = 0,5 in. Shell dan tutup tangki menggunakan bahan konstruksi yang sama, sehingga juga digunakan tebal yang sama yaitu 0,5 in. D.24 Pompa Cation Exchanger : Memompakan air dari Cation Exchanger ke Anion

Fungsi

Exchanger. Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan Konstruksi

: Commercial Steel

Kondisi Operasi

: 25 oC, 1 atm

Laju alir massa (m)

= 82.285,27 kg/jam

Densitas air (ρ)

= 997,08 kg/m3 = 62,244 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 0,894 cP = 2,163 lbm/ft.jam


=

= 0,83 ft3/detik



= 6 in.

- Schedule

= 40


= 6,065 in. = 0,505 ft


= 6,625 in.


= 4,12 ft/s


= 211.242




= 5,5 m

= 18,044 ft


=5m

= 16,404 ft


= 1,069 ft


= 3,699 ft


= 1,151 ft


= 2,384 ft

ΣL

= 45,751 ft


= 0,953 ft.lbf/lbm

Tinggi pemompaan

= 10 ft


= 10 ft.lbf/lbm



= 0,263 ft.lbf/lbm


=0


= ∆Zg/gc + ∆v2/2gc + ∆P/ρ + Σ F

Wf

= 11,22 ft.lbf/lbm

WP


WP

= 565,22 ft.lbf/detik = 1,03 hp


= 1,37 hp

Digunakan pompa dengan daya 1,5 hp D.25 Tangki Pelarutan NaOH Fungsi

: Tempat melarutkan Natrium Hidroksida

Jenis


Jumlah

: 1 unit

Bahan Konstruksi

: Carbon Steel SA-283 Grade C

Kondisi Operasi

: 25 oC, 1 atm

Jumlah air yang diolah : 82.285,27 kg/jam Jumlah NaOH

: 7,21 kg/hari

Lama penampungan

: 7 hari

Jumlah NaOH yang dilarutkan : 7,21 kg/hari × 7 hari = 50,44 kg a.

Jenis dan Sifat Bahan Bahan yang digunakan adalah NaOH dengan kadar 30 % berat, dengan sifat–sifat sebagai berikut : Densitas (ρ) = 1.520 kg/m3 = 94,89 lbm/ft3 Viskositas (µ) = 4,32 . 10-4 lbm/ft.jam

b.

Ukuran Tangki Volume NaOH

= = 0,11 m3

Faktor kelonggaran 20 %


Volume tangki = (1 + 0,2) × 0,11 m3 = 0,13 m3 Direncanakan perbandingan diameter dan tinggi silinder, D : H = 2 : 3 V

=

0,13 m3

= 1,1775 (Dt)3

Dt

= 0,48 m

r

= 0,24 m = 9,5 in.

Ht

= (3/2) Dt = 0,72 m Tebal Shell dan Tutup Tangki

c.


= 0,6 m = 1,98 ft

Tebal shell t

=

Dimana, S


E


= 0,9

C

= Faktor korosi

= 0,02 in./tahun

N

= Umur alat

= 15 tahun

P

= Tekanan disain

= (Po + Ph) psia

P

Po

= 1 atm = 14,696 psia

Ph

=

= 15,34 psia

= 18,41 psia

Maka tebal shell, t

= 0,31 in.





Jarak pitch

: 2 Da

Baffle

:4

Da/Dt

: 0,4

C

: (1/3) Dt


= Ht – C = 0,72 m – (0,16 m) = 0,56 m


= 1 rps

= 88.648


=

= 0,001 hp


=

= 0,002 hp

Daya motor standar yang dipilih = 1 hp D.26 Pompa Larutan NaOH Fungsi


Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan Konstruksi

: Stainless Steel

Kondisi Operasi

: 25 oC, 1 atm

Laju alir massa (m)

= 0,3 kg/jam

Densitas (ρ)

= 1.520 kg/m3 = 94,89 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 0,00043 lbm/ft.detik


=

= 1,97 . 10-6 ft3/detik

Diameter ekonomis pipa, De = 3,9 × (Q)0,45 × (ρ)0,13 De = 0,02 in.


Digunakan pipa dengan spesifikasi : - Diameter nominal

= 0,125 in.

- Schedule

= 40


= 0,269 in. = 0,022 ft


= 0,405 in.


= 0,004 ft/s


= 17,44 (laminer)

Untuk Cast iron dengan diameter 0,125 in. diperoleh : f = 64/NRe = 4,17 Dari Appendix C–3 Foust, 1980, diperoleh instalasi perpipaan sebagai berikut : - Panjang pipa vertikal

= 5,5 m

= 18,044 ft


=5m

= 16,404 ft


= 1,069 ft

- 3 buah elbow 90 (L/D = 30)

= 3,699 ft


= 1,151 ft


= 2,384 ft

ΣL

= 45,751 ft


= 0,003 ft.lbf/lbm

Tinggi pemompaan

= 10 ft


= 10 ft.lbf/lbm


= 0,00367ft.lbf/lbm


=0


= ∆Zg/gc + ∆v2/2gc + ∆P/ρ + Σ F


Wf

= 50 ft.lbf/lbm

Ws

= (50 ft.lbf/lbm).( 1,97 . 10-6 ft3/detik). (94,89 lbm/ft3)

Ws

= 0,9195 ft.lbf/detik = 0,0167 hp


= 0,022 hp

Digunakan pompa dengan daya 1 hp D.27 Anion Exchanger Fungsi

: Mengurangi kesadahan air

Jenis

: Silinder tegak dengan tutup dan alas ellipsoidal

Jumlah

: 1 unit

Bahan Konstruksi


Kondisi Operasi

: 25 oC, 1 atm

Jumlah air yang diolah = 82.285,27 kg/jam Ukuran Tangki Dari Tabel 12.4 Nalco, 1958, diperoleh ukuran tangki sebagai berikut : -

Diameter tangki

= 8 ft

-

Luas penampang

= 50,3 ft3

-

Jumlah penukar ion = 1 unit

-

Total kesadahan air = 5.957,78 kgrain/hari

-

Kapasitas resin

= 79,44 ft3/hari

-

Tinggi resin (h)

= 1,58 ft

-

Volume resin

= 79,44 ft3

-

Siklus regenerasi

= 1 hari (24 jam)

Maka, Tinggi silinder, Hs

= 2 × h = 3,15 ft = 0,96 m

r = D/2 = 4 ft = 1,219 m = 47,9 in

c.

Tinggi tutup, ht

= D/6 = 1,33 ft

Tinggi tangki, HT

= Hs + 2 ht = 5,82 ft = 1,77 m

Tebal Shell dan Tutup Tangki Tebal shell,


t

=

Dimana, S


E


= 0,8

C

= Faktor korosi

= 0,02 in./tahun

N

= Umur alat

= 15 tahun

P

= Tekanan disain

= (Po + Ph) psia

P

Po

= 1 atm = 14,696 psia

Ph

=

= 14,97 psia

= 17,9 psia

Maka tebal shell, t = 0,301 in. Digunakan tebal tangki standar = 0,5 in. Shell dan tutup tangki menggunakan bahan konstruksi yang sama, sehingga juga digunakan tebal yang sama yaitu 0,5 in. D.28 Pompa Anion Exchanger Fungsi

: Memompakan air dari Anion Exchanger ke Deaerator

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan Konstruksi

: Commercial Steel

Kondisi Operasi

: 25 oC, 1 atm

Laju alir massa (m)

= 82.285,27 kg/jam

Densitas air (ρ)

= 997,08 kg/m3 = 62,244 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 0,894 cP = 2,163 lbm/ft.jam


=

= 0,83 ft3/detik


= 6 in.


- Schedule

= 40


= 6,065 in. = 0,505 ft


= 6,625 in.


= 4,12 ft/s


= 211.242




= 5,5 m

= 18,044 ft


=5m

= 16,404 ft


= 1,069 ft


= 3,699 ft


= 1,151 ft


= 2,384 ft

ΣL

= 45,751 ft


= 0,953 ft.lbf/lbm

Tinggi pemompaan

= 10 ft


= 10 ft.lbf/lbm


= 0,263 ft.lbf/lbm


=0


= ∆Zg/gc + ∆v2/2gc + ∆P/ρ + Σ F

Wf

= 11,22 ft.lbf/lbm


WP


WP

= 565,22 ft.lbf/detik = 1,03 hp


= 1,37 hp

Digunakan pompa dengan daya 1,5 hp D.29 Deaerator Fungsi

: Menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air

Jenis

: Silinder horizontal dengan kedua tutup berbentuk ellipsoidal

Kondisi operasi : 25 oC ; 1 atm Laju alir masuk

= 82.285,27 kg/jam

- Densitas air (ρ)

= 997,08 kg/m2

(Tabel A-2.3 Geankoplis, 1983)

= 62,244 lbm/ft2 - Viscositas (µ)

= 0,894 cp

(Tabel A-2.3 Geankoplis, 1983)

= 2,163 lbm/ft.jam - Temperatur masuk

= 25 oC = 303 K

- Temperatur keluar

= 90 oC = 363 K

- Cp air

= 0,9989 kkal/kg.K

a. Menentukan ukuran tangki Perancangan untuk kebutuhan 1 jam Volume air = Silinder berisi 75 % air Volume tangki, Vt =

= 112,3 m3

Direncanakan perbandingan diameter dan tinggi silinder, D : H = 1 : 2, maka : V 112,3 m3

= = 1,57 D3

D

=

H

=2×(

) = 8,3 m


Panas yang dibutuhkan, Q

= m.Cp.dT = 82.285,27 kg/jam × 0,9989 kkal/kg.K × (363-303)K = 4.931.685 kkal/jam

b. Kebutuhan steam Steam yang digunakan adalah uap superheated pada temperatur 150 oC λ = 2.778,2 kj/kg

= 664,01 kkal/kg

maka, kebutuhan steam

= = 7.427,2 kg/jam

D.30 Pompa Deaerator Fungsi

: Memompakan air dari Deaerator ke Boiler

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan Konstruksi

: Commercial Steel

Kondisi Operasi

: 25 oC, 1 atm

Laju alir massa (m)

= 82.285,27 kg/jam

Densitas air (ρ)

= 997,08 kg/m3 = 62,244 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 0,894 cP = 2,163 lbm/ft.jam


=

= 0,83 ft3/detik

Diameter ekonomis pipa, De = 3,9 × (Q)0,45 × (ρ)0,13 De = 6,11 in. Digunakan pipa dengan spesifikasi :


- Diameter nominal

= 6 in.

- Schedule

= 40


= 6,065 in. = 0,505 ft


= 6,625 in.


= 4,12 ft/s


= 211.242




= 5,5 m

= 18,044 ft


=5m

= 16,404 ft


= 1,069 ft

- 3 buah elbow 90 (L/D = 30)

= 3,699 ft


= 1,151 ft


= 2,384 ft

ΣL

= 45,751 ft


= 0,953 ft.lbf/lbm

Tinggi pemompaan

= 10 ft


= 10 ft.lbf/lbm


= 0,263 ft.lbf/lbm


=0


= ∆Zg/gc + ∆v2/2gc + ∆P/ρ + Σ F


Wf

= 11,22 ft.lbf/lbm

WP


WP

= 565,22 ft.lbf/detik = 1,03 hp


= 1,37 hp

Digunakan pompa dengan daya 1,5 hp D.31 Boiler Fungsi

: Menghasilkan uap untuk keperluan proses

Jenis

: Pipa api

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi : Aluminium untuk bejana dan stainlees steel untuk pipa Uap yang dihasilkan = 82.285,27 kg/jam = 181.408 lbm/jam a. Menentukan daya boiler Daya ketel uap, W = Dimana : BHP = daya boiler, Hp W

= kebutuhan uap yang dihasilkan = 181.408 lbm/jam

H

= entalpi superheated steam pada 150 oC, 101,33 Kpa = 2.778,20 kj/kg = 1.194,4 btu/lbm

Maka, BHP = = 6.472,7 hp b. Menentukan jumlah pipa boiler A = BHP × 10 Dimana : A = Luas permukaan perpindahan panas Maka,

A = BHP × 10 ft2/hp = 6.472,7 hp × 10 ft2/hp = 64.727 ft2


Direncanakan menggunakan pipa dengan spesifikasi : - Panjang pipa, L = 30 ft - Diameter pipa 20 in. - Luas permukaan pipa, a’ = 5,236 ft2/ft Sehingga : Nt = Maka jumlah pipa ketel yang digunakan 412 buah D.32 Pompa Air Proses Fungsi

: Memompakan air ke area proses

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan Konstruksi

: Stainless Steel

Kondisi Operasi

: 25 oC, 1 atm

Laju alir massa (m)

= 74.632,59 kg/jam

Densitas air (ρ)

= 997,08 kg/m3 = 62,244 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 0,894 cP = 2,163 lbm/ft.jam


=

= 0,75 ft3/detik


= 6 in.

- Schedule

= 40


= 6,065 in. = 0,505 ft


= 6,625 in.


= 3,73 ft/s



= 191.596



diperoleh : = 0,0015 f = 0,04

Dari Appendix C–3 Foust, 1980, diperoleh instalasi perpipaan sebagai berikut : - Panjang pipa vertikal

= 5,5 m

= 18,044 ft


=5m

= 16,404 ft


= 1,069 ft


= 3,699 ft


= 1,151 ft


= 2,384 ft

ΣL

= 45,751 ft


= 0,78 ft.lbf/lbm

Tinggi pemompaan

= 50 ft


= 50 ft.lbf/lbm

2


= 0,22 ft.lbf/lbm


=0


= ∆Zg/gc + ∆v2/2gc + ∆P/ρ + Σ F

Wf

= 51 ft.lbf/lbm

Ws

= (51 ft.lbf/lbm).(0,75 ft3/detik). (62,44 lbm/ft3)

Ws

= 2.330,9 ft.lbf/detik = 4,24 hp


= 5,65 hp



LAMPIRAN E PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI Dalam rencana pra rancangan pabrik pembuatan pektin dari kulit buah kakao digunakan asumsi sebagai berikut : 1. Perusahaan beroperasi selama 330 hari dalam setahun 2. Kapasitas produksi maksimal adalah 12.000 ton/tahun 3. Perhitungan didasarkan pada harga peralatan terpasang (HPT) 4. Harga alat disesuaikan dengan basis Desember 2010, dimana nilai tukar dollar terhadap rupiah adalah US$ 1=Rp 8.975,LE.1

Modal Investasi Tetap

LE.1.1

Modal Investasi Tetap Langsung (MITL)

A.

(Harian kompas, 2010)

Biaya Tanah


Biaya tanah pada lokasi pabrik diperkirakan = Rp 250.000,-/m2 (Masyarakat Sei Alim asahan, 2010) = 11.625 m2 × Rp. 250.000,-/m2

Harga tanah seluruhnya dari bab 8

= Rp. 2.906.250.000,Biaya perataan tanah diperkirakan 5 % dari harga tanah seluruhnya Biaya perataan tanah

= 0,05 × Rp 2.906.250.000,-

(Peters dkk, 1990)

= Rp. 145.312.500,Total biaya tanah

= Rp. 2.906.250.000,- + Rp. 145.312.500,= Rp. 3.051.562.500.-

B. Harga Bangunan Perincian harga bangunan dapat dilihat pada tabel LE-1 berikut : Tabel LE-1 Perincian harga bangunan Nama Bangunan Area Proses

Luas 2

(m )

Harga (Rp/m2)

Jumlah (Rp)

3.500

3.000.000

10.500.000.000

Kantor

375

2.000.000

750.000.000

Parkir

625

600.000

375.000.000

Tempat ibadah

125

1.000.000

125.000.000

Kantin

100

500.000

50.000.000

Poliklinik

125

1.000.000

125.000.000

Bengkel

250

1.200.000

300.000.000

187,5

2.000.000

375.000.000

625

2.000.000

1.250.000.000

Pembangkit listrik Pengolahan air


Pengolahan limbah

400

500.000

200.000.000

Ruang boiler

250

2.500.000

625.000.000

1.556,25

1.000.000

1.556.250.000

Pos keamanan

62.5

1.000.000

62.500.000

Jalan

1250

2.000.000

2.500.000.000

475

100.000

47.500.000

468,75

2.500.000

1.171.875.000

Taman

625

500.000

312.500.000

Gudang bahan baku

625

600.000

375.000.000

11.625

24.000.000

20.700.625.000

Daerah perluasan

Laboratorium Area antar bangunan

Total

C. Perincian Harga Peralatan Harga peralatan dapat dicari dengan menggunakan persamaan berikut :

Dimana :

CX

= Harga alat pada tahun pembelian (2010)

CY

= Harga alat pada kapasitas yang tersedia

IX

= Index harga pada tahun 2015

Iy

= Index harga pada tahun yang tersedia

X1

= Kapasitas alat yang tersedia

X2

= Kapasitas alat yang diinginkan

m

= Faktor eksponensial untuk jenis alat yang tersedia

Untuk menghitung semua harga peralatan pada pabrik, digunakan Metode Marshall R Swift Equipment Cost Index. Index yang digunakan adalah Chemical Engineering Plant Cost Index (Peters dkk,2004). Tabel LE-2 Data Index Harga Chemical Engineering (CE)


Tahun

Index (Yi)

n

Xi2

Yi2

Xi . Yi

2001

394,3

1

1

155472,49

394,3

2002

395,6

2

4

156499,36

791,2

2003

402

3

9

161604

1206

2004

444,2

4

16

197313,64

1776,8

2005

468,2

5

25

219211,24

2341

2006

499,6

6

36

249600,16

2997,6

2007

592,4

7

49

280264,36

3705,8

2008

575,4

8

64

331085,16

4603,2

2009

600,24

9

81

360288,06

5402,16

2010

632,6

10

100

400182,76

6326

Total

4941,54

55

385

2511521.228

29544,06

(Xi)

Sumber : Peters dkk, 2004

Untuk mencari Index harga pada tahun 2015 digunakan Metode Regresi Koefisien Korelasi, yaitu :

= 0,986 Harga koefisien yang mendekati +1 menyatakan bahwa terhadap hubungan linier antar variabel X dan Y, sehingga persamaan regresi yang mendekati adalah persamaan Regresi Linier. Persamaan umum Regresi Linier adalah Y= a + b X Dengan :

Y

= Index harga pada tahun yang dicari (2015)

X

= Variabel tahun ke n

a, b

= Tetapan persamaan regresi


dimana a dan b dapat dicari dengan menggunakan rumus :

= 336,448

Sehingga persamaa regresi linier adalah : Y = a + b.X Y = 336,448 + 28,6738X Dengan demikian harga index pada tahun 2015 (n = 15 tahun, maka X = 15) adalah, Y2015 = 336,448 + 28,6738 (15) = 766,555 Untuk alat yang tidak tersedia, faktor eksponennya (m) dianggap 0,6 (Peters dkk, 2004). Contoh perhitungan estimasi harga peralatan : Nama alat

: Vaporizer (V – 310)

Jumlah

: 1 unit

Luas permukaan (X2) : 272,074 ft2

(Lampiran C)

Untuk Vaporizer (V-310), luas permukaan yang disediakan X1

= 272,04 ft2

Cy

= US$ 50.000

IX2015 = 766,555

(Peters dkk,2004) (Persamaan regresi)

Iy2010

= 632,6

(Dari tabel LE-2)

m

= 0,54

(Peters dkk,2004)

Maka harga Vaporizer pada tahun 2010 :

=


No.

Nama Alat

Jumlah

Harga Satuan

Harga

= US$ 58.063,21 = Rp.521.117.267.13 Dengan cara yang sama perkirakan harga alat proses yang lainnya dapat dilihat pada tabel LE.3, LE.4, LE.5 dan LE.6 untuk perkiraan harga peralatan utilitas pada Pabrik Pembuatan Pektin dari Kulit Buah Kakao.

Tabel LE.3 Daftar Peralatan Proses Impor dan Perkiraan Harganya.


1

Belt Conveyor (BC-112)

1

173.000.450

173.000.450

2

Crusher (SR-110)

1

496.095.200

496.095.200

3

Screw Conveyor (SC)

3

123.576.587

370.729.761

4

Tangki Ekstraktor (EX-210)

1

1.273.224.983

1.273.224.983

5

Rotary Drum Vacuum Filter (RDVF)

6

130.057.729

780.346.374

6

Vaporizer (V-310)

1

521.117.267

521.117.267

7

Kondensor (E-312)

1

102.602.384

102.602.384

8

Mixer (M-320)

2

1.161.245.128

2.322.490.256

9

Rotary Dryer (RD-340)

1

495.261.311

495.261.311

10 Blower (B-342)

1

16.623.220

16.623.220

11 Cooler (E-316)

1

33.097.543

33.097.543

12 Kondensor (E-352)

1

126.023.842

126.023.842

13 Kondensor (E-345)

1

99.827.365

99.827.365

Total

21

4.751.753.009

6.810.439.956

(Sumber : Peters dkk, 2004) Tabel LE.4 Daftar Peralatan Proses Non – Impor dan Perkiraan Harganya. No.

Nama Alat

1

Tangki HCl (TT-211)

2

Penampung Cake Kulit (BP-222)

3

Pompa HCl ( J-212)

4

Pompa Ekstraktor (J-221)

5

Pompa Filtrat (J-311)

6

Pompa Produk Bawah Vaporizer (J-315)

7

Pompa Produk Atas Vaporizer (J-313)

8

Tangki Produk Atas Vaporizer (TT-314)

9

Pompa Keluaran Cooler (J-321)

10

Tangki Destilasi (TD-350)

11

Pompa (J-353)

12 13

Jumlah

Harga Satuan

Harga

1

42.065.000

42.065.000

3

4.000.000

12.000.000

1

10.325.500

10.325.500

1

10.325.500

10.325.500

1

8.625.750

8.625.750

1

12.540.250

12.540.250

1

10.185.900

10.185.900

1

22.065.500

22.065.500

1

12.540.250

12.540.250

1

165.362.300

165.362.300

Tangki penyimpan IPA (TT-354)

1 1

10.185.900 25.075.500

10.185.900 25.075.500

Pompa IPA (J-322)

1

10.185.900

10.185.900


14

Pompa (J-331)

1

12.540.250

12.540.250

15

Pompa Filtrat (J-351)

1

12.540.250

12.540.250

16

Tangki penampungan produk (TT-344)

2

206.502.800

413.005.600

19

575.066.550

789.569.350

Total (Sumber : Alibaba.com, 2010)

Tabel LE.5 Daftar Peralatan Utilitas Impor dan Perkiraan Harganya. No.

Nama Alat

Jumlah Harga Satuan

Harga

1

Screening (S-01)

1

67.576.031

67.576.031

2

Sand Filter (SF-01)

1

97.060.619

97.060.619

3

Penukar Kation (CE-01)

1

38.544.266

38.544.266

4

Penukar Anion (AE-01)

1

38.544.266

38.544.266

5

Boiler (B-01)

1

287.350.676

287.350.676

6

Deaerator (D-01)

1

23.756.800

23.756.800

7

Clarifier (CL-01)

1

451.219.782

451.219.782

Total

7

1.004.052.440 1.004.052.440

(Sumber : Peters dkk, 2004) Tabel LE.6 Daftar Peralatan Utilitas Non – Impor dan Perkiraan Harganya. No.

Nama Alat

Jumlah

Harga Satuan

Harga

1

Bak Pengendapan (BP-01)

1

8.000.000

8.000.000

2

Tangki NaOH (TT-07)

1

2.573.250

2.573.250

3

Tangki asam sulfat (TT-05)

1

3.199.950

3.199.950

4

Tangki kaporit (TT-03)

1

1.725.300

1.725.300

5

Kolam Aerasi (C-01)

1

20.284.000

20.284.000

6

Pompa 1 (J-01)

1

5.450.000

5.450.000

7

Pompa 2 (J-02)

1

5.450.000

5.450.000

8

Pompa 3 (J-03)

1

5.450.000

5.450.000

9

Pompa 4 (J-04)

1

5.450.000

5.450.000

10

Pompa 5 (J-05)

1

5.450.000

5.450.000

11

Pompa 6 (J-06)

1

5.450.000

5.450.000


11

Total

68.482.500

68.482.500

(Sumber : Alibaba.com, 2010) Harga peralatan tersebut masih merupakan perkiraan, untuk harga alat impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut : (Peters dkk, 2004) -

Biaya transportasi Biaya asuransi Bea masuk PPn PPh Biaya gudang di pelabuhan Biaya administrasi pelabuhan Transportasi lokal Biaya tak terduga Total

=5% =1% = 15 % = 10 % = 10 % = 0,5 % = 0,5 % = 0,5 % = 0,5 % = 43 %

Sedangkan untuk alat non – impor, biaya tambahan yang dikenakan hanya sebesar 21 % (yaitu biaya PPn 10%, PPh 10%, transportasi lokal 0,5 % dan biaya tidak terduga 0,5 %) dari harga alat. Maka, total harga peralatan sampai ke lokasi pabrik = (1,43 × (Rp. 6.810.439.956 + Rp. 1.004.052.440)) + (1,21 × ( Rp. 789.569.350 + Rp. 68.482.500)) = Rp. 48.429.670.779,Biaya pemasangan diperkirakan 10 % dari harga total peralatan (Peters dkk, 2004) Biaya pemasangan = 0,1 × Rp. 48.429.670.779 = Rp. 4.842.967.078,D. Harga peralatan terpasang (HPT) HPT

= Total harga peralatan + Biaya Pemasangan = Rp. 48.429.670.779 + Rp. 4.842.967.078 = Rp. 53,272,637,857

E. Instrumentasi dan Alat Kontrol Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 13 % dari HPT


(Peters dkk, 2004) Biaya instrumentasi dan alat kontrol

= 0,13 × Rp. 53,272,637,857 = Rp. 6,925,442,921

F. Biaya Perpipaan Diperkirakan biaya perpipaan 80 % dari HPT Biaya perpipaan

(Peters dkk, 2004)

= 0,8 × Rp. 53,272,637,857 = Rp. 42,618,110,285

G. Biaya Instalasi Listrik Diperkirakan biaya intalasi listrik 10 % dari HPT (Peters dkk, 2004) Biaya instalasi listrik

= 0,1 × Rp. 53,272,637,857 = Rp. 5,327,263,786

H. Biaya Insulasi Diperkirakan biaya insulasi 8 % dari HPT Biaya insulasi

(Peters dkk, 2004)

= 0,08 × Rp. 53,272,637,857 = Rp. 4,261,811,029

I.

Biaya Investaris Kantor Diperkirakan biaya investaris kantor 1 % dari HPT Biaya investaris kantor

(Peters dkk, 2004)

= 0,01 × Rp. 53,272,637,857 = Rp. 532,726,379

J.

Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 1 % dari HPT (Peters dkk, 2004) Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan = 0,01 × Rp. 53,272,637,857 = Rp. 532,726,379

K. Biaya Sarana Transportasi Tabel LE-5 Biaya Sarana Transportasi


No.

Jenis Kendaraan

Unit

Jenis

Harga/Unit

Harga Total

(Rp)

(Rp)

1. Mobil Dewan Komisaris

3

New Prius Hybrid A/T

396.666.667

1.190.000.000

2. Mobil Direktur

1

New Camry 2.4 G A/T

467.750.000

467.750.000

3. Mobil Manajer

5

Fortuner 2.5 G D. A/T

382.750.000

1.913.750.000

4. Mobil Kabag

11

Avanza 1.3 E M/T

124.727.273

1.372.000.000

5. Bus Karyawan

4

New Armada Evo M/T

300.000.000

600.000.000

5. Truk

4

Dyna 4 110 Ps ST M/T

199.150.000

796.600.000

Total

6.340.100.000

Sumber : BeliToyota.com, 2010 Total MITL

=A+B+D+E+F+G+H+I+J+K = Rp. 143.563.006.135,-

LE.1.2

Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL)

A. Pra Investasi Diperkirakan 7 % dari MITL

= 0,07 × Rp. 143.563.006.135,= Rp. 10.049.410.429,-

B. Engineering dan Supervisi Diperkirakan 8 % dari MITL

= 0,08 × Rp. 143.563.006.135,= Rp. 11.485.040.491,-

C. Biaya Kontraktor Diperkirakan 2 % dari MITL

= 0,02 × Rp. 143.563.006.135,= Rp. 2.871.260.123,-

D. Biaya Tak Terduga Diperkirakan 10 % dari MIT

= 0,1 × Rp. 143.563.006.135,= Rp. 14.356.300.613,-

Total MITTL = A + B + C + D = Rp. 38.762.011.656 Total MIT

= MITL + MITTL = Rp. 143.563.006.135 + Rp. 38.762.011.656


= Rp. 182.325.017.791,LE.2

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

LE.2.1

Persediaan Bahan Baku

a.

Persediaan Bahan Baku Proses

1.

Kulit kakao kering Kebutuhan = 15.226,94 kg/jam Harga/kg

= Rp. 3.000/kg

(Kompas, 2010)

Harga total = 90 hari × 24 jam × 15.226,94 kg/jam × Rp. 3000/kg = Rp. 98.670.582.239,2.

Larutan HCl Kebutuhan = 1.502,12 kg/jam Yang bisa digunakan kembali = 545,61 kg/jam Harga/kg

= Rp. 1.750/kg

(Icis Pricing, 2010)

Harga total = 90 hari × 24 jam × (1.502,12 – 545,61) kg/jam × Rp. 1.750/kg = Rp. 3,615,597,273,3.

Larutan Isopropil Alkohol Kebutuhan = 3.030,30 liter/jam

(A&K Petrochem, 2010)

Yang bisa digunakan kembali = 962,68 liter/jam Harga/liter = Rp. 80.000/liter Harga total = 90 hari × 24 jam × (1288,4 – 962,68) liter/jam × Rp.80.000/liter = Rp. 9.762.003.625,-

b. Persediaan Bahan Baku Utilitas 1.

Natrium Hidroksida (NaOH)


Kebutuhan = 7,21 kg/jam Harga

= Rp. 2.500,-/kg


Harga total = 90 hari × 7,21 kg/jam × 24 jam × Rp. 2.500/kg = Rp. 38.914.585,2.

Asam sulfat (H2SO4) Kebutuhan = 223,19 kg/jam Harga

= Rp. 1.400,-/kg


Harga total = 90 hari × 223,19 kg/jam × 24 jam × Rp. 1.400,-/kg = Rp. 674.932.283,3.

Kaporit Kebutuhan = 0,29 kg/jam Harga

= Rp.18.000,-/kg

(Iklanmax.com, 2010)


Solar Kebutuhan = 46,74 liter/jam Harga

= Rp. 4.500,-/liter

(PT. Pertamina, 2010)

Harga total = 90 hari × 46,74 liter/jam × 24 jam × Rp. 4.500,-/liter = Rp. 454.354.236,5.

Alum (Al2(SO4)3.18H2O) Kebutuhan = 6,47 kg/jam Harga

= Rp. 2.500,-/kg

(PT. HSCM, 2010)


Natrium Karbonat (Na2CO3) Kebutuhan = 3,49 kg/jam Harga

= Rp. 3.500,-/kg

(PT. HSCM, 2010)

Harga total = 90 hari × 3,49 kg/jam × 24 jam × Rp. 3.500,-/kg = Rp. 26.407.646,Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 (tiga) bulan adalah = Rp. 113.289.120.231,-


Maka total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 1 (satu) tahun adalah = Rp. 113.289.120.231,-/90 hari × 330 hari/90 hari = Rp. 415.393.440.847 LE.2.2

Kas

1.

Gaji Pegawai

Tabel LE-6 Perincian Gaji Pegawai No

Jabatan

Jumlah

Gaji/bulan

Gaji Total

(Rp)

(Rp)

1

Dewan Komisaris

3

20.000.000

60.000.000

2

Direktur

1

25.000.000

25.000.000

2

Sekretaris

1

3.500.000

3.500.000

3

Manajer

5

12.000.000

60.000.000

4

Staff Ahli

1

10.000.000

10.000.000

5

Kepala Bagian

11

7.500.000

82.500.000

6

Kepala Seksi

13

5.000.000

65.000.000

7

Karyawan

92

3.500.000

322.000.000

8

Dokter

1

5.000.000

5.000.000

9

Perawat

4

3.000.000

12.000.000

10 Petugas Keamanan

14

2.500.000

35.000.000

11 Petugas Kebersihan

10

1.500.000

15.000.000

12 Supir

4 160

2.000.000 Total

8.000.000 703.000.000

Total

Total gaji pegawai selama 3 bulan : 3 × Rp. 703.000.000

= Rp.

2.109.000.000,2. Biaya Administrasi Umum Diperkirakan 10 % dari gaji pegawai = 0,1 × Rp. 2.109.000.000,= Rp. 210.900.000,3. Biaya Pemasaran Diperkirakan 10 % dari gaji pegawai = 0,1 × Rp. 2.109.000.000,-


= Rp. 210.900.000,4. Pajak Bumi dan Bangunan Menurut UU No.20 Tahun 2000 Jo UU No.21 Tahun 1997 : Objek Pajak

NJOP (Rp)

2

Luas (m )

Per m2

Jumlah

Bumi

11.625

100.000

1.162.500.000

Bangunan

7.600

300,000

2.280.000.000

Nilai jual Objek Pajak (NJOP) sebagai dasar pengenaan PBB = Rp. 1.162.500.000,- + Rp. 2.280.000.000,- = Rp. 3.442.500.000,Bangunan yang tidak kena pajak ialah tempat ibadah yaitu sebesar 100 m2 NJOP Tidak Kena Pajak

= 125 × Rp.300.000,- (Perda SUMUT) = Rp. 37.500.000,-

NJOP untuk penghitung PBB = Rp. 3.442.500.000 - Rp. 37.500.000 = Rp. 3.405.000.000,Nilai Jual Kena Pajak

= 20 % × Rp. 3.405.000.000,= Rp. 681.000.000,-

Pajak Bumi dan Bangunan yang terutang

= 5 % × Rp. 681.000.000,=

Pajak Bumi dan Bangunan per 3 bulan

Rp.

34.050.000,-

= (3/12) × Rp. 34.050.000,= Rp. 8.512.500

Tabel LE-7 Perincian Biaya Kas per 3 Bulan No

Jenis Biaya

1

Gaji Pegawai

2.109.000.000

2

Administrasi

210.900.000

3

Pemasaran

210.900.000

4

Pajak Bumi dan Bangunan Total

LE.2.3

Jumlah (Rp)

8.512.500 2.539.312.500

Biaya Start-Up Diperkirakan 12 % dari Modal Investasi Tetap

(Peters dkk, 2004)


= 0,12 × Rp. 182.325.017.791 = Rp. 21.879.002.135,LE.2.4

Piutang Dagang

Dimana :

1.

PD

= Piutang dagang

IP

= Jangka waktu kredit yang diberikan (3 bulan)

HPT

= Hasil penjualan tahunan

Penjualan Pektin Produksi pektin kulit kakao Harga jual pektin adalah

= 12.000.000 kg/tahun

= Rp. 55.625/kg

(AUIC, 2010)

Hasil penjualan pektin per tahun (HPTP), HPTP

= 12.000.000 kg/tahun × Rp. 55.625/kg = Rp. 667.500.000.000,-

2.

Penjualan Cake Kulit Kakao Produksi cake kulit kakao

= 48.880.578 kg/tahun

Harga jual cake per kg adalah

= Rp. 1.500/kg

Hasil penjualan cake per tahun (HPTC), HPTC

= 48.880.578 kg/tahun × Rp. 1.500/kg = Rp. 73.320.867.483,-

3.

Penjualan Larutan Pektin Encer Produksi larutan pektin encer

= 121.484.702 kg/tahun

Harga jual larutan per kg adalah

= Rp. 3.000/kg

Hasil penjualan cake per tahun (HPTC), HPTC

= 121.484.702 kg/tahun × Rp. 3.000/kg = Rp. 145.781.642.240,-

Total HPT

= Rp. 886.602.509.723,-

Piutang dagang

=

× Rp. 886.602.509.723,-

= Rp. 221.650.627.431,-


Tabel LE-8 Perincian Modal Kerja No

Jenis Biaya

Jumlah (Rp)

1 Bahan baku proses dan utilitas 2 Kas

113.289.120.231 2.539.312.500

3 Start up

21.879.002.135

4 Piutang Dagang

221.650.627.431

Total

359.358.062.297

Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja = Rp. 541.683.080.088,Modal ini berasal dari : 1. Modal Sendiri

= 60 % dari total modal investasi = 0,6 × Rp. 541.683.080.088,= Rp. 325.009.848.053,-

2. Pinjaman dari Bank

= 40 % dari total modal investasi = 0,4 × Rp. 541.683.080.088,= Rp. 216.673.232.035,-

LE.3

Biaya Produksi Total

LE.3.1

Biaya Tetap (Fixed Cost = FC)

A. Gaji Tetap Karyawan Gaji tetap karyawan terdiri dari gaji tetap tiap bulan ditambah 3 bulan gaji yang diberikan sebagai tunjangan, sehingga Gaji total = (12 + 3) × Rp. 703.000.000 = Rp. 10.545.000.000,-

B. Bunga Pinjaman Bank Diperkirakan 13 % dari modal pinjaman bank


= 0,13 × Rp. 216.673.232.035,= Rp. 28.167.520.165,C. Despresiasi dan Amortiasi Despresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol.

Dimana :

D

= Despresiasi per tahun

P

= Harga awal peralatan

L

= Harga akhir peralatan

n

= Umur peralatan (tahun)

Semua modal investasi tetap langsung (MITL) kecuali tanah mengalami penyusutan yang

disebut depresiasi, sedangkan modal investasi tetap

tidak langsung (MITTL) juga mengalami penyusutan dan disebut amortiasi. Biaya amortiasi diperkirakan 20 % dari MITTL, sehingga Amortiasi = 0,2 × Rp. 38.762.011.656,= Rp. 7.752.402.331,-

Tabel LE-9 Perkirakan Biaya Depresiasi Komponen

Biaya (Rp)

Umur (tahun)

Depresiasi (Rp)

Bangunan

20.700.625.000

30

690.020.833

Peralatan proses

30.655.273.117

10

3.065.527.312

Peralatan utilitas

3.211.629.526

10

321.162.953

Instrumentasi

6.925.442.921

10

692.544.292

42.618.110.285

15

2.841.207.352

Instalasi listrik

5.327.263.786

20

266.363.189

Insulasi

4.261.811.029

15

284.120.735

Invertaris kantor

532.726.379

5

106.545.276

Perlengkapan

532.726.379

5

106.545.276

6.340.100.000

10

634.010.000

Perpipaan

Sarana transportasi


Total

9.008.047.218

Sumber : Peters dkk, 2004 Total biaya depresiasi dan amortiasi = Rp. 9.008.047.218 + Rp. 7.752.402.331= Rp. 16.760.449.549,D. Biaya Tetap Perawatan -Perwatan mesin dan alat-alat proses Diperkirakan 10 % dari HPT = 0,1 × Rp. 53,272,637,857,-

= Rp. 1.890.481.969,-

-Perawatan bangunan Diperkirakan 10 % dari harga bangunan = 0,1 × Rp. 20.700.625.000,-

= Rp. 1,634,800,000,-

-Perawatan kendaraan Diperkirakan 10 % dari harga kendaraan = 0,1 × Rp. 6.340.100.000,-

= Rp. 634,010,000

-Perawatan instrumentasi dan alat kontrol Diperkirakan 10 % dari harga instrumentasi dan alat kontrol = 0,1 × Rp. 6.925.442.921,-

= Rp. 692.544.292,-

-Perawatan perpipaan Diperkirakan 10 % dari harga perpipaan = 0,1 × Rp. 42.618.110.285,-

= Rp. 4.261.811.029,-

-Perawatan instalasi listrik Diperkirakan 10 % dari harga instalasi listrik = 0,1 × Rp. 5.327.263.786,-

= Rp. 532.726.379,-

-Perawatan insulasi Diperkirakan 10 % dari harga insulasi = 0,1 × Rp. 4.261.811.029,-

= Rp. 426.181.103,-

-Perawatan inventaris kantor Diperkirakan 10 % dari harga inventaris kantor


= 0,1 × Rp. 532.726.379,-

= Rp. 53.272.638,-

-Perawatan perlengkapan kebakaran Diperkirakan 10 % dari harga perlengkapan kebakaran = 0,1 × Rp. 532.726.379,-

= Rp. 53.272.638,-

Total biaya perawatan = Rp. 14.051.144.363,E. Biaya Tambahan (Plant Overhead Cost) Diperkirakan 20 % dari modal investasi tetap = 0,2 × Rp. 182.325.017.791,-

= Rp. 36.465.003.558,-

F. Biaya Laboratorium, Penelitian dan Pengembangan Diperkirakan 10 % dari biaya tambahan = 0,1 × Rp. 36.465.003.558,-

= Rp. 3.646.500.356,-

G. Biaya Asuransi -Asuransi pabrik diperkirakan 0,31 % dari modal investasi tetap (AAJI, 2006) = 0,0031 × Rp. 182.325.017.791,- = Rp. 565.207.555,-Asuransi karyawan Premi asuransi = Rp. 351.000/tenaga kerja (PT. Prudential L.A., 2006) = 160 tenaga kerja × Rp. 351.000/tenaga kerja

= Rp. 56.160.000,-

Total biaya asuransi

= Rp. 621.367.555,-

H. Pajak Bumi dan Bangunan PBB = Rp. 34.050.000,Total biaya tetap, FC

=A+B+C+D+E+F+G+H = Rp. 110.291.035.547,-

LE.3.2

Biaya Variabel

A. Biaya Variabel Bahan Proses dan Utilitas per tahun


= Rp. 415.393.440.847,B. Biaya Variabel Pemasaran Diperkirakan 10 % dari biaya tetap pemasaran = 0,1 × Rp. 210.900.000,- = Rp. 21.090.000,C. Biaya Variabel Perawatan Diperkirakan 10 % dari biaya tetap perawatan = 0,1 × Rp. 14.051.144.363,-

= Rp. 1.405.114.436,-

D. Biaya Variabel Lainnya Diperkirakan 5 % dari biaya tambahan = 0,05 × Rp. 36.465.003.558,= Rp. 1.823.250.178,Total biaya variabel

= Rp. 418.642.895.461,-

Total biaya produksi

= Biaya tetap + Biaya variabel = Rp. 110.291.035.547 + Rp. 418.642.895.461 = Rp. 528.933.931.008

LE.3.3

Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan

A. Laba Sebelum Pajak Laba sebelum pajak

= Total penjualan – Total biaya produksi = Rp. 886.602.509.723 – Rp. 528.933.931.008 = Rp. 357.668.578.715,-

B. Pajak Penghasilan Berdasarkan Keputusan Menkeu RI Tahun 2004, pasal 17, tentang Tarif Pajak penghasilan adalah : - Penghasilan sampai dengan Rp.50.000.000 dikenakan pajak sebesar 10 % - Penghasilan Rp.50.000.000 sampai dengan Rp.100.000.000 dikenakan pajak sebesar 15 %


- Penghasilan di atas Rp.100.000.000 dikenakan pajak sebesar 30 % Maka pajak penghasilan yang harus dibayar adalah : - 10 % × Rp.50.000.000

= Rp

5.000.000,-

- 15 % × Rp(100.000.000 - 50.000.000)

= Rp

7.500.000,-

- 30 % × Rp.( 357.668.578.715 - 100.000.000)= Rp 107.270.573.615,Total PPh

= Rp

107.283.073.615,-

Laba Setelah pajak Laba setelah pajak

= laba sebelum pajak – PPh = Rp. 357.668.578.715 – Rp. 107.283.073.615 = Rp. 250.385.505.101,-

LE.4 A.

Analisa Aspek Ekonomi Profit Margin (PM)

= 40 % Profit Margin sebesar 40 % menunjukkan keuntungan perusahaan yang diperoleh tiap tahunannya. B. Break Even Point (BEP)

= 28,56 % BEP merupakan titik keseimbangan penerimaan dan pengeluaran dari suatu pabrik/unit dimana semakin kecil BEP maka perusahaan semakin baik. BEP biasanya tidak lebih dari 50 %, maka dari hasil diatas diketahui pendapatan dan pengeluaran sebanding. Kapasitas produksi pektin kulit kakao pada titik BEP,


= 28,56 % × 12.000.000 kg/tahun = 2.828.219 kg/tahun Nilai penjualan pada titik BEP

= 28,56 % × Rp. 886.602.509.723,= Rp. 208.958.862.978,-

C. Return of Network (RON)

= 77,04 % D. Return of Investment (ROI)

= 46,22 % E. Pay Out Time (POT)

= 2,16 Tahun POT selama 2,16 tahun merupakan jangka waktu pengembalian modal dengan asumsi bahwa perusahaan beroperasi dengan kapasitas penuh tiap tahun. F. Internal Rate of Return (IRR) Untuk menentukan nilai IRR harus digambarkan jumlah pendapatan dan pengeluaran dari tahu yang disebut ‘’Cash Flow’’. Untuk memperoleh cash flow diambil ketentuan sebagai berikut : -

Laba kotor diasumsikan mengalami kenaikan 10 % tiap tahun

-

Harga tanah diasumsikan mengalami kenaikan 10 % tiap tahun

-

Masa pembangunan disebut tahun ke nol


-

Jangka waktu cash flow dipilih 10 tahun

-

Perhitungan dilakukan dengan menggunakan nilai pada tahun ke-10 Cash flow = laba sesudah pajak + depresiasi


Gambar A.1 Diagram Alir Ekstraktor (EX-210)

Recommend Documents