LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

Kapasitas produksi

: 5.000 ton/tahun

Waktu produksi

: 330 hari/tahun

Rate produksi

:

Yield Produksi

: 9,9293 % (dari perhitungan alur mundur)

5.000 ton 1 tahun

×

1 tahun

330 hari

×

1 hari

24 jam

×

1.000 kg 1 ton

= 631,31 kg/jam

Maka, Bahan baku yang dibutuhkan :

631,31 kg /jam 9,9293 %

= 6.344,56 kg/jam (kulit kakao)

A.1 Ekstraktor (EX-210) a.

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 % × 6.344,56 kg/jam

=

803,86 kg/jam

-

Air

: 5,00 % × 6.344,56 kg/jam

=

317,23 kg/jam

-

Padatan

: 82,33 % × 6.344,56 kg/jam

= 5.223,48 kg/Jam

Penambahan HCl sebagai pelarut dengan perbandingan massa kulit buah kakao terhadap massa HCl adalah sebesar 1 : 5. Banyaknya larutan yang masuk : 6.344,56 kg/ jam × 5 = 31.722,80 kg/jam.

Universitas Sumatera Utara

Alur 5 Konsentrasi HCl dalam pelarut adalah 0,73 % Jumlah HCl : 31.722,80 kg/jam × 0,73 %

=

231,58 kg/jam

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

231,58 𝑘𝑘𝑘𝑘 /𝑗𝑗𝑗𝑗𝑗𝑗

Air pada larutan HCl 37 %,

0,37

= 625,88 kg/jam

= 0,63 × 625,88 kg/jam = 394,31 kg/jam

Alur 6 Maka, air yang perlu ditambahkan untuk pengenceran HCl 37 % menjadi 0,73 % adalah = 31.722,80 kg/jam - 625,88 kg/jam = 31.096,91 kg/jam

Alur 4

Alur 7

Pektin : 12,67 % Air : 5,00 % Cake Kulit Kakao : 82,33 %

Air HCl

: 0,73 %

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 (Rachmawan dkk, 2005) : 80 % × 803,86 kg/jam = 643,08 kg/jam Sedangkan pektin yang tidak terekstraksi (Pektin*) adalah : = (803,86 – 643,08) kg/jam = 160,77 kg/jam Tabel A.1 Neraca Massa Total Ekstraktor (EX-210) Komponen Pektin* Pektin terekstraksi Air Cake kulit kakao HCl

Jumlah

Masuk (kg/jam) Alur 4

Keluar (kg/jam)

Alur 7

Alur 8

803,86

0,00

160,77

0,00

0,00

643,08

317,23

31.491,22

31.808,45

5.223,48

0,00

5.223,48

0,00

231,58

231,58

6.344,56

31.722,80

38.067,35

A.2 Rotary Drum Vacuum Filter 1 (RDVF-220) a.

Neraca Massa Masuk Alur 7 Fasa Padat : Pektin*

=

160,77 kg/jam

Cake kulit kakao

= 5.223,48 kg/jam 5.384,25 kg/jam

Fasa Cair : Pektin

=

643,08 kg/jam

HCl

=

231,58 kg/jam

Air

= 31.808,45 kg/jam 32.683,11 kg/jam


Alur 7 Pektin Pektin terekstraksi Air Cake Kulit Kakao HCl

: 0,422 % : 1,689 % : 83,558 % : 13,721 % : 0,608 %

Alur 8 Pektin Pektin terekstraksi Air Cake Kulit Kakao HCl

Alur 9 Pektin terekstraksi Air HCl

b.

Massa Neraca Keluar Alur 8 Jika 10% dari komponen berfasa cair terikut ke fasa padat, maka total jumlah larutan yang ikut padatan (X) X

10% = X + massa

X

padatan

× 100%

10% = X + 5.384,25 kg /jam × 100% X = 598,25 kg/jam

Maka banyaknya larutan yang ikut padatan : HCl

231,58 kg /jam

= 32.683,11 kg /jam × 598,25 kg/jam = 4,24 kg/jam

Air

31.808,45 kg /jam


Pektin

643,08 kg /jam



Alur 9 Fasa Cair Pektin

= (643,08 – 11,77) kg/jam

= 1.515,15 kg/jam

HCl

= (231,58 – 4,24) kg/jam

=

Air

= (31.808,45 – 582,24) kg/jam

= 31.226,21 kg/jam

545,61 kg/jam

Tabel A.2 Neraca Massa Total Rotary Drum Vacuum Filter 1 (RDVF-220) Masuk (Kg/Jam)

Komponen

Alur 7

Keluar (Kg/Jam) Alur 8

Alur 9

Pektin*

160,77

160,77

0,00

Pektin terekstraksi

643,08

11,77

631,31

31.808,45

582,24

31.226,21

5.223,48

5.223,48

0,00

231,58

4,24

227,34

38.067,35

5.982,50

32.084,86

Air Padatan HCl

Jumlah

A.3 Vaporizer (V-310) a.

Neraca Massa Masuk Alur 9 Pektin

=

631,31 kg/jam

HCl

=

227,34 kg/jam

Air

= 31.226,21 kg/jam 32.084,86 kg/jam


Alur 10 Air HCl

Alur 9 Pektin terekstraksi : 1,9676 % Air : 97,3238 % HCl : 0,7085 %

Alur 12 Pektin terekstraksi Air

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 % × (227,34 + 31.226,21)) kg/jam - 227,34 kg/jam = 15.499,43 kg/jam Sedangkan HCl yang menguap sebanyak = 227,34 kg/jam

Alur 12 Fasa Cair (Larutan Pektin Pekat) : Pektin

=

631,31 kg/jam

Air

= 15.726,77 kg/jam


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

Komponen

Alur 9

Pektin terekstraksi Air

Alur 10

Alur 12

631,31

0,00

631,31

31.226,21

15.499,43

15.726,77

227,34

227,34

0,00

32.084,86

15.726,77

16.358,09

HCl

Jumlah

Keluar (kg/jam)

A.4 Mixer (M-320) a.

Neraca Massa Masuk Alur 13 Pektin

=

631,31 kg/jam

Air

= 15.726,77 kg/jam 16.358,09 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 × 631,31 kg/jam = 1.262,63 kg/jam.

Alur 13

Alur 14

Pektin terekstraksi : 3,8863 % Air : 99,1137 %

Isopropil Alkohol

Alur 15 Endapan Pektin Air Isopropil Alkohol Pektin**


b.

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

= 0,02 × 631,31 kg/jam = 12,63 kg/jam

Endapan Pektin

= 631,31 kg/jam - 12,63 kg/jam = 618,68 kg/jam

Isopropil Alkohol

= 1.262,63

kg/jam

Air

= 15.726,77

kg/jam

Tabel A.4 Neraca Massa Total Mixer (M-320) Komponen

Masuk (kg/jam) Alur 13

Pektin** Endapan Pektin Air Isopropil Alkohol

Jumlah

Keluar (kg/jam)

Alur 14

Alur 15

0,00

0,00

12,63

631,31

0,00

618,68

15.726,77

0,00

15.726,77

0,00

1.262,63

1.262,63

16.358,09

1.262,63

17.620,71

A.5 Rotary Drum Vacuum Filter 2 (RDVF-330) a.

Neraca Massa Masuk Alur 15 Fasa Padat : - Endapan pektin

= 618,68

kg/jam

Fasa Cair : - Pektin **

=

12,63 kg/jam

- Isopropil alkohol

=

1.262,63 kg/jam

- Air

= 15.726,77 kg/jam 17.002,02 kg/jam


Alur 15 Endapan Pektin Air Isopropil Alkohol Pektin**

: 3,51 % : 89,25 % : 7,17 % : 0,07 %

Alur 16 Pektin Padatan Air Isopropil Alkohol

Alur 17 Air Isopropil Alkohol Pektin**

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) X

10 % = X + massa

x

10 % = x + 618,68

padatan

kg /jam

× 100%

× 100%

X = 68,74 kg/jam

Larutan yang terkandung pada endapan pektin : -

Air

=

15.726,77

17.002,02

× 68,74 kg/jam

= 63,59 kg/jam -

Isopropil alkohol

=

1.262,63

17.002,02

× 68,74 kg/jam

= 5,11 kg/jam Endapan Pektin

= 618,68 kg/jam

Alur 17 Air

= (15.726,77 – 63,59) kg/jam = 15.663,19 kg/jam

Isopropil alkohol

= (1.262,63 – 5,11) kg/jam

Pektin**

= 12,63 kg/jam

= 1.257,52 kg/jam


Tabel A.5 Neraca Massa Total Rotary Drum Vacuum Filter 2 (RDVF-330) Komponen

Masuk (kg/jam)

Keluar(kg/jam)

Alur 15

Pektin** Endapan Pektin Air Isopropil Alkohol

Jumlah

Alur 16

Alur 17

12,63

0,00

12,63

618,68

618,68

0,00

15.726,77

63,59

15.663,19

1.262,63

5,11

1.257,52

17.620,71

687,38

16.933,33

A.7 Rotary Dryer (RD-340) a.

Neraca Massa Masuk Alur 21 Endapan Pektin

= 618,68 kg/jam

Air

= 63,59 kg/jam

Isopropil alkohol

=

5,11 kg/jam

Alur 22 Air Isopropil Alkohol

Alur 21 Endapan Pektin : 90,01 % Air : 9,25 % Isopropil Alkohol : 0,74 %

Alur 23 Endapan Pektin Air


b.

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

massa air − X

padatan + massa air − X

× 100 %

X = massa air yang menguap 63,59 − x

2% = 618,68 + 63,59 − x × 100 % X = 50,96 kg/jam

Komposisi uap : Air

= 50,96 kg/jam

Isopropil alkohol = 5,11 kg/jam

Alur 24 Endapan Pektin

= 618,68 kg/jam

Air

= (63,59 - 5,11) kg/jam = 12,63 kg/jam


Tabel A.7 Neraca Massa Total Rotary Dryer (RD-340) Masuk (kg/jam)

Komponen

Alur 21

Endapan Pektin

Alur 22 0,00

618,68

63,59

50,96

12,63

5,11

5,11

0,00

687,38

56,07

631,31

Isopropil Alkohol

Total produk pektin

Alur 23

618,68

Air

Jumlah

Keluar (kg/jam)

= 631,31 kg/jam 1 ton

= 631,31 kg/jam × 1.000 kg × = 5.000 ton/tahun

330 hari 1 tahun

×

24 jam 1 hari

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

1,000

HCl

0,191

Isopropil Alkohol

0,612

Cake Kulit Kakao

0,539

(Wikipedia, 2010)

4.1

Neraca Panas Tangki Ekstraktor (EX-210) Alur 5

Umpan masuk 30 oC

Alur 4 Umpan masuk 30 oC

Umpan masuk 30 oC

Alur 6

Steam masuk 150 oC

Kondensat keluar 100 oC

EX-210

Alur 7

Produk keluar 70 oC

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

m

Cp

Tmasuk

Treferensi

Q

(kg/jam)

(kkal/kg.oC)

(oC)

(oC)

(kkal/jam)

Pektin

803,86

0,431

30

25

1.732,31

Air

317,23

1,000

30

25

1.586,14

5.223,48

0,539

30

25

14.077,27

6.344,56

-

-

-

17.395,72

Cake Kulit Kakao Total

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

394,31

1,000

30

25

1.971,53

HCl

231,58

0,191

30

25

221,16

625,88

-

-

-

Total

2.192,68

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

m

Cp

Tmasuk

Treferensi

Q

(kg/jam)

(kkal/kg.oC)

(oC)

(oC)

(kkal/jam)

31.096,91

1,000

30

25

155.484,57

31.096,91

-

-

-

155.484,57

Maka, Total Panas Masuk Tangki Ekstraktor (EX-210) adalah, Q masuk = (17.395,72 + 2.192,68 + 373.162,96) kkal/jam = 175.072,96 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 m

Cp

Tkeluar

Treferensi

Q

(kg/jam)

(kkal/kg.oC)

(oC)

(oC)

(kkal/jam)

803,86

0,431

70

25

15.590,78

31.808,45

1,000

70

25

1.431.380,10

5.223,48

0,539

70

25

126.695,40

231,58

0,191

70

25

1.990,40

-

-

-

Komponen Pektin Air Cake Kulit Kakao HCl Total

38.067,35

1.575.656,68

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 = (1.575.656,68 – 175.072,96) kkal/jam Qsteam = 1.400.583,72 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

Q

= H −s H v l

1.400.583,72 kkal /jam

= (664,01

− 100,15) kkal /kg

= 2.483,95 kg/jam


4.2

Neraca Panas Vaporizer (V-310)

Alur 10

Produk atas 110 oC

Alur 9

Umpan masuk 70 oC

Steam masuk 150 oC

V-310

Kondensat keluar 100 oC

Alur 12

Produk bawah 110 oC

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)

631,31

0,431

70

25

12.244,32

31.226,21

1,000

70

25

1.405.179,33

227,34

0,191

70

25

1.953,97

-

-

-

32.084,86

1.419.377,62


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)

15.499,43

1,000

110

25

1.317.451,97

227,34

0,191

110

25

3.690,82

-

-

-

15.726,77

1.321.142,80

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)

631,31

0,431

110

25

23.128,16

15.726,77

1,000

110

25

1.336.775,66

16.358,09

-

-

-

1.359.903,82

Maka, Total Panas Keluar Vaporizer (V-310) melalui alur 10 dan alur 12 adalah, Q keluar = (1.321.142,80 + 1.359.903,82) kkal/jam = 2.681.046,61 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.h l + 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, 631,31

Cp = 32.084,86 (0,431) +

31.226,21 227,34 (1,000) + 32.084,86 32.084,86

(0,191) = 0,983 kkal/kg.oC

S.((656,43 – 151,10)kkal/kg) = [(16.358,09 kg/jam).(0)] + [(15.726,77 kg/jam).(643.28 kkal/kg)] – [(32.084,86

kg/jam).(0,983

kkal/kg.oC).((70

110)oC)]

Maka, Banyaknya steam yang dibutuhkan adalah : S = 22.516,88 kg/jam


–

4.3

Neraca Panas Kondensor (E-312) Fluida pendingin masuk, 28 oC

Alur 10

Alur 11

Fluida terkondensasi keluar, 30 oC

Fluida panas masuk, 110 oC

E-312

Fluida pendingin bekas keluar, 50 oC

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)

15.499,43

1,000

110

25

1.317.451,97

7,34

0,191

110

25

3.690,82

-

-

-

15.726,77

1.321.142,80

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 Air HCl Total

m

Cp

Tkeluar

Treferensi

Q

(kg/jam)

(kkal/kg.oC)

(oC)

(oC)

(kkal/jam)

15.499,43

1,000

30

25

77.497,17

7,34

0,191

30

25

217,11

-

-

-

15.726,77

77.714,28


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 = (77.714,28 – 1.321.142,80) kkal/jam

Qw

= - 1.243.428,51 kkal/jam

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

4.4

Q

w = Cp (T w masuk − Tw keluar ) w

=

−1.243.428,51 kkal /jam 1

kkal × (28 kg .℃

℃ − 50 ℃)

= 56.519,48 kg/jam

Neraca Panas Cooler (E-316)

Fluida pendingin masuk, 28 oC

Alur 12

Alur 13



E-316


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)

631,31

0,431

110

25

23.128,16

15.726,77

1,000

110

25

1.336.775,66

16.358,09

-

-

-

1.359.903,82

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)

631,31

0,431

30

25

1.360,48

15.726,77

1,000

30

25

78.633,86

16.358,09

-

-

-

79.994,34

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 = (79.994,34 – 1.359.903,82) kkal/jam

Qw

= - 1.279.909,47 kkal/jam

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

Q



mw

4.5

=

−1.279.909,47 kkal /jam

1

kkal × (28 kg .℃

℃ − 70 ℃)

= 30.474,04 kg/jam

Neraca Panas Tangki Destilasi (TD-350)

Alur 19 Produk atas, 85 oC

Alur 17 Umpan masuk, 30 oC TD-350 Steam masuk, 150 oC

Kondensat keluar, 100 oC

Alur 18 Produk bawah, 85 oC

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 (kg/jam)

Cp

Tmasuk o

o

Treferensi o

Q

(kkal/kg. C)

( C)

( C)

12,63

0,431

30

25

27,21

15.663,19

1,000

30

25

78.315,93

1.257,52

0,612

30

25

3.848,01

-

-

-

16.933,33

(kkal/jam)

82.191,15


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)

12,63

0,431

85

25

326,52

15.349,92

1,000

85

25

920.995,31

25,15

0,612

85

25

923,52

-

-

-

15.387,70

922.245,35

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

Cp

Tkeluar

Treferensi

Q

(kg/jam)

(kkal/kg.oC)

(oC)

(oC)

(kkal/jam)

313,26

1,000

85

25

18.795,82

1.232,37

0,612

85

25

45.252,65

1.545,63

-

-

-

64.048,48

Maka, Total Panas Keluar Tangki Destilasi (TD-350) melalui alur 18 dan alur 19 adalah, Q keluar = (922.245,35 + 64.048,48) kkal/jam = 986.293,83 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.h l + 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 = 16.933,33 (0,431) +

15.663,19 1.257,52 (1,000) + 16.933,33 16.933,33

(0,612) = 0,970 kkal/kg.oC

S.((656,43 – 151,10)kkal/kg) = [(15.387,70 kg/jam).(0)] + [(1.545,63 kg/jam).(585,27 kkal/kg)] – [(16.933,33 kg/jam).(0,970 kkal/kg.oC).((30– 110)oC)]

Maka, Banyaknya steam yang dibutuhkan adalah : S = 3.579,29 kg/jam

4.6

Neraca Panas Kondensor (E-352)

Fluida pendingin masuk, 28 oC

Alur 19

Alur 20



E-352


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

m

Cp

(kg/jam)

(kkal/kg.oC)

(oC)

(oC)

313,26

1,000

85

25

18.795,82

1.232,37

0,612

85

25

45.252,65

1.545,63

-

-

-

64.048,48

Air Isopropil Alkohol Total

Tmasuk Treferensi

Q (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

m (kg/jam)

Total

Tkeluar Treferensi o

o

o

Q

(kkal/kg. C)

( C)

( C)

313,26

1,000

30

25

1.566,32

1.232,37

0,612

30

25

3.771,05

1.545,63

-

-

-

5.337,37

Air Isopropil Alkohol

Cp

(kkal/jam)



= Qkeluar – Qmasuk = (5.337,37 – 64.048,48) kkal/jam

Qw

= - 58.711,10 kkal/jam



4.7

Q


=

−58.711,10 kkal /jam

1

kkal × (28 kg .℃

℃ − 50 ℃)

= 2.668,69 kg/jam

Neraca Panas Rotary Dryer (RD-340)

Alur 22 Fasa gas keluar, 60 oC

Alur 21 Padatan basah masuk, 30 oC RD-340 Udara panas masuk, 150 oC

Alur 24 Padatan kering keluar, 50 oC

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

(kg/jam)

Tmasuk o

o

Treferensi o

Q

(kkal/kg. C)

( C)

( C)

618,68

0,431

30

25

1.333,27

63,59

1,000

30

25

317,93

5,11

0,612

30

25

15,62

-

-

-

687,38

(kkal/jam)

1.666,83


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

m

Cp

Tkeluar

Treferensi

Q

(kg/jam)

(kkal/kg.oC)

(oC)

(oC)

(kkal/jam)

50,96

1,000

60

25

1.783,62

5,11

0,612

60

25

109,35

56,07

-

-

-

Isopropil Alkohol Total

1.892,97

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)

618,68

0,431

50

25

15.467,17

12,63

1,000

50

25

315,66

631,31

-

-

-

15.782,83

Maka, Total Panas Keluar pada Rotary Dryer (RD-340) melalui alur 22 dan alur 24 adalah, Q keluar = (1.892,97 + 15.782,83) kkal/jam = 17.675,80 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) + [(687,38 kg/jam).(0,111 kg cairan/kg padatan)] – [(631,31 kg/jam).(0,0888 kg cairan/kg padatan)] G.H1

= 20,25 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



CpS1 = 687,38 (0,431) +

= 0,485 kkal/kg.oC

63,59 5,11 (1,000) + 687,38 687,38

(0,612)

CpS1 = 2,021 kJ/kg.oC Cp fasa gas pada alur 22, CpS2 =

50,96 56,07

(1,000) + o

= 0,965 kkal/kg. C

5,11 56,07

(0,612)

CpS2 = 4,021 kJ/kg.oC H’S2

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

H’S2

= 118,92 kJ/kg

H’S1

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

H’S1

= 74,03 kJ/kg

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

=

(1,88 . G . H 1 ) + (L S 2 . H S 2 ) − (L S 1 . H S 1 )

=

�(1,88 . 48,61) kJ /jam � + (75.078,05 kJ /jam ) – (50.889,73 kJ /jam )

�H ′G 2 − 1,005�

= 161,78 kg/jam

(150,75 − 1,005)kJ /kg

Jumlah udara yang dibutuhkan Rotary Dryer (RD-340) adalah sebanyak 161,78 kg udara/jam. Untuk menghasilkan udara panas dengan suhu 60 oC, diperlukan steam untuk memanaskan udara.


Panas yang dilepas steam (Qsteam) : Qsteam = Qkeluar – Qmasuk = (17.675,80 – 1.666,83) kkal/jam Qsteam = 16.008,97 kkal/jam Dari Tabel Steam Smith, 2004 diperoleh, Hv (150 oC, 1 atm)

= 664,01 kkal/kg

o

Hl (100 C, 1 atm)

= 100,15 kkal/kg

Maka banyaknya steam yang diperlukan (ms) adalah : Q

16.008,97

= (664,01

= H −s H v l

ms

4.8

kkal /jam

− 100,15) kkal /kg

= 26,80 kg/jam

Neraca Panas Kondensor (E-345) Fluida pendingin masuk, 28 oC

Alur 22

Alur 23



E-345


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

Cp

Tmasuk Treferensi

Q

(kg/jam)

(kkal/kg.oC)

(oC)

(oC)

50,96

1,000

60

25

1.783,62

5,11

0,612

60

25

109,35

56,07

-

-

-

(kkal/jam)

1.892,97


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)

(oC)

(oC)

50,96

1,000

30

25

254,80

5,11

0,612

30

25

15,62

56,07

-

-

-

270,42

Air Isopropil Alkohol Total

Tkeluar Treferensi

Q (kkal/jam)



= Qkeluar – Qmasuk = (270,42 – 1.892,97) kkal/jam

Qw

= - 1.622,55 kkal/jam


Q


=

−1.622,55 kkal /jam

1

kkal × (28 kg .℃

℃ − 50 ℃)

= 73,75 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 Unit Tangki Ekstraksi (EX-210) Vaporizer (V-310) Tangki Destilasi (TD-350)

Kebutuhan Steam (kg/jam) 2.483,95 22.516,88 3.579,29

Rotary Dryer (RD-340) Total

26,80 28.606,92

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)

56.519,48

Cooler (E-316)

30.474,04

Kondensor (E-352)

2.668,69

Kondensor (E-345)

73,75

Total

89.735,95


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 = 15.226,94 kg. Gudang didisain agar bisa menyimpan persediaan bahan baku untuk kebutuhan 2 (dua) minggu produksi. 15.226,94 kg

×

24 jam

×

7 hari

Kebutuhan kulit kakao

=

Densitas (ρ) kulit kakao

= 5.116.252,41 kg kulit kakao

1 jam

= densitas

Volume gudang

1 minggu

× 2 minggu

= 1.322,5 kg/m3 massa (m)

Volume kulit kakao

1 hari

(ρ)

=

5.116.252,41 kg 1.322,5 kg /m 3

= 3.868,62 m3

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

=

3.868,62 m 3 2

= 1.934,31 m3

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

=

Dimensi gudang

100 % 80 %

× 1.934,31 m3 = 2.321,17 m3

Tinggi gudang (T)

= 5 meter

Lebar gudang (L)

=L

Panjang gudang (P)

= 2 × L (Perbandingan P : L = 1:2)

Volume gudang

=P ×L ×T

=2 ×L ×L ×T Universitas Sumatera Utara

2.321,17 m3

= 2 × L2 × T

L2

=

L P

= 2 × (L2 ) m2 × 5 m 2.321,17 m 3 2×5m

= 232,12 m2

= �98,86007 m2 = 15,24 m = 2 × 15,24 m

= 30,47 m

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

= (1 + 0,2) ×

15.226,94 kg /jam 2

=18.272,33 kg/jam

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

= 200 ft/menit

– Tinggi Belt

= 14 inchi

– Daya motor

= 2 hp


C.3

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

= (1 + 0,2) × 15.226,94 kg/jam = 18.272,33 kg/jam

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

Kondisi operasi

: 30 oC ; 1 atm


: 1 (satu) unit

Faktor kelonggaran

: 20 %

Kapasitas alat

= (1 + 0,2) × 15.226,94 jam = 18.272,33 kg/jam

kg

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

= 2,5 inchi

– Diameter shaft

= 3 inchi

– Diameter pengumpan

= 12 inchi

– Panjang maksimum

= 75 ft


C.5

– 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 jam × 24

kg

= 1.081.524,40 kg

jam

hari

× 30 hari

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

=

m ρ

=

1.081.524,40 kg 1184 kg ⁄m 3

= 913,45 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 :

•

= Diameter (Hs : D)

=5:4

- Tinggi head

= Diameter (Hh : D) = 1 : 4

Volume silinder, Vs : Vs =

•

– Tinggi silinder

Vs =

π 4 π

4

× D2 × Hsr

(Brownell and Young, 1958)

5

× D2 × �4 × D� = 0,91825 D3

Volume tutup, Vh : Vh =

π 24

Dimana :

× D3 = 0,131 D3



Hsr = Tinggi silinder D = Diameter tangki

VT

= Vs + Vh = 0,91825 D3 + 0,131 D3

1.096,14 m3

1.096,14 m3 = 1,112 D3 3

1.096,14 m 3

D =�

1,112

D= 9,95 m

D

=2=

r

9,95 m 2

Sehingga disain tangki :

= 4,98 m = 195,91 in

•

Diameter silinder, D = 9,95 m

• •

Tinggi silinder, Hsr = �4 × 9,95 m� = 12,44 m

•

Tinggi tutup, Hh = �4 × 9,95 m�= 2,49 m

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

•

Tinggi cairan, Hc =

1

5

𝑉𝑉𝐻𝐻𝐻𝐻𝐻𝐻 𝑉𝑉𝑇𝑇

913,45 m 3

× 𝐻𝐻𝑇𝑇 = 1.096,14 m 3 × 48,98 m

= 12,44 m = 40,81 ft

Tebal shell dan tutup tangki Tebal shell, t =

PR

SE −0,6 P

+ (C × N)

(Tabel 9 McCetta and Cunningham, 1993)

- Allowable working stress (S) = 12.650 psia - Efisiensi sambungan (E)

= 0,8

- Faktor korosi (C)

= 0,13 – 0,5 mm/tahun, yang digunakan = 0,01 in/tahun

- Umur alat (N)

= 15 tahun

- Tekanan Operasi

= 1 atm = 14,696 psia

- Tekanan Hidrostatik (Ph)

= =

(𝐻𝐻𝑐𝑐 − 1) 144

× 𝜌𝜌

(40,81 ft − 1) 144

× 73,9147 lb/ft 3

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 =

(42,16 psia). (195,91 in)

�(12.650 psia). (0,8)� − �(0,6 ). (42,16 psia)�

t = 0,97 in

+ (0,01 in/tahun × 15 tahun)

digunakan shell standar dengan tebal 1 in.

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

= 0,92 lbm/detik

Densitas HCl, ρHCl

= 73,91 lbm/ft3

= 1.184 kg/m3

Viskositas HCl, µHCl = 0,8871 cP

= 0,00067 lbm/ft.jam

Maka, laju alir volumetrik HCl, F

QHCl = ρ HCl = HCl

0,92 lb m ⁄detik 73,91 lb ⁄ft 3

= 0,0124 ft3/detik


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

(Peters dkk, 1990)

= 3,9 . (0,0124 ft3/detik)0,45 . (73,91 lb/ft3)0,13 = 0,95 in Dari App. 5, Perry, 1997 dipilih : - Jenis pipa

= Carbon steel, sch.40

- Diameter nominal

= 1 in

= 0,0833 ft

- Diameter dalam (ID)

= 1,049 in

= 0,0874 ft

- Diameter luar (OD)

= 1,315 in

= 0,1096 ft

- Luas penampang (Ai)

= 0,0060 ft2

Kecepatan rata – rata fluida, V

Q

=A = i

0,0124 ft 3 ⁄detik 0,0060 ft 2

Bilangan reynold,

𝜌𝜌 . 𝑉𝑉 . 𝐷𝐷

=

= 2,07 ft/detik

73,91 lb ⁄ft 3 . 2,07 ft ⁄detik . 0,0874 ft

NRe

=

NRe

= 22.483,13 (Turbulen)

𝜀𝜀

=

𝐷𝐷

𝜇𝜇

0,00015 ft 0,0874 ft

0,00067

lb m ft . jam

= 0,0017 𝜀𝜀

Dari App. C – 3, Foust, 1980, untuk nilai NRe = 16145,59 dan 𝐷𝐷 = 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 =

f . V 2 . ΣL

ΣF =

(pers. 2.10 – 6 Geankoplis, 1983)

2 . g c .D

(0,009) . (2,07 ft ⁄detik )2 . 94,622 ft 2 . (32,174 lb m .ft ⁄lb f .s 2 ) . (0,0874 ft)

= 2,605 ft.lbf/lbm

Kerja yang diperlukan, –Wf 1

2 . ∝ . 𝑔𝑔𝑐𝑐

Jika :

(𝑣𝑣22 − 𝑣𝑣12 ) + �

𝑔𝑔 (𝑧𝑧2 − 𝑧𝑧1 )

Z1

= 0,

Z2

= 16,95 ft,

V1

= 0 ft/detik,

V2

= 2,07 ft/detik,

� + (𝑃𝑃2 − 𝑃𝑃1 ) + ΣF + Wf = 0

𝑔𝑔𝑐𝑐

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, 1

2 . 1 . 32,174

((2,07)2 − 02 ) +

32,152 (15,29969− 0)

Wf = – 19,61 ft.lbf/lbm

32,174

+ (0) + 6,444982 + Wf = 0

Daya pompa, Wp Wp =

−𝑊𝑊 𝑓𝑓 . 𝑄𝑄 . 𝜌𝜌

Wp =

�19,61 ft.

550

lb f �. lb m

Efisiensi pompa 75 %

�0,0124

ft 3 detik

�. (73,9147 lb m ⁄ft 3 )

(550 ft . lb f ⁄s )⁄1 hp

= 0,03 hp


0,03

Daya aktual motor = 0,75 = 0,04 hp

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 kg

Massa Campuran (m) = 91.361,65 jam × 1 jam = 91.361,65 kg

Densitas (ρ)

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

Volume (VC)

=

m

=

ρ

91.361,65 kg

1.076,307 kg ⁄m 3

= 84,88 m3


= 20 %

Volume tangki, VT

= (1 + 0,2) × 84,88 m3 = 101,86 m3

Diameter dan tinggi silinder : Direncanakan : •

= Diameter (Hs : D)

=5:4

- Tinggi head


Volume silinder, Vs :

Vs = Vs =

•

– Tinggi silinder

π 4 π

4

× D2 × Hsr


5

× D2 × �4 × D� = 0,91825 D3

Volume tutup, Vh :

Vh =

π 24

Dimana :

× D3 = 0,131 D3


Hsr

= Tinggi silinder

D

= Diameter tangki

VT 101,86 m

= Vs + Vh = 0,91825 D3 + 0,131 D3

3

101,86 m3 D

= 1,112 D3 3

101,86 m 3

=�

1,112


D

= 4,51 m

r

=2=

D

4,51 m 2


= 2,25 m = 88,73 in

•

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

• •


•


•

1

5

Tinggi tutup, Hh = �4 × 4,51 m�= 0,56 m 𝑉𝑉

84,88 m 3

Tinggi cairan, Hc = 𝑉𝑉𝐶𝐶 × 𝐻𝐻𝑇𝑇 = 101,86 m 3 × 6,19 m 𝑇𝑇

= 5,17 m = 16,94 ft


PR

SE −0,6 P

+ (C × N) (McCetta and Cunningham, 1993)


= 0,8

- Faktor korosi (C)

= 0,13 – 0,5 mm/tahun

yang digunakan

= 0,01 in/tahun

- Umur alat (N)

= 15 tahun

- Tekanan Operasi

= 1 atm = 14,696 psia


= = Ph

(𝐻𝐻𝑐𝑐 − 1) 144

× 𝜌𝜌

(16,94 ft − 1) 144

= 7,44 psia

× 73,9147 lb/ft 3


= Po + Ph

P

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


= (1 + fk) × P = (1 + 0,2) × 22,14 psia

Pd

= 26,56 psia



(26,56 psia). (88,73 in)

�(12.650 psia). (0,8)� − �(0,6 ). (26,56 psia)�

t = 0,383 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. Penentuan pengaduk Jenis pengaduk : flat 6 blade turbin impeller Jumlah baffle

: 4 unit

Untuk turbin standar (McCabe, 1993), diperoleh Da/Dt = 1�3

E/Da L/Da

=1

= 1�4

W/Da = 1�5

J/Dt Dimana :

; Da = 1�3 × 14,79 ft = 4,93 ft ; E = 4,93 ft

; L = 1�4 × 4,93 ft = 1,23 ft

; W = 1�5 × 4,93 ft = 0,99 ft

= 1�12 ; J = 1�12 × 14,79 ft = 1,23 ft

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

=

𝜌𝜌 . 𝑁𝑁 . (𝐷𝐷𝑡𝑡 )2

=

(67,19164

𝜇𝜇

𝑙𝑙𝑙𝑙 ). 𝑓𝑓𝑓𝑓 3

(1 𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝 /𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑 ) . (14,79 𝑓𝑓𝑓𝑓 )2

�0,0003

= 48.986.742,38

𝑙𝑙𝑙𝑙 𝑚𝑚 𝑓𝑓𝑓𝑓 .𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑

�

NRe > 10000, maka perhitungan pengadukan menggunakan rumus :


K T . n 3 . (D a )2 . ρ

P

=

KT

= 6,3

P

=

P

= 69,64 hp

gc

(6,3) . (1 putaran /detik )3 . (4,93 ft)2 . �67,19164 lb /ft 3 � 32,174

1 ℎ𝑝𝑝

× 550 𝑓𝑓𝑓𝑓 .𝑙𝑙𝑙𝑙

ft lb m . lb f .detik 2

𝑓𝑓 /𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑

Efisiensi motor penggerak 80 % Daya motor penggerak =

69,64 0,8

= 87,06 hp ≈ 87 hp

Penentuan jaket pemanas - Jumlah steam (100 oC)

= 5.961,49 kg/jam

(Lampiran B)

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

(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 = 𝑈𝑈

𝐷𝐷

=

A

𝑄𝑄

× ∆𝑇𝑇

200

7860181 𝑏𝑏𝑏𝑏𝑏𝑏 /𝑗𝑗𝑗𝑗𝑗𝑗

𝑏𝑏𝑏𝑏𝑏𝑏 𝑗𝑗𝑗𝑗𝑗𝑗 .𝑓𝑓𝑓𝑓 2 .°𝐹𝐹

= 308,77 ft2

× (302 °𝐹𝐹 − 86 °𝐹𝐹)

- Volume Steam (VSteam) VSteam

=

𝑚𝑚 𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆 𝜌𝜌 𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆

5.961,49 kg

= 943,37 kg /m 3 = 6,501 m3

- Diameter Luar Jaket (D2) VSteam

1

= 4 π �D2 2 − D1 2 � × Hj

1

6,501 m3 = 4 (3,14) �D2 2 − (4,51 m)2 � × 5,17 m 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

Kondisi operasi

: 90 0C ; 1 atm

- Laju massa Campuran, FC = 91.361,65 kg/jam

= 55,95 lbm/detik

- Densitas Campuran, ρC

= 67,19164 lbm/ft3

= 1.076,307 kg/m3

- Viskositas Campuran, µC = 0,446449 cP

= 0,0003 lbm/ft.jam

Maka, laju alir volumetrik campuran, F

QC = ρ C = C

55,95 lb m ⁄detik 67,19164 lb ⁄ft 3

= 0,832 ft3/detik


(Peter dkk, 1990)

= 3,9 . (0,832 ft3/detik)0,45 . (67,19164 lb/ft3)0,13 = 6,206 in Dari App. 5, Perry, 1997 dipilih : - Jenis pipa - Diameter nominal

= Carbon steel, sch.40 = 6 in


= 6,065 in


= 6,625 in


= 0,2006 ft

= 0,5 ft = 0,505 ft = 0,552 ft

2


Kecepatan rata – rata fluida, Q

=A =

V

Bilangan reynold,

i

0,832 ft 3 ⁄detik


0,2006 ft 2

=

= 4,15 ft/detik

67,19164 lb ⁄ft 3 . 4,15 ft ⁄detik . 0,832 ft

NRe

=

NRe

= 469.886,59 (Turbulen)

𝜀𝜀

=

𝐷𝐷

𝜇𝜇

0,00015 ft 0,832 ft

0,0003

lb m ft . jam

= 0,000297

Dari App. C – 3, Foust, 1980, untuk nilai NRe = 469.886,59 dan 0,000297 diperoleh : f = 0,0045.

𝜀𝜀

𝐷𝐷

=

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 = =

f . V 2 . ΣL 2 . g c .D


(0,0045 ) . (4,15 ft ⁄detik )2 . 94,622 ft 2 . (32,174 lb m .ft ⁄lb f .s 2 ) . (0,832 ft)

ΣF = 1,269756 ft.lbf/lbm



2 . ∝ . 𝑔𝑔𝑐𝑐

Jika :

(𝑣𝑣22 − 𝑣𝑣12 ) + �

Z1

= 0,

Z2

= 12 ft,


� + (𝑃𝑃2 − 𝑃𝑃1 ) + ΣF + Wf = 0

𝑔𝑔𝑐𝑐

V1 = V2 = 0 ft/detik, P2 – P1 = 0, g

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

gc


α


Maka, 1

(02 − 02 ) +

2 . 1 . 32,174

32,152 (12 − 0)


32,174

+ (0) + 1,269756 + Wf = 0

Daya pompa, Wp Wp =


Wp =

�13,16 ft.

550

lb f �. lb m

�4,15

ft 3 detik

�. (67,19164 lb m ⁄ft 3 )

(550 ft . lb f ⁄s )⁄1 hp


= 1,34 hp


1,34



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/m3

= 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 =

14.357,9 kg

Densitas refinat

jam

×

24 jam 1 hari

× 1 hari = 344.589,6 kg

= 1.076,3 kg/m3

Volume refinat

=

344.589,6 𝑘𝑘𝑘𝑘

1.076,3 𝑘𝑘𝑘𝑘 /𝑚𝑚 3

= 320,16 m3 Tinggi bak penampung

=3m

Panjang bak

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

Volume

=P×L×T

320,16 m

C.11

3

= 2L2 × 3

L2

= 53,36 m2

L

= 7,3 m

P

= 2 × L = 14,61 m

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


QC = ρ C = C

47,16 lb m ⁄detik 63,15546 lb ⁄ft 3

= 0,746 ft3/detik


(Peter dkk, 1990)



- Diameter nominal

= 6 in

- Diameter dalam (ID) = 6,065 in - Diameter luar (OD)

= 0,505 ft

= 6,625 in

- Luas penampang (Ai) = 0,2006 ft2 Kecepatan rata – rata fluida, V

Q

=A = i

0,746 ft 3 ⁄detik

Bilangan reynold,


0,2006 ft 2

=

= 3,72 ft/detik

63,15546 lb ⁄ft 3 . 3,591225 ft ⁄detik . 0,505 ft

NRe

=

NRe

= 203.214,2 (Turbulen)

𝜀𝜀

=

𝐷𝐷

𝜇𝜇

0,00015 ft 0,505 ft

0,000374

lb m ft . jam

= 0,000297


𝜀𝜀

𝐷𝐷

=

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 =

f . V 2 . ΣL

=


2 . g c .D




2 . ∝ . 𝑔𝑔𝑐𝑐

Jika :

(𝑣𝑣22 − 𝑣𝑣12 ) + �


Z1

= 0,

Z2

= 15,37254 ft,

𝑔𝑔𝑐𝑐

� + (𝑃𝑃2 − 𝑃𝑃1 ) + ΣF + Wf = 0

V1 = V2 = 0 ft/detik, P2 – P1 = 0, g

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

gc


α


Maka, 1

2 . 1 . 32,174

(02 − 02 ) +


32,152 (15,37254 − 0) 32,174

+ (0) + 1,085303 + Wf = 0


Daya pompa, Wp Wp =


Wp =

�20,71 ft.

550

lb f �. lb m

�3,72

ft 3 detik

�. (63,15546 lb m ⁄ft 3 )

(550 ft . lb f ⁄s )⁄1 hp


= 1,77 hp


1,77

Daya aktual motor = 0,75 = 2,36 hp ≈ 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 𝑄𝑄

Luas permukaan pemanasan, (A) = 𝑈𝑈 × ∆𝑡𝑡 = A = 272,074 ft2

250

8.570.332 btu /jam

btu × (356 𝑜𝑜 𝐹𝐹 ft 2 jam .o F .

−230 𝑜𝑜 𝐹𝐹 )

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. A

Jumlah tube = (a"t) × L =

272,074 ft 2

�0,2618

ft 2 �× 16 ft

ft

(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 Tinggi Rendah LMTD =

Fluida Panas T1 = 230 oF T2 = 86 oF

(𝑇𝑇2 − 𝑡𝑡 1 )− (𝑇𝑇1 − 𝑡𝑡 2 )

𝑇𝑇 − 𝑇𝑇

(𝑇𝑇 − 𝑡𝑡 ) ln � (𝑇𝑇 2 1 ) � 1 − 𝑡𝑡 2

230°𝐹𝐹− 86°𝐹𝐹

=

Fluida Dingin t2 = 122 oF t1 = 82,4 oF

(86°𝐹𝐹− 82,4°𝐹𝐹)− (230°𝐹𝐹− 122°𝐹𝐹) (86 °𝐹𝐹− 82 ,4°𝐹𝐹) � ln � (230 °𝐹𝐹− 122 °𝐹𝐹)

Selisih 108 oF 3,6 oF

= 30,729 oF

R = 𝑡𝑡 1 − 𝑡𝑡 2 = 122°𝐹𝐹−82,4°𝐹𝐹 = 3,636 2

1

1

1

𝑡𝑡 2 − 𝑡𝑡 1

122°𝐹𝐹− 82,4°𝐹𝐹

S = 𝑇𝑇 − 𝑡𝑡 = 230°𝐹𝐹− 82,4°𝐹𝐹 = 0,268

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 = tC =

𝑇𝑇1 + 𝑇𝑇2 2

𝑡𝑡 1 + 𝑡𝑡 2 2

230°𝐹𝐹 + 86°𝐹𝐹

=

=

2

82,4°𝐹𝐹 + 122°𝐹𝐹 2

= 158 oF

=102,2 oF

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

𝑄𝑄

𝐷𝐷 + ∆t

=

11.905.047,58 btu /jam

150

btu jam .ft 2 .°F

+ 29,16 °F

= 2.721,74 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”) = 0,2618 ft2/ft Maka, jumlah tubes : A

Nt = L ×a" =

2.721,74 ft 2

20 ft × 0,1963 ft 2 /ft

= 693,3 unit

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

Q

= A × ∆t =

11.905.047,58 btu /jam 2.818,9 ft 2 × 29,16 °F

= 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) : a ′×N

t t at = 144 = ×n

0,334 ft 2 × 718 unit 144 × 4

= 0,832 ft2 Universitas Sumatera Utara

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 =

ID × C ′ × B 144 × P t

= 0,229 ft2

5. Laju alir massa (G) a. Tube side 𝑊𝑊𝑡𝑡

Gt =

= 99.932,48 lbm/jam.ft2

𝑎𝑎 𝑡𝑡

ρfluida panas = 63,15 lb/ft3 G

V = 3600t × ρ = 0,439 ft/s b. Shell side Gs =

𝑊𝑊𝑠𝑠 𝑎𝑎 𝑠𝑠

= 1.311.850,97 lbm/jam.ft2 𝑊𝑊

G” = 𝐿𝐿 × (𝑁𝑁𝑠𝑠 )2/3 = 818,03 lb/jam.lin.ft 𝑡𝑡

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 D=

0,652 in

Ret =

12

𝐷𝐷 × 𝐺𝐺𝑡𝑡 𝜇𝜇

(Fig. 15 Kern, 1965)

= 0,0543 ft

(Tabel 10 Kern, 1965)

= 2.290,3

(Fig 25 Kern, 1965)

hi = 550 btu/jam.ft2.oF ID

hio = hi × OD = 478,13 btu/jam.ft2.oF


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

= tc + ℎ𝑖𝑖𝑖𝑖 +ℎ𝑜𝑜 (𝑇𝑇𝑐𝑐 − 𝑡𝑡𝑐𝑐 )

tw

= 102,2 oF + = 113,86 oF

tw

200 btu /jam .ft 2 .°F

757,44

btu jam .ft 2 .°F

+200

btu jam .ft 2 .°F

(158 °F − 102,2°F)

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


(Fig 12–9 Kern, 1965)

De

=

Res

=

0,95 in 12

𝐷𝐷 × 𝐺𝐺𝑠𝑠 𝜇𝜇

= 0,0791 ft

(Fig 28 Kern, 1965)

= 95.403,13

7. Koefisien perpindahan panas menyeluruh (UC) ℎ𝑖𝑖𝑖𝑖 × ℎ𝑜𝑜

UC = ℎ𝑖𝑖𝑖𝑖 + ℎ𝑜𝑜 = 275,48 btu/jam.ft2.oF 8. Faktor pengotor (Rd) U −U

Rd = U C × UD = 0,00327 C

D

Syarat Rd ≥ 0,001

Maka disain Kondensor memenuhi persyaratan.

9. Penurunan Tekanan (∆P) Tube Side 1. Pada : Ret = 2.290,3 f

= 0,00012 ft2/in2

s

= 0,626

(Fig 26 Kern, 1965)

Gt = 99.932,48 lb/jam.ft2 𝑉𝑉 2

2𝑔𝑔

= 0,003

(Fig 27 Kern, 1965)


𝑓𝑓 × (𝐺𝐺 )2 × 𝐿𝐿 × 𝑛𝑛

∆Pt = 5,22 × 1010𝑡𝑡 × 𝐷𝐷 ∆Pt = 0,269 psi 4×n

∆Pr =

s

×

× 𝑠𝑠 × ∅𝑡𝑡

𝑡𝑡

V2

2g′

= 0,0383 psi 2. ∆PT = ∆Pt + ∆Pr

= 0,269 psi + 0,0383 psi ∆PT = 0,0653 psi Syarat ∆P T ≤ 10 psi Maka disain Kondensor memenuhi persyaratan.

Shell Side 1. Pada : Res = 95.403,13 f

= 0,0015 ft2/in2

Ds

=

s

= 1,0

33 in 12

(Fig 29 Kern, 1965)

= 2,75 ft L

N+1 = 12 × B = 60 ∆Ps =

𝑓𝑓 × (𝐺𝐺𝑠𝑠 )2 × 𝐷𝐷𝑠𝑠 × (𝑁𝑁+1)

5,22 × 10 10 × 𝐷𝐷𝑒𝑒 × 𝑠𝑠 × ∅𝑠𝑠

∆Ps = 0,545 psi

Syarat ∆P s ≤ 10 psia Maka disain 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 = 37.744.2 kg/jam = 23,11 lbm/detik - Densitas Larutan HCl, ρHCl

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

- Viskositas larutan HCl, µHCl = 0,5532 cP


Maka, laju alir volumetrik larutan, F

QC = ρ C = C

23,11 lb m ⁄detik 62,953 lb ⁄ft 3

= 0,369 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 . (0,369 ft /detik)

3 0,13

. (62,593 lb/ft )

= 4,265 in Dari App. 5, Perry, 1997 dipilih : - Jenis pipa


- Diameter nominal

= 4 in


= 4,026 in


= 4,5 in


= 0,0884 ft2

= 0,333 ft


Q

= A = 4,17 ft/detik i

Bilangan reynold,


NRe

=

NRe

= 235.981 (Turbulen)

𝜀𝜀

= 0,000447

𝐷𝐷

𝜇𝜇

Dari App. C – 3, Foust, 1980, untuk nilai NRe = 235.981 dan 0,000447 diperoleh : f = 0,006.

𝜀𝜀

𝐷𝐷

=

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 =

f . V 2 . ΣL


2 . g c .D

ΣF = 1,83 ft.lbf/lbm Kerja yang diperlukan, –Wf 1

2 . ∝ . 𝑔𝑔𝑐𝑐

Jika :

(𝑣𝑣22 − 𝑣𝑣12 ) + �


Z1

= 0,

Z2

= 104,7639 ft,

𝑔𝑔𝑐𝑐

� + (𝑃𝑃2 − 𝑃𝑃1 ) + ΣF + Wf = 0

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 =

−𝑊𝑊 𝑓𝑓 . 𝑄𝑄 . 𝜌𝜌 550

= 4,95 hp



4,95

Daya aktual motor = 0,75 = 6,6 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)

= 37.744,25

kg

jam

× 24

= 27.175.862,81 kg

jam

hari

× 30 hari

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

m ρ

= 27.103,77 m3


= 20 %

Volume tangki, VT

= (1+0,2) × 27.103,77 m3 = 32.524,53 m3

Diameter dan tinggi silinder : Direncanakan : – Tinggi silinder

= Diameter (Hs : D)

=5:4

– Tinggi head

= Diameter (Hh : D)

=1:4

• Volume silinder, Vs : Vs = •

Vs =

π 4

π 4

× D2 × Hsr


5

× D2 × �4 × D� = 0,91825 D3

Volume tutup, Vh : Vh =

π

24

Dimana :

× D3 = 0,131 D3


Hsr = Tinggi silinder D = Diameter tangki VT 32.524,53 m3 32.524,53 m3

= Vs + Vh = 0,91825 D3 + 0,131 D3 = 1,112 D3


3

32.524,53m 3

D =�

1,112

D = 30,81 m D

=2=

r

30,81 m 2


= 15,4 in

• Diameter silinder, D = 30,81 m 5

• Tinggi silinder, Hsr = �4 × 30,81 m� = 38,5 m 1

• Tinggi tutup, Hh = �4 × 30,81 m� = 3,85 m

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

𝑉𝑉𝐻𝐻𝐻𝐻𝐻𝐻 𝑉𝑉𝑇𝑇

× 𝐻𝐻𝑇𝑇 = 35,5 m = 115,8 ft


PR

SE −0,6 P

+ (C × N)


- Allowable working stress (S)

= 12.650 psia

- Efisiensi sambungan (E)

= 0,8

- Faktor korosi (C)

= 0,13 – 0,5 mm/tahun

yang digunakan

= 0,01 in/tahun

- Umur alat (N)

= 15 tahun

- Tekanan Operasi

= 1 atm = 14,696 psia


= Ph

(𝐻𝐻𝑐𝑐 − 1) 144

× 𝜌𝜌

= 49,9 psia


= Po + Ph

P

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


= (1 + fk) × P = (1 + 0,2) × 64,6 psia

Pd

= 77,52 psia


(77,52 psia). (38,8188 in)

�(12650 psia). (0,8)� − �(0,6 ). (77,52 psia)�



t = 4,6 in digunakan shell standar dengan tebal 5 in.

Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama, yaitu setebal 5 in. 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 = 39.259,4 kg/jam - Densitas larutan, ρ

= 1020,4 kg/m3

= 63,7 lbm/ft3

- Viskositas larutan, µ

= 0,561 cP


= 24,04 lbm/detik


QC = ρ C = C

24,04 lb m ⁄detik 63,7 lb ⁄ft 3

= 0,377 ft3/detik


(Peters dkk, 1990) 0,45

= 3,9 . (0,377 ft /detik)

3 0,13

. (63,7 lb/ft )



- Diameter nominal

= 4 in


= 4,026 in


= 4,5 in


= 0,0884 ft2

= 0,355 ft


Q



Bilangan reynold, 𝜌𝜌 . 𝑉𝑉 . 𝐷𝐷

=

NRe

=

NRe

= 241.990,88 (Turbulen)

𝜀𝜀

=

𝐷𝐷

𝜇𝜇

0,00015 ft 0,355 ft

= 0,0004471


𝜀𝜀

𝐷𝐷

=

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 =

f . V 2 . ΣL


2 . g c .D


2 . ∝ . 𝑔𝑔𝑐𝑐

Jika :

(𝑣𝑣22 − 𝑣𝑣12 ) + �

Z1

= 0,

Z2

= 15 ft,

𝑔𝑔 (𝑧𝑧2 − 𝑧𝑧1 ) 𝑔𝑔𝑐𝑐

� + (𝑃𝑃2 − 𝑃𝑃1 ) + ΣF + Wf = 0


V1 = V2 = 0 ft/detik, P2 – P1 = 0, g

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

gc


α


Maka, Wf = – 17,06 ft.lbf/lbm

Daya pompa, Wp Wp =


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

0,745 0,75


= 0,99 hp ≈ 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

= 3.068.763,20 kkal/jam

= 12.177.836,57 btu/jam

Tawal = 110 oC = 230 oF 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 Tinggi Rendah LMTD =

Fluida Panas T1 = 230 oF T2 = 86oF

(𝑇𝑇2 − 𝑡𝑡 1 )− (𝑇𝑇1 − 𝑡𝑡 2 ) (𝑇𝑇 − 𝑡𝑡 ) ln � (𝑇𝑇 2 1 ) � 1 − 𝑡𝑡 2


=


(86°𝐹𝐹− 82,4°𝐹𝐹)− (230°𝐹𝐹− 122°𝐹𝐹) (86 °𝐹𝐹− 82 ,4°𝐹𝐹) � ln � (230 °𝐹𝐹− 122 °𝐹𝐹)

230°𝐹𝐹− 86°𝐹𝐹


= 30,729 oF

R = 𝑡𝑡 1 − 𝑡𝑡 2 = 122°𝐹𝐹−82,4°𝐹𝐹 = 3,636 2

1

1

1

𝑡𝑡 2 − 𝑡𝑡 1

122°𝐹𝐹− 82,4°𝐹𝐹

S = 𝑇𝑇 − 𝑡𝑡 = 230°𝐹𝐹− 82,4°𝐹𝐹 = 0,268

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 = tC =

𝑇𝑇1 + 𝑇𝑇2 2

𝑡𝑡 1 + 𝑡𝑡 2 2

=

=

230°𝐹𝐹 + 122°𝐹𝐹 2

82,4°𝐹𝐹 + 122°𝐹𝐹 2

= 176 oF

=102,2 oF

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

𝑄𝑄

𝐷𝐷 + ∆t

=

12.177.836,57 btu /jam

btu 150 jam .ft 2 .°F

+ 29,16 °F

= 2784,1 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 : A

Nt’ = L ×a" = 709 unit 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 Q

UD

= A × ∆t


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) : a ′ ×N

t t at = 144 = 0,832 ft2 ×n

b. Shell side

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

= 33 in


= 0,25 in


ID × C ′ × B 144 × P t

= 0,229 ft2

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

𝑊𝑊𝑡𝑡

= 103.944,03 lbm/jam.ft2

𝑎𝑎 𝑡𝑡

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

V = 3600t × ρ = 0,453 ft/s b. Shell side Gs =


= 1.341.910,37 lbm/jam.ft2 𝑊𝑊

G” = 𝐿𝐿 × (𝑁𝑁𝑠𝑠 )2/3 = 836,78 lbm/jam.lin.ft 𝑡𝑡


6. Koefisien perpindahan panas (h) a. Tube side Untuk V = 0,453 ft/s

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


(Fig. 15 Kern, 1965)


= 2.382,2

hi = 555 btu/jam.ft2.oF

(Fig 25 Kern, 1965)

ID

hio = hi × OD = 482,48 btu/jam.ft2.oF b. Shell side

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

= tc + ℎ𝑖𝑖𝑖𝑖 +ℎ𝑜𝑜 (𝑇𝑇𝑐𝑐 − 𝑡𝑡𝑐𝑐 )

tw

= 102,2 oF + = 118,5 oF

tw


2027 ,64

btu jam .ft 2 .°F

+200

btu jam .ft 2 .°F

(158 °F − 102,2°F)

Pada tw = 110,3 oF diperoleh : kw



Sw

= 1,0 kg/ltr


µw

= 0,45 cp

(Fig 14 Kern, 1965)

ho


(Fig 12–9 Kern, 1965)

De

= 0,0792 ft

(Fig 28 Kern, 1965)

Res

=


= 97.589,2


UC = ℎ𝑖𝑖𝑖𝑖 + ℎ𝑜𝑜 = 276,01 btu/jam.ft2.oF 8. Faktor pengotor (Rd) U −U

Rd = U C × UD =0,00312 C

D

Syarat Rd ≥ 0,001

Maka disain Cooler memenuhi persyaratan.


9. Penurunan Tekanan (∆P) Tube Side 1.

Pada :

f

= 2.382,2

s

= 0,824

Gt

= 103.944,03 lbm/jam.ft2

𝑉𝑉 2

= 0,003

Ret

2𝑔𝑔

∆Pt ∆Pt

= 0,00016 ft2/in2

(Fig 26 Kern, 1965)

(Fig 27 Kern, 1965)

𝑓𝑓 × (𝐺𝐺 )2 × 𝐿𝐿 × 𝑛𝑛

= 5,22 × 10 10𝑡𝑡 × 𝐷𝐷 = 0,0295 psi

∆Ps =

4×n s

𝑡𝑡


V2

×

2g′

= 0,0291 psi

2.

= ∆Pt + ∆Pr

∆PT

= 0,0295 psi + 0,0291 psi ∆PT

= 0,0587 psi

Syarat ∆P T ≤ 10 psi Maka disain Cooler memenuhi persyaratan.

Shell Side 1. Pada : Res = 97.589,2 f

= 0,0015 ft2/in2

Ds

=

s

= 1,05

33 in 12

(Fig 29 Kern, 1965)

= 2,75 ft L

N+1 = 12 × B = 60 ∆Ps =


5,22 × 10 10 × 𝐷𝐷𝑒𝑒 × 𝑠𝑠 × ∅𝑠𝑠

∆Ps = 0,57 psi

Syarat ∆P s ≤ 10 psia Maka disain 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



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

(Peters dkk, 1990)

= 3,9 . (0,377 ft3/detik)0,45 . (63,7 lb/ft3)0,13

= 2,93 in

Dari App. 5, Perry, 1997 dipilih : - Jenis pipa


- Diameter nominal

= 4 in


= 4,026 in


= 4,5 in


= 0,0884 ft2

= 0,355 ft


Q


Bilangan reynold,


NRe

=

NRe

= 241.990,9 (Turbulen)

𝜀𝜀

= 0,000447

𝐷𝐷

𝜇𝜇


𝜀𝜀

𝐷𝐷

=



f . V 2 . ΣL


2 . g c .D


2 . ∝ . 𝑔𝑔𝑐𝑐

Jika :

(𝑣𝑣22 − 𝑣𝑣12 ) + �

Z1

= 0,

Z2

= 15 ft,


� + (𝑃𝑃2 − 𝑃𝑃1 ) + ΣF + Wf = 0

V1 = V2 = 0 ft/detik, P2 – P1 = 0, g

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

gc


α




Daya pompa, Wp Wp =


Wp = 1,08 hp Efisiensi pompa 75 %


1,08

Daya aktual motor = 0,75 = 1,44 hp ≈ 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 = 3.030,30

Massa I.P.Alkohol (m)

kg

jam

× 24

= 2.181.818,2 kg

jam

hari

× 30 hari

Densitas I.P.Alkohol (ρ)

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

Volume I.P.Alkohol (V)

=

Penentuan ukuran tangki

m ρ

= 2.775,85 m3

Faktor kelonggaran

= 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 silinder, Vs : Vs = Vs =

π 4

π 4

× D2 × Hsr


5

× D2 × �4 × D� = 0,91825 D3


•

Volume tutup, Vh : π

Vh =

24

Dimana :

× D3 = 0,131 D3



VT

= Vs + Vh = 0,91825 D3 + 0,131 D3

3.331,02 m3

D

= 1,112 D3

D

= 14,41 m

3.331,02 m3

3.331,02 m 3

3

=�

1,112

D

= 2 = 7,2 m = 283,8 in.

r

Sehingga disain tangki : •


• •


•

Tinggi tutup, Hh = �4 × 14,41 m� = 1,8 m


•

Tinggi cairan, Hc =

1

5

𝑉𝑉𝐼𝐼.𝑃𝑃 .𝐴𝐴𝐴𝐴𝐴𝐴𝐴𝐴 ℎ 𝑜𝑜𝑜𝑜 𝑉𝑉𝑇𝑇


PR

SE −0,6 P

× 𝐻𝐻𝑇𝑇 = 16,52 m = 54,2 ft

+ (C × N)


- Allowable working stress (S) = 12650 psia - Efisiensi sambungan (E)

= 0,8

- Faktor korosi (C)

= 0,13 – 0,5 mm/tahun

yang digunakan

= 0,01 in/tahun

- Umur alat (N)

= 15 tahun

- Tekanan Operasi

= 1 atm = 14,696 psia


= = Ph

(𝐻𝐻𝑐𝑐 − 1) 144

× 𝜌𝜌

(54,2 ft − 1) 144

= 18,12 psia

× 49,068 lb/ft 3



= Po + Ph

P

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


= (1 + fk) × P = (1 + 0,2) × 32,82 psia

Pd

= 39,38 psia


(39,38 psia). (283,8 in)

�(12650 psia). (0,8)� − �(0,6 ). (39,38 psia)�

t = 1,25 in



Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama, yaitu setebal 1,25 in. 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

= 1,85 lbm/detik

- Densitas I.P.Alkohol, ρ

= 49,068 lbm/ft3

= 786 kg/m

- Viskositas I.P.Alkohol, µ = 2,43 cP

3

= 0,0016 lbm/ft.jam


Q = ρ = 0,0378 ft3/detik



(Peter dkk, 1990)



- Diameter nominal

= 1,5 in.


= 1,61 in.


= 1,9 in.


= 0,014 ft2

= 0,134 ft


Q


Bilangan reynold,


NRe

=

NRe

= 10.783,44 (Turbulen)

𝜀𝜀

= 0,001118

𝐷𝐷

𝜇𝜇

Dari App. C – 3, Foust, 1980, untuk nilai NRe = 10.783,44 dan 0,001118 diperoleh : f = 0,009

𝜀𝜀

𝐷𝐷

=

. 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 =

f . V 2 . ΣL


2 . g c .D


2 . ∝ . 𝑔𝑔𝑐𝑐

Jika :

(𝑣𝑣22 − 𝑣𝑣12 ) + �

Z1

= 0,

Z2

= 32,98 ft,


� + (𝑃𝑃2 − 𝑃𝑃1 ) + ΣF + Wf = 0

V1 = V2 = 0 ft/detik, P2 – P1 = 0, g

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

gc


α



Daya pompa, Wp Wp =




0,08




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

=

42.289,71

𝑘𝑘𝑘𝑘 𝑗𝑗𝑗𝑗𝑗𝑗

×2 𝑗𝑗𝑗𝑗𝑗𝑗

1003 ,5 𝑘𝑘𝑘𝑘 /𝑚𝑚 3

= 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) =

3 8

𝜋𝜋

𝜋𝜋𝐷𝐷𝑠𝑠3 + 2 �24 𝐷𝐷𝑠𝑠3 �

101,14 m3

= 1,4931 Ds3

Diameter silinder,Ds

= 4,13 m = 13,55 ft

Tinggi silinder, Hs Tinggi tutup, Hd

= 2 × 4,13 m = 6,19 m

Tinggi tangki, HT

= Hs + 2Hd = 8,25 m

3 1

= 4 × 4,13 m = 1,03 m

Tinggi cairan dalam tangki

84,28 m 3

= 101,14 m 3 × 8,25 m = 6,88 m = 22,57 ft


PR

SE −0,6 P

+ (C × N)



= 0,8

- Faktor korosi (C)

= 0,13 – 0,5 mm/tahun


yang digunakan

= 0,01 in/tahun

- Umur alat (N)

= 15 tahun

- Tekanan Operasi

= 1 atm = 14,696 psia


= = Ph

(𝐻𝐻𝑐𝑐 − 1) 144

× 𝜌𝜌

(22,57 ft − 1) 144

= 9,38 psia

× 62,65 lb/ft 3


= Po + Ph

P

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


= (1 + fk) × P = (1 + 0,2) × 24,08 psia

Pd

= 28,9 psia


(28,9 psia). (81,23 in)

�(12650 psia). (0,8)� − �(0,6 ). (28,9 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 = 1�3

E/Da L/Da

=1

= 1�4

W/Da = 1�5

J/Dt

; Da = 1�3 × 13,55 ft = 4,51 ft ; E = 4,51 ft

; L = 1�4 × 4,51 ft = 1,12 ft

; W = 1�5 × 4,51 ft = 0,902 ft

= 1�12 ; J = 1�12 × 13,55 ft = 0,376 ft


Dimana : Dt

= Diameter tangki

Da

= Diameter impeller

E


L


W

= Lebar blade pada turbin

J

= Lebar blade


=

𝜌𝜌 . 𝑁𝑁 . (𝐷𝐷𝑡𝑡 )2 𝜇𝜇

= 46.095.866,83 NRe > 10000, maka perhitungan pengadukan menggunakan rumus : K T . n 3 . (D a )5 . ρ

P

=

KT

= 6,3

P

=

P

= 41,76 hp

gc

(6,3) . (1 putaran /detik )3 . (4,15 ft)5 . �62,65 lb /ft 3 � ft

32,174 lb m . lb f .detik 2

1 ℎ𝑝𝑝

× 550 𝑓𝑓𝑓𝑓 .𝑙𝑙𝑙𝑙



C.22

41,76 0,8

= 52,2 hp

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

= 25,89 lbm/detik

- Densitas campuran, ρc

= 1003,534 kg/m3

= 62,6487 lbm/ft3

- Viskositas campuran, µc

= 0,5517 cP

= 0,000371 lbm/ft.jam


QC = ρ C = 0,413 ft3/detik C



(Peter dkk, 1990)



- Diameter nominal

= 4 in


= 4,026 in


= 4,5 in


= 0,0882 ft2

= 0,335 ft


Q


Bilangan reynold,


NRe

=

NRe

= 265.727 (Turbulen)

𝜀𝜀

= 0,000447

𝐷𝐷

𝜇𝜇

Dari App. C – 3, Foust, 1980, untuk nilai NRe = 265.727 dan 0,000447 diperoleh : f = 0,005.

𝜀𝜀

𝐷𝐷

=

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 =

f . V 2 . ΣL


2 . g c .D


2 . ∝ . 𝑔𝑔𝑐𝑐

Jika :

(𝑣𝑣22 − 𝑣𝑣12 ) + �


Z1

= 0,

Z2

= 15,37254 ft,

𝑔𝑔𝑐𝑐

� + (𝑃𝑃2 − 𝑃𝑃1 ) + ΣF + Wf = 0

V1 = V2 = 0 ft/detik, P2 – P1 = 0, g

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

gc


α


Maka, Wf = – 16,9 ft.lbf/lbm Daya pompa, Wp Wp =




0,79




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

Laju alir filtrat

= (179,03 gal/menit)/(608ft2)

Maka : = 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

=

89.959,32 𝑙𝑙𝑙𝑙 /𝑗𝑗𝑗𝑗𝑗𝑗 𝑥𝑥 24 𝑗𝑗𝑗𝑗𝑗𝑗 /ℎ𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎𝑎 608 𝑓𝑓𝑓𝑓 2

= 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

= (1 + 0,2) × 1.649,71 jam = 1.979,65 kg/jam

kg


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

Gs

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

=

Gs

=

856,9

𝐺𝐺

200

lb jam lb jam .ft 2

A

= π/4 D2

D

=�

4 × 4,28 3,14

= 4,28 ft2

= 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

𝜋𝜋

= 4 𝐷𝐷2 . 𝐿𝐿𝑅𝑅𝑅𝑅 =

3,14 4

(2,34)2 . (9,34)

= 40,04 ft3

VRD

Luas permukaan dryer, ARD = π D LRD ARD = 29,34 ft2

Putaran Dryer 𝑣𝑣

N = 𝜋𝜋 × 𝐷𝐷

Dimana range v, kecepatan putaran linier = 30 – 150 ft/menit Digunakan v = 100 ft/menit 100 ft/menit

N = 3,14 × 2,34 ft = 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

=

𝐻𝐻𝐻𝐻𝐻𝐻𝐻𝐻 −𝑢𝑢𝑢𝑢 × 𝜌𝜌 𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐𝑐

=

2,8 ft 3 × 62,65 lb /ft 3

𝑆𝑆𝑠𝑠

3.340,3 lb /jam

= 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 :

0,23 L RD S

N 0,9

D

±

0,6 B L RD G ′ F

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 G′ = Kecepatan massa udara = 1,12 kg/m.detik = 2709,7105 lb/ft.jam F = Luas Maka,

C.26

Laju umpan

permukaan 𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑

= 123,9 lb/ft2.jam

0,23 (9,34 ft)

0,6 (0,4082 ) (9,34 ft) (2709,7105 lb ⁄ft.jam ) 123,9 lb ⁄ft 2 .jam

θ

=

S

= 0,001647 (memenuhi range)

S (13,63)0,9 (2,34 ft)

±

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 :

2,3026 × R × T M

log

P2 P1

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 =

2,3026 × 8314 ,3 J/kgmol .K × 303,15 K 28,97 kg /mol

log

1,4 atm 1 atm

= 29.248,7 J/kg

Brake horse power, BHP BHP

=

Dimana :

−𝑊𝑊 𝑆𝑆 . 𝑚𝑚 𝜂𝜂 . 1000

WS

= Kerja yang dilakukan blower, J/kg

m

= Laju bahan, kg/detik

η

= Efisiensi blower = 80 %

Maka, BHP

=

29.248,7 J/kg × 0,108 kg /detik 0,8 . 1000

= 3,95 hp

Dengan demikian digunakan blower dengan daya 4 hp.

C.27

Screw Conveyor 3 (SC – 343)

Fungsi

: Sebagai alat pengangkut padatan pektin dari rotary 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

= (1 + 0,2) × 1.515,15 kg/jam = 1.818,18 kg/jam


= 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 ×

24 jam 1 hari

× 7 hari = 254.545,2 kg

Densitas produk

= 1.343 kg/m3

Volume produk

=

Faktor kelonggaran

= 20 %

Volume tangki Volume tangki

= (1 + 0,2) × 189,53 m3 = 236,92 m3

Dimana :

= 4 πD2 Hs +

Tinggi silinder, Hs

= 1,5 D

Tinggi konis, Hk

=

254.545,2 kg 1.343 kg /m 3

= 189,53 m3

= Volume silinder + Volume konis 1

Maka,

1⁄2D tan ∝

1 4

1

πD2 �3 Hk �

; dengan α = 45o

1

= 4 πD2 (1,5D) +

Volume tangki 236,92 m3

= 1,0467 D3

1 4

D

= 6,09 m

Hs

= 1,5 × 6,09 m = 9,14 m

Tinggi bahan dalam silinder =

100− 20

Luas penampang silinder A

× 9,14 m = 7,31 m

π

= 4 D2 =

A

100

1⁄2D

πD2 �tan 45°�

3,14 4

(6,09 m)2

= 29,16 m2


Tebal silinder Ts

𝑃𝑃𝑑𝑑 . 𝑅𝑅𝑖𝑖

= 𝐸𝐸 .

𝐹𝐹 − 0,6𝑃𝑃 𝑑𝑑

Dimana :

+ (C × N)

Pd

= Tekanan disain (N/m2)

Ri

= Jari – jari silinder = 0,5 D = 0,5 (3,64 m) = 1,82 m

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 = 1.343 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

Maka, Ts Ts

158.762,5 N/m 2 . 1,82 m

= (0,8) . (80.668.692 N/m 2 ) − 0,6(158.762,5 N/m 2 ) + (0,045 m) = 0,0543 m = 2,13 in ≈ 2 in

Tebal dished head Th

= 𝐸𝐸 .

𝑃𝑃𝑑𝑑 . 𝑅𝑅𝑜𝑜

Dimana :


Ro

= Do

Do

= D + 2Ts

Do

= 6,2 m

+ (C × N)

Maka, Th Th

= (0,8) .

158.762,5 N/m 2 . 3,74 m (80.668.692 N/m 2 ) − 0,1(158.762,5 N/m 2 )

= 0,0618 m = 2,43 in ≈ 2 in

+ (0,045 m)


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, 1

D − icr

AB

=

AB

= 2,91 m

BC

= r – icr

BC

= 2,15 m

AC

= √BC2 − AB2

AC

2

2

= 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

= �2.

Dimana :

𝑃𝑃𝑑𝑑 . 𝐷𝐷𝑘𝑘 𝐸𝐸 . 𝐹𝐹 − 𝑃𝑃 𝑑𝑑

×

1

cos 45°

Dk

= D – 2Ts

Dk

= 5,98 m

Tk

= 0,0624 m

� + (C × N)

Maka, 1⁄2D o

Sin α = �

L

�

0,5 (6,2 m)

Sin 45o = � L

L

= 3,64 m

�


Tinggi konis = L . Cos α

Hk

= 3,64 m × Cos 45o Hk

= 1,91 m

Tinggi total tangki

C.29

Htotal

= Hs + OA + Hk

Htotal

= 11,49 m

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

= 24,89 lbm/detik


= 984,4 kg/m3

= 61,454 lbm/ft3


= 0,5409 cP

= 0,000363 lbm/ft.jam




(Peter dkk, 1990)



- Diameter nominal

= 4 in.


= 4,026 in.


= 4,5 in.

= 0,335 ft



= 0,0884 ft2


V


Bilangan reynold,


NRe

=

NRe

= 259.854,6 (Turbulen)

𝜀𝜀

= 0,000447

𝐷𝐷

𝜇𝜇


𝜀𝜀

𝐷𝐷

=


f . V 2 . ΣL 2 . g c .D





2 . ∝ . 𝑔𝑔𝑐𝑐

Jika :

(𝑣𝑣22 − 𝑣𝑣12 ) + �


Z1

= 0,

Z2

= 36,84882 ft,

𝑔𝑔𝑐𝑐

� + (𝑃𝑃2 − 𝑃𝑃1 ) + ΣF + Wf = 0

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 =




2,32



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 kg

Massa Campuran (m) = 40.640 jam × 1 jam = 40.640 kg

Densitas (ρ)

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


Volume (VC)

m

=

ρ

= 41,27 m3


= 20 %

Volume tangki, VT

= (1 + 0,2) × 41,27 m3 = 49,53 m3


= Diameter (Hs : D)

=5:4

– Tinggi head



•

– Tinggi silinder

Vs =

π 4

π 4

× D2 × Hsr


5

× D2 × �4 × D� = 0,91825 D3


Vh =

24

Dimana :

× D3 = 0,131 D3



VT

= Vs + Vh

49,53 m3

= 0,91825 D3 + 0,131 D3 D

= 1,112 D3

D

= 3,54 m

49,53 m3

r

3

49,53 m 3

=�

1,112

D

= 2 = 1,77 m = 69,78 in



• •


•


•

1

5

Tinggi tutup, Hh = �4 × 3,54 m�= 0,44 m 𝑉𝑉

Tinggi cairan, Hc = 𝑉𝑉𝐶𝐶 × 𝐻𝐻𝑇𝑇 = 4,06 m = 13,32 ft 𝑇𝑇



PR

SE −0,6 P

+ (C × N)



= 0,8

- Faktor korosi (C)

= 0,13 – 0,5 mm/tahun

yang digunakan

= 0,01 in/tahun

- Umur alat (N)

= 15 tahun

- Tekanan Operasi

= 1 atm = 14,696 psia


= = Ph

(𝐻𝐻𝑐𝑐 − 1) 144

× 𝜌𝜌

(13,32 ft − 1) 144

= 5,26 psia

× 61,45 lb/ft 3


= Po + Ph

P

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


= (1 + fk) × P = (1 + 0,2) × 19,96 psia

Pd

= 23,94 psia


(23,94 psia). (69,78 in)

�(12650 psia). (0,8)� − �(0,6 ). (23,94 psia)�

t = 0,315 in



Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama, yaitu setebal 0,5 in. Penentuan jaket pemanas - Jumlah steam (100 oC)

= 2.369,7655 kg/jam

(Lampiran B)

- Kebutuhan panas (Q)

= 1.329.255,5 Kkal/jam

(Lampiran B)

= 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 = 𝑈𝑈 A

𝐷𝐷

𝑄𝑄

× ∆𝑇𝑇

= 162,8 ft2

- Volume Steam (VSteam) VSteam

=

- Diameter Luar Jacket (D2) VSteam

1

𝜌𝜌 𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆

2369,7655 kg

= 943,37 kg /m 3 = 2,512 m3

= 4 π �D2 2 − D1 2 � × Hj 1

2,512 m3 D2

𝑚𝑚 𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆𝑆

= 2,838 m

= 4 (3,14) �D2 2 − (2,645 m)2 � × 3,03 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


: 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 Tinggi Rendah LMTD =

Fluida Panas T1 = 185oF T2 = 86 oF



230°𝐹𝐹− 86°𝐹𝐹

=

(86°𝐹𝐹− 82,4°𝐹𝐹)− (185°𝐹𝐹− 122°𝐹𝐹)

R = 𝑡𝑡 1 − 𝑡𝑡 2 = 122°𝐹𝐹−82,4°𝐹𝐹 = 2,5 2

1

1

1

𝑡𝑡 − 𝑡𝑡


(86 °𝐹𝐹− 82 ,4°𝐹𝐹) � ln � (185 °𝐹𝐹− 122 °𝐹𝐹)


= 20,75 oF

122°𝐹𝐹− 82,4°𝐹𝐹

S = 𝑇𝑇2 − 𝑡𝑡1 = 230°𝐹𝐹− 82,4°𝐹𝐹 = 0,385

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 = tC =

𝑇𝑇1 + 𝑇𝑇2 2

𝑡𝑡 1 + 𝑡𝑡 2 2

= 135,5 oF

= 102,2oF

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

𝑄𝑄

𝐷𝐷 + ∆t

= 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 :


A

Nt’ = L ×a" = 60,47 unit 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 Q

UD

= A × ∆t


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) : a ′ ×N

t t at = 144 = 0,0394 ft2 ×n

b. Shell side

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

= 33 in


= 0,25 in


ID × C ′ × B 144 × P t

= 0,229 ft2

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

𝑊𝑊𝑡𝑡 𝑎𝑎 𝑡𝑡

= 207.405,09 lbm/jam.ft2

ρ Fluida Panas = 63,15 lb/ft3 G

V = 3600t × ρ = 0,912 ft/s


b. Shell side Gs =


= 65.154,3 lbm/jam.ft2 𝑊𝑊

G” = 𝐿𝐿 × (𝑁𝑁𝑠𝑠 )2/3 = 195,5 lbm/jam.lin.ft 𝑡𝑡

6. Koefisien perpindahan panas (h) a. Tube side Untuk V = 0,912 ft/s

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

(Fig. 15 Kern, 1965)

D


= 0,0543 ft

Ret =


=4.753,4

hi = 448 btu/jam.ft2.oF

(Fig 25 Kern, 1965)

ID

hio = hi × OD = 389,5 btu/jam.ft2.oF b. Shell side

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

ℎ𝑜𝑜

= tc + ℎ𝑖𝑖𝑖𝑖 +ℎ𝑜𝑜 (𝑇𝑇𝑐𝑐 − 𝑡𝑡𝑐𝑐 ) = 102,2 oF +

tw

= 113,5 oF


2027 ,64

btu jam .ft 2 .°F

+200

btu jam .ft 2 .°F

(158 °F − 102,2°F)

Pada tw = 113,5 oF diperoleh : kw



Sw

= 1,0 kg/ltr


µw

= 0,45 cp

(Fig 14 Kern, 1965)

ho


(Fig 12–9 Kern, 1965)

De

= 0,0792 ft

(Fig 28 Kern, 1965)

Res

=


= 4.738,3


UC = ℎ𝑖𝑖𝑖𝑖 + ℎ𝑜𝑜 = 222,7 btu/jam.ft2.oF


8. Faktor pengotor (Rd) U −U

Rd = U C × UD =0,003005 C

D

Syarat Rd ≥ 0,001

Maka disain Cooler memenuhi persyaratan.

9. 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

𝑉𝑉 2

= 0,003

2𝑔𝑔

∆Pt ∆Pt

(Fig 26 Kern, 1965)

(Fig 27 Kern, 1965)

𝑓𝑓 × (𝐺𝐺 )2 × 𝐿𝐿 × 𝑛𝑛

= 5,22 × 10 10𝑡𝑡 × 𝐷𝐷 = 0,232 psi

∆Ps =

4×n s

𝑡𝑡


V2

×

2g′

= 0,0767 psi 2. ∆PT

= ∆Pt + ∆Pr = 0,232 psi + 0,0767 psi

∆PT

= 0,309 psi

Syarat ∆P T ≤ 10 psi Maka disain Cooler memenuhi persyaratan.

Shell Side 1. Pada : Res

= 4.738,3

f

= 0,0026 ft2/in2

Ds

=

s

= 1,0

33 in 12

(Fig 29 Kern, 1965)

= 2,75 ft


L

N+1 ∆Ps =

= 12 × B = 60


5,22 × 10 10 × 𝐷𝐷𝑒𝑒 × 𝑠𝑠 × ∅𝑠𝑠

∆Ps = 0,00233 psi

Syarat ∆P s ≤ 10 psia Maka disain Cooler memenuhi persyaratan.

C.32


: 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


= 829,1 kg/m3

= 51,76 lbm/ft3


= 0,463 cP

= 0,000311 lbm/ft.jam



Perencanaan pompa

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

(Peter dkk, 1990)



- Diameter nominal

= 1,5 in


= 1,61 in


= 1,9 in


= 0,0141 ft

= 0,134 ft = 0,158 ft 2


Q



Bilangan reynold, 𝜌𝜌 . 𝑉𝑉 . 𝐷𝐷

NRe

=

NRe

= 69.279,16 (Turbulen)

𝜀𝜀

= 0,001118

𝐷𝐷

𝜇𝜇


𝜀𝜀

𝐷𝐷

=


f . V 2 . ΣL


2 . g c .D


2 . ∝ . 𝑔𝑔𝑐𝑐

Jika :

(𝑣𝑣22 − 𝑣𝑣12 ) + �

Z1

= 0,

Z2

= 40,781 ft,


� + (𝑃𝑃2 − 𝑃𝑃1 ) + ΣF + Wf = 0


V1 = V2 = 0 ft/detik, P2 – P1 = 0, g

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

gc


α



Daya pompa, Wp Wp =




0,23



C.33


: Menurunkan suhu dan mengubah fasa produk atas tangki destilasi

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

o

o

Tawal

= 60 C

= 140 F

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 Tinggi Rendah LMTD =


TC = tC =

𝑡𝑡 1 + 𝑡𝑡 2 2


Fluida Panas T1 = 140 oF T2 = 86 oF

𝑇𝑇1 + 𝑇𝑇2 2

=


(86°𝐹𝐹− 82,4°𝐹𝐹)− (140°𝐹𝐹− 122°𝐹𝐹)

= 113 oF

(86 °𝐹𝐹− 82 ,4°𝐹𝐹) � ln � (140 °𝐹𝐹− 122 °𝐹𝐹)


= 8,95 oF

= 102,2 oF

R = 𝑡𝑡 1 − 𝑡𝑡 2 = 1,363 2

1

1

1

𝑡𝑡 2 − 𝑡𝑡 1

S = 𝑇𝑇 − 𝑡𝑡 = 0,6875

Dari Gambar 19 Kern, 1965, diperoleh nilai FT = 0,8 Maka, ∆t LMTD = FT × LMTD = 0,8 × 8,95 oF = 7,16 oF 1

Digunakan DPHE ukuran 2 by 1 4 IPS (Tabel 6.2 Kern,1965)

Bagian pipa dalam :

1. Penampang aliran, ap = π.D2 / 4 ft2 𝐷𝐷 =

𝑎𝑎𝑎𝑎 =

1,38 12

= 0,115 ft

𝜋𝜋. 0,1152 = 0,0104 𝑓𝑓𝑓𝑓 2 4

2. GP = W/ap = 28.574,4 lbm/ft2.jam

3. Pada Tc = 113 oF ; 𝜇𝜇 = 0,4602 cp = 1,1137 lbm/ft.jam Re =

𝐷𝐷.𝐺𝐺 𝜇𝜇

= 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) 1 3

1 3

𝑐𝑐. 𝜇𝜇 0,39 x 1,1137 � = � � = 1,736 𝑘𝑘 0,083

�

𝑘𝑘

1

𝑐𝑐.𝜇𝜇 3

𝜇𝜇

0,14

6. hi = jH �𝐷𝐷� � 𝑘𝑘 � �𝜇𝜇 � 𝑤𝑤

2 o

= 100,6 btu/jam. ft . F


7. Koreksi hi 1,38

Hio = hi (ID/OD) = 100,6 �1,66 � = 84,12 btu/jam. ft2.oF 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 = 51.662,5 lbm /ft 2 . jam

3. Pada tc = 102,2 oF ; µ = 0,54 cp = 1,3068 lbm/ft.jam Re =

𝐷𝐷.𝐺𝐺 𝜇𝜇

= 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

𝑐𝑐.𝜇𝜇 3 � 𝑘𝑘 �

6. ho =

=1,54

𝑘𝑘

1

𝑐𝑐.𝜇𝜇 3 𝜇𝜇 jH�𝐷𝐷 � � 𝑘𝑘 � �𝜇𝜇 � 𝑤𝑤

= 90 btu/jam. ft 2 . oF

7. Uc = 8. 1/UD

hio × ho hio +ho

= 77,45 btu/ft 2 . jam. oF

= 1/Uc + RD

RD = 2 × 0,002 = 0,004 (tabel 12 Kern 1965) 1/UD = (1/341,77) + 0,004 UD = 42,54 btu/jam.ft2. oF 9. Luas permukaan yang diperlukan : A=

Q

U D x ∆t

=

15.511,46 btu /jam

59,13

btu jam

.ft.℉ ×7,16 ℉

= 36,6 ft 2

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 36,6 𝑓𝑓𝑓𝑓 2

adalah : 0,622 𝑓𝑓𝑓𝑓 2 /𝑓𝑓𝑓𝑓 = 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 =

𝑈𝑈𝐶𝐶 − 𝑈𝑈𝐷𝐷

𝑈𝑈𝐶𝐶 × 𝑈𝑈 𝐷𝐷

= 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

𝑉𝑉 2

= 0,003

2𝑔𝑔

(Fig 26 Kern, 1965)

(Fig 27 Kern, 1965)

𝑓𝑓 × (𝐺𝐺 )2 × 𝐿𝐿 × 𝑛𝑛

∆Pp = 5,22 × 10 10𝑡𝑡 × 𝐷𝐷

𝑡𝑡

∆Pp = 0,66 psi ∆Pr =

4×n s

×


V2

2g′

= 0,006 psi

2. ∆PP = ∆Pp + ∆Pr = 0,66 psi + 0,006 psi ∆PT = 0,672 psi Syarat ∆P T ≤ 10 psi Maka disain Kondensor memenuhi persyaratan.

Anulus Side 1. Pada : Rea = 2.216,7 f

= 0,0026 ft2/in2

Ds

= 2,75 ft

(Fig 29 Kern, 1965)


s

= 1,0 L

N+1 = 12 × B = 60


∆Ps =

5,22 × 10 10 × 𝐷𝐷𝑒𝑒 × 𝑠𝑠 × ∅𝑠𝑠

∆Ps = 0,00316 psi

Syarat ∆P s ≤ 10 psia ∆Pa <10 psi disain kondensor memenuhi persyaratan. C.34


: 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

= 0,08 lbm/detik


= 980,5 kg/m3

= 61,211 lbm/ft3


= 0,538 cP




Perencanaan pompa

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

(Peter dkk, 1990) 0,45

= 3,9 . (0,0531 ft /detik)

3 0,13

. (51,76 lb/ft )



- Diameter nominal

= 0,5 in


= 0,62 in

= 0,052 ft


= 0,84 in

= 0,07 ft


= 0,025 ft2



= A = 0,0531 ft/detik

V

i

Bilangan reynold,


NRe

=

NRe

= 69.279,16 (Turbulen)

𝜀𝜀

= 0,001118

𝐷𝐷

𝜇𝜇


𝜀𝜀

𝐷𝐷

=


f . V 2 . ΣL


2 . g c .D


2 . ∝ . 𝑔𝑔𝑐𝑐

(𝑣𝑣22 − 𝑣𝑣12 ) + �


� + (𝑃𝑃2 − 𝑃𝑃1 ) + ΣF + Wf = 0


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 pompa, Wp Wp =


Wp = 0,028 hp Efisiensi pompa 75 % Daya aktual motor =


0,028 0,75

= 0,038 hp


C.35

Tangki Buangan Rotary Dryer (TT – 354)

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)

= 134,6

kg

jam

× 24

= 96.881,5 kg

jam

hari

× 30 hari

Densitas kondensat (ρ)

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

Volume kondensat (V)

=

m ρ

= 123,2 m3



= 20 %

Volume tangki, VT

= (1 + 0,2) × 123,2 m3 = 147,9 m3


= Diameter (Hs : D)

=5:4

- Tinggi head



•

- Tinggi silinder

Vs =

π 4

π 4

× D2 × Hsr


5

× D2 × �4 × D� = 0,91825 D3


Vh =

24

Dimana :

× D3 = 0,131 D3


Hsr = Tinggi silinder D = Diameter tangki VT

= Vs + Vh

147,9 m3

= 0,91825 D3 + 0,131 D3 D

= 1,112 D3

D

= 5,1 m

147,9 m3

r

3

147,9 m 3

=�

1,112

D

= 2 = 2,55 m = 100,5 in.



• •


•

Tinggi tutup, Hh = �4 × 2,55 m� = 0,64 m


•

Tinggi cairan, Hc =

1

5

𝑉𝑉𝐼𝐼.𝑃𝑃 .𝐴𝐴𝐴𝐴𝐴𝐴𝐴𝐴 ℎ 𝑜𝑜𝑜𝑜 𝑉𝑉𝑇𝑇

× 𝐻𝐻𝑇𝑇 = 5,85 m = 19,2 ft



PR

SE −0,6 P

+ (C × N)



= 0,8

- Faktor korosi (C)

= 0,13 – 0,5 mm/tahun

yang digunakan

= 0,01 in/tahun

- Umur alat (N)

= 15 tahun

- Tekanan Operasi

= 1 atm = 14,696 psia


= = Ph

(𝐻𝐻𝑐𝑐 − 1) 144

× 𝜌𝜌

(19,2 ft − 1) 144

= 6,2 psia

× 49,068 lb/ft 3


= Po + Ph

P

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


= (1 + fk) × P = (1 + 0,2) × 20,9 psia

Pd

= 25,07 psia


(25,07 psia). (100,5 in)

�(12.650 psia). (0,8)� − �(0,6 ). (25,07 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 SPESIFIKASI PERALATAN UTILITAS

D.1

Pompa air sungai (J – 01) Fungsi

: Mengalirkan air sungai ke bak penampung air sungai (reservoir).

Tipe

: Pompa sentrifugal.

Laju alir air, Fw = 53.895 kg/jam = 33 lbm/detik Densitas, ρw

= 62,43 lb/ft3

Viskositas, µw = 0,5494 cP = 0,000369 lbm/ft.detik Maka, laju alir volumetrik air, F

Qw = ρ w = w

33 lb m ⁄detik 62,43 lb m ⁄ft 3

= 0,529 ft3/detik


(Peter dkk, 1990) 0,45

= 3,9 . (0,529 ft /detik)

3 0,13

. (62,43 lb/ft )



- Diameter nominal

= 5 in

= 0,04167 ft


= 5,047 in

= 0,04205 ft


= 5,563 in

= 0,04653 ft


= 0,2006 ft2


Q

=A = i

0,529 ft 3 ⁄detik

Bilangan reynold,


0,2006 ft 2

=

= 2,635 ft/detik

62,43 lb ⁄ft 3 . 2,635 ft ⁄detik . 0,04205 ft

NRe

=

NRe

= 187.440,5 (Turbulen)

𝜇𝜇

0,000369

lb m ft . detik


𝜀𝜀

0,00015 ft

= 0,04205 ft = 0,000587

𝐷𝐷


𝜀𝜀

𝐷𝐷

=

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

f . V 2 . ΣL

=


2 . g c .D



Kerja yang diperlukan, -Wf 1

2 . ∝ . 𝑔𝑔𝑐𝑐

Jika :

(𝑣𝑣22 − 𝑣𝑣12 ) + �

Z1

= 0,

Z2

= 6,562 ft,


� + (𝑃𝑃2 − 𝑃𝑃1 ) + ΣF + Wf = 0

V1 = V2 = 0 ft/detik, P2 – P1 = 0, g

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


gc


α


Maka, 1

2 . 1 . 32,174

(02 − 02 ) +

32,152 (6,562− 0) 32,174

Wf = - 7,14 ft.lbf/lbm

+ (0) + 0,5828 + Wf = 0

Daya pompa, Wp Wp =


Wp =

�7,14 ft.

550

lb f �. lb m

ft 3 detik

�. (62,43 lb m ⁄ft 3 )

(550 ft . lb f ⁄s )⁄1 hp

Efisiensi pompa 75 % Daya aktual motor =

�0,529

0,4284 0,75

= 0,4284 hp


= 0,571 hp

Digunakan pompa yang berdaya = 0,6 hp

D.2

Bak Penampung Air Sungai (BP – 01) Fungsi

= Untuk menampung air yang dipompakan dari sungai.

Tipe

= Bak persegi empat terbuat dari beton.

Laju air sungai= 53.895 kg/jam Waktu tinggal = 2 jam 53.895 kg

Jumlah air sungai

=

Densitas air sungai

= 1.000 kg/m3

Volume air sungai

=

Faktor kelonggaran

= 20 %

Volume bak

= (1 + 0,2) × 107,79 m3 = 129,35 m3

Tinggi bak

=2m

Panjang bak


Volume

=P×L×T

129,35 m3

= L2 × 2

1 jam

× 2 jam

107.790 kg

1000 kg /m 3

L

= 8,042 m

P

= 8,042 m

= 107.790 kg

= 107,79 m3


D.3

Clarifier (TT – 01) Fungsi

= Mengendapkan kotoran yang tersuspensi dalam air dengan menambahkan flokulan Al2(SO4)3.18H2O.

Tipe

= Tangki silinder vertikal dengan tutup bawah konis

Sudut konis

= 45o

Jumlah tangki

= 1 unit

Laju air sungai, Fw = 53.895 kg/jam = 33 lbm/detik Densitas, ρw

= 1.000 kg/m3

Waktu tinggal

= 0,5 jam

Jumlah air

= 26.947,5 kg

= 62,43 lbm/ft3

Maka, laju alir volumetrik air, F

Qw = ρ w = w

33 lb m ⁄detik

62,43 lb m ⁄ft 3

= 0,529 ft3/detik

Dirancang tangki dengan faktor kelonggaran 80 % dan dengan perbandingan tinggi (H) dan diameter (D) = 1,5

Volume bahan Faktor kelonggaran

26.947,5 kg

= 1.000 kg /m 3 = 26,9475 m3 = 20 %

Volume tangki

= (1 + 0,2) × 26,9475 m3 = 33,68 m3

Dimana :

= 4 πD2 Hs +

Tinggi silinder, Hs

= 1,5 D

Tinggi konis, Hk

=

Volume tangki

= Volume silinder + Volume konis 1

Maka, Volume tangki

1⁄2D tan ∝

1

1

πD2 �3 Hk � 4

; dengan α = 45o

1

= 4 πD2 (1,5D) +

1 4

33,68 m3

= 1,0467 D3

D

= 3,18 m

Hs

= 1,5 × 3,18 m = 4,77 m

Tinggi air dalam silinder =

100− 20 100

1⁄2D

πD2 �tan 45°�

× 4,77 m = 3,82 m


Luas penampang silinder A

π

= 4 D2 =

A

3,14 4

(3,18 m)2

= 7,94 m2

Tebal silinder Ts

𝑃𝑃𝑑𝑑 . 𝑅𝑅𝑖𝑖

= 𝐸𝐸 .


Dimana :

+ (C × N)

Pd

= Tekanan disain (N/m2)

Ri E

= Jari – jari silinder = 0,5 D = 0,5 (3,18 m) = 1,59 m

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 Hair g

= Efisiensi sambungan = 0,8

= 1.000 kg/m3 × 3,82 m × 9,8 m/s2 Ph

= 37.406,13 N/m2

Pop

= 101.325 N/m2

Pd

= 37.406,13 N/m2 + 101.325 N/m2 = 138.731,1 N/m2

Maka, Ts Ts

138.731,1 N/m 2 . 1,59 m

= (0,8) . (80.668.692 N/m 2 ) − 0,6(138.731,1 N/m 2 ) + (0,045 m) = 0,0484 m = 1,906 in ≈ 2 in

Tebal dished head Th

= 𝐸𝐸 .

𝑃𝑃𝑑𝑑 . 𝑅𝑅𝑜𝑜

Dimana :


Ro

= Do

Do

= D + 2Ts

+ (C × N)


= 3,18 m + (2 × 0,0484 m) Do

= 3,28 m

Maka, Th Th

= (0,8) .

138.731,1 N/m 2 . 3,28 m (80.668.692 N/m 2 ) − 0,1(138.731,1 N/m 2 )

= 0,0512 m = 2,017 in ≈ 2 in

+ (0,045 m)

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

= =

1 2 1 2

D − icr

(3,18 m) − 0,139 m

AB

= 1,45 m

BC

= r – icr = 2,286 m – 0,139 m

BC

= 2,15 m

AC

= √BC2 − AB2

AC b

2

2 = �(2,15 m)2 − (1,45 m)2

= 1,58 m = r – AC

= 2,286 m – 1,58 m b

= 0,704 m

Dengan demikian tinggi dished head (OA) : OA

= Th + b + Sf = 0,0512 m + 0,704 m + 0,051 m

OA

= 0,8064 m


Tebal konis Tk

𝑃𝑃𝑑𝑑 . 𝐷𝐷𝑘𝑘

= �2.

Dimana : Dk

×

𝐸𝐸 . 𝐹𝐹 − 𝑃𝑃 𝑑𝑑

1

cos 45°

� + (C × N)

= D – 2Ts = 3,18 m – (2 × 0,0484 m)

Dk

= 3,08 m

Maka, Tk Tk

2

138.731,1 N/m . 3,08 m = � 2 . (0,8) . (80.668.692 × N/m 2 ) − (138.731,1 N/m 2 )

= 0,0513 m 1⁄2D o

Sin α = �

L

�

1

cos 45°

� + (0,045 m)

0,5 (3,28 m)

Sin 45o = � L

L

�

= 1,93 m

Tinggi konis Hk

= L . Cos α = 1,93 m × Cos 45o

Hk

= 1,01 m

Tinggi total tangki Htotal

= Hs + OA + Hk = 4,77 m + 0,8064 m + 1,01 m

Htotal

= 6,59 m

Penentuan pengaduk Jenis pengaduk

: flat 6 blade turbin impeller

Jumlah baffle

: 4 buah

Untuk turbin standar (McCabe, 1993), diperoleh Da/Dt = 1⁄3

; Da = 1⁄3 × 10,44 ft = 3,48 ft

E/Da = 1

; E = 3,48 ft

L/Da = 1⁄4

; L = 1⁄4 × 3,48 ft = 0,87 ft

W/Da = 1⁄5

; W = 1⁄5 × 3,48 ft = 0,69 ft


J/Dt

; J = 1⁄12 × 10,44 ft = 0,87 ft

= 1⁄12

Dimana : Dt

= Diameter tangki

Da

= Diameter impeller

E


L


W

= Lebar ¬ blade pada turbin

J

= Lebar blade


=

𝜌𝜌 . 𝑁𝑁 . (𝐷𝐷𝑡𝑡 )2

=

(62,43

𝜇𝜇

𝑙𝑙𝑙𝑙 ). 𝑓𝑓𝑓𝑓 3

= 18.415,4

(1 𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝 /𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑 ) . (10,44 𝑓𝑓𝑓𝑓 )2 �0,000369

𝑙𝑙𝑙𝑙 𝑚𝑚 𝑓𝑓𝑓𝑓 .𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑𝑑

�

NRe > 10000, maka perhitungan pengadukan menggunakan rumus : K T . n 3 . (D a )2 . ρ gc

P

=

KT

= 6,3

P

=

P

= 6.226,2 ft.lbf/detik × 550 𝑓𝑓𝑓𝑓 .𝑙𝑙𝑙𝑙

(6,3) . (1 putaran /detik )3 . (3,48 ft)2 . �62,43 lb /ft 3 � ft

32,174 lb m . lb f .detik 2 1 ℎ𝑝𝑝

= 11,32 hp



11,32 0,8

= 14,15 hp

Kebutuhan koagulan Digunakan koagulan Al2(SO4)3.18H2O sebanyak 10 mg/liter air (Walas, 2005). Jumlah koagulan yang ditambahkan = 10 mg/liter × 53,895 liter/jam = 558,95 mg/jam


D.4

Sand Filter (TT – 02) 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 =

53.895 kg/jam

Densitas, ρw

= 1.000 kg/m

3

= 33 lbm/detik = 62,43 lbm/ft3

Maka, laju alir volumetrik air, F

Qw = ρ w = w

33 lb m ⁄detik 62,43 lb m ⁄ft 3

= 0,529 ft3/detik = 0,898 m3/menit

Digunakan kecepatan filtrasi, Qf = 0,5 m3/m2.menit

Maka luas penampang tangki sand filter, (A) : A

=

Qw

=

0,898 m 3 /menit

Qf

0,5 m 3 /m 2 .menit

= 1,79 m2

A

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) = √A

= �1,79 m2

S

D.5

= 1,34 m

Bak Air Bersih (BP – 02) Fungsi

= Untuk menampung air bersih yang keluar dari Sand filter.

Tipe

= Bak persegi empat terbuat dari beton.

Laju air bersih

= 53.895 kg/jam

Waktu tinggal

= 2 jam

Jumlah air bersih

=

53.895 kg 1 jam

× 2 jam

= 107.790 kg Densitas air bersih

= 1.000 kg/m3


Volume air bersih

=

107.790 kg

1000 kg /m 3

= 107,79 m3

D.6

Faktor kelonggaran

= 20 %

Volume bak

= (1 + 0,2) × 107,79 m3 = 129,35 m3

Tinggi bak

=2m

Panjang bak


Volume

=P×L×T

129,35 m3

= L2 × 2

L

= 8,042 m

P

= 8,042 m

Ion Exchanger (KE – 01 dan AE – 01) Terdiri dari 2 (dua) buah tangki yaitu tangki kation exchanger dan tangki anion exchanger. Air yang masuk ke ion exchanger adalah air make-up umpan boiler. a. Kation exchanger (KE – 01) Fungsi

=

untuk mengikat kation dalam air dengan menggunakan resin asam.

Laju air, Fw

=

53.895 kg/jam

Densitas, ρw

=

1000 kg/m3

Faktor keamanan desain 20 % Rate volumetrik air masuk (Q) : Q

= =

1,20 × 53.895 kg/jam 1000 kg/m 3

64,67 m3/jam

Diperkirakan kandungan air masuk yang akan dihilangkan kationnya sebagai berikut : Mg+2;Ca+2 = 0,7995 mek/liter Fe+2

= 0,356 mek/liter

Mn+2

= 0,0182 mek/liter

Total

= 0,8533 mek/liter


Kation exchanger beroperasi 160 jam/minggu dengan 8 jam regenerasi perminggu. Total kation yang dihilangkan : =

0,8533 mek/liter × 1 grek/1000 mek × 64,67 m3/jam × 1000 liter/m3 ×160 jam

=

1.350,3165 grek

Resin yang digunakan jenis greensand (Fe silikat) dengan spesifikasi : (Perrys edisi 6 tabel 16 – 4 dan tabel 19 – 7 hal. 19 -41). Kapasitas penyerapan : 0,5 – 2,0 grek/liter ( diambil 0,5 grek/liter) Tinggi bed minimum : 24 in Regenerasi resin Volume resin, V

: HCl gr/liter resin =

kation yang diserap kapasitas penyerapan

=

1.350,3165 grek 0,5 grek/liter

=

2700,633 liter = 2,7006 m3

Dirancang tinggi bed h = D

 4V  =    π 

Diameter bed D

1

3

 4 × 2,7006  =    3,14 

1

3

= 1,5096 m

Digunakan diameter bed D = 1,5096 m Tinggi bed

h = D = 1,5096 m = 2 × tinggi bed

Tinggi tangki total H

= 2 × 1,5096 m = 3,0796 m Kebutuhan HCl untuk regenerasi resin : Diambil regenerasi : 110 % gr HCl/liter resin. HCl yang dibutuhkan = 1,1 gr HCl/liter × volume resin = 1,1 gr HCl/liter × 2700,633 liter = 2.970,6963 gr Untuk regenerasi digunakan larutan HCl 37% dengan densitas 1,180 gr/cm3. Kebutuhan HCl 37 % :


2.970,6963 gr 1,180 gr/cm 3

=

= 2.517,5392 cm3 = 2,517 liter Jadi untuk setiap 8 jam regenerasi/minggu dibutuhkan larutan HCl 37% sebanyak 2,517 liter

b. Anion Exchanger (AE – 01) Fungsi

=

untuk mengikat anion dalam air dengan menggunakan resin basa.

Laju air, Fw

=

53.895 kg/jam

Densitas, ρw

=

1000 kg/m3

Faktor keamanan desain 20 % Rate volumetrik air masuk (Q) : Q

1,20 × 53.895 kg/jam 1000 kg/m 3

= =

64,67 m3/jam

Diperkirakan kandungan air masuk yang akan dihilangkan anionnya : SO4-2 : 200 mg/liter

= 0,4167 mgrek/liter

NO-

: 10 mg/liter


-

: 1,5 mg/liter


F

Total Anion

exchanger


beroperasi

160

jam/minggu

dengan

8

jam

regenerasi/minggu. Total anion yang dihilangkan : =

0,8270 mgrek/liter × 64,67 m3/jam × 1 grek/1000 mgrek × 1000 liter/m3 × 160 jam

=

1.308,6977 grek

Resin yang digunakan jenis acrylicbased dengan spesifikasi : (Perrys edisi 6 tabel 16 – 4 hal. 16 – 10 dan tabel 19 – 7 hal. 19 – 41) a.

Kapasitas penyerapan : 0,35 – 0,70 grek/liter (diambil 0,5 grek/liter)

b.

Tinggi bed minimum : 30 in

c.

Regenerasi resin

: 70 – 140 gr NaOH/liter resin


Volume resin, V

=

anion yang diserap kapasitas penyerapan

=

1.308,6977 grek 0,50 grek/ltr

=

2.617,3954 liter

=

2,6173 m3

Dirancang tinggi bed h = D

4 V =   π 

Diameter bed D

1

3

 4 × 2,6173  =    3,14 

Tinggi bed

(h)

1

3

= 1,4349 m

= D = 1,4349 m = 2 × tinggi bed

Tinggi tangki total H

= 2 × 1,4349 m = 2,9878 m Kebutuhan NaOH untuk regenerasi resin : Diambil regenerasi : 70 gr NaOH/liter resin. NaOH yang dibutuhkan = 70 gr/liter × volume resin = 70 gr /liter × 2.617,3954 liter = 183.217,678 = 183,2176 kg Jadi untuk setiap 8 jam regenerasi/minggu dibutuhkan NaOH = 183,2176 kg.

D.7

Tangki Air Umpan Boiler (TT – 03) Fungsi

= menampung air yang keluar dari anion exchanger dan kondesat steam yang diresirkulasi untuk kebutuhan air umpan boiler.

Tipe

= Tangki persegi dengan konstruksi Stainless steel.

Laju air bersih

= 53.895 kg/jam

Waktu tinggal

= 2 jam

Jumlah air bersih

=

53.895 kg 1 jam

× 2 jam

= 107.790 kg


Densitas air bersih

= 1.000 kg/m3

Volume air bersih

=

107.790 kg

1000 kg /m 3

= 107,79 m3

D.8

Faktor kelonggaran

= 20 %

Volume bak

= (1 + 0,2) × 107,79 m3 = 129,35 m3

Tinggi bak

=2m

Panjang bak


Volume

=P×L×T

129,35 m3

= L2 × 2

L

= 8,042 m

P

= 8,042 m

Bak Air Pendingin (BP – 03) Fungsi

= menampung air pendingin make-up dan air bekas pendingin yang disirkulasi setelah melewati cooling tower.

Tipe

= Tangki persegi dengan konstruksi beton.

Laju air bersih

= 128.127,6 kg/jam

Waktu tinggal

= 1 jam

Jumlah air bersih

=

128.127,6 kg 1 jam

× 1 jam

= 128.127,6 kg Densitas air bersih

= 1.000 kg/m3

Volume air bersih

=

Faktor kelonggaran

= 20 %

Volume bak

= (1 + 0,2) × 128,13 m3 = 153,75 m3

Tinggi bak

=2m

Panjang bak


Volume

=P×L×T

153,75 m3

= L2 × 2

128.127,6 kg 1000 kg /m 3

L

= 8,768 m

P

= 8,768 m

= 128,13 m3


D.9

Bak Air Domestik (BP – 04) Fungsi

= Untuk menampung air untuk keperluan domestik.

Tipe

= Tangki persegi dengan konstruksi beton.

Laju air bersih

= 15.994,13 kg/jam

Waktu tinggal

= 1 jam

Jumlah air bersih

=

15.994,13 kg 1 jam

× 1 jam

= 15.994,13 kg Densitas air bersih

= 1.000 kg/m3

Volume air bersih

=

15.994,13 kg 1000 kg /m 3

= 15,99 m3 Faktor kelonggaran

= 20 %

Volume bak

= (1 + 0,2) × 15,99 m3 = 19,19 m3

Tinggi bak

=2m

Panjang bak


Volume

=P×L×T

19,19 m3

= L2 × 2

L

= 3,097 m

P

= 3,097 m

D.10 Cooling Tower (CT – 01) Fungsi

= mendinginkan air pendingin sebelum disirkulasi.

Tipe

= Induced draft cooling tower

Laju air, Fw

= 144.261,0947 kg/hr

Densitas, ρw

= 1000 kg/m3

Laju Volumetrik air (Q) = =

𝐹𝐹𝑤𝑤

𝜌𝜌 𝑤𝑤

128.127,6 kg/jam 1000 kg/m 3

= 128,12 kg/hr (635,19 gpm) Suhu air masuk CT – 01 = 45 oC = 113 oF Suhu air keluar CT – 01 = 30 oC = 86 oF Suhu wet bulb

= 70 oF


= 16 oF

Suhu approach

= 86 – 70

Suhu range

= 113 – 86 = 27 oF

Konsentrasi air 4 gpm/ft2 (Perrys edisi 6 hal. 12 – 15). Maka didapat luas permukaan teoritis tower (A) : A

=

635,19 gpm = 158,7975 ft2 2 4gpm/ft

Power teoritis fan (untuk 100 % standard performance) 0,04 Hp/ft2 luas tower. Power fan P

= 0,04 hp/ft2 × 158,7975 ft2 = 6,3519 hp

Power motor; BHp

=

P efisiensi motor

=

6,3519 hp 0,87

= 7,4728 hp Digunakan power motor standar sebesar 8 hp.


LAMPIRAN E PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI Dalam rencana pra rancangan pabrik pembuatan pektin dari kulit buah kakao ini digunakan asumsi sebagai berikut : 1. Perusahaan beroperasi selama 330 hari dalam setahun. 2. Kapasitas produksi maksimal adalah 5.000 ton/tahun. 3. Perhitungan didasarkan pada harga peralatan terpasang. 4. Harga alat disesuaikan dengan basis Desember 2010, dimana nilai tukar dollar terhadap rupiah adalah US$ 1=Rp 8.975,- (Harian kompas ,2010)

LE.1

Modal Investasi Tetap

LE.1.1

Modal Investasi Tetap Langsung (MITL)

A. Biaya Tanah Biaya tanah pada lokasi pabrik diperkirakan = Rp 250.000,-/m2 (Masyarakat Sei Alim asahan, 2010) Harga tanah seluruhnya

= 9300 m2 × Rp. 250.000,-/m2 = Rp. 2.325.000.000,-

Biaya perataan tanah diperkirakan 5 % dari harga tanah seluruhnya Biaya perataan tanah = 0,05 × Rp 2.325.000.000,- (Peters dkk, 2004) = Rp. 116.250.000,Total biaya tanah

= Rp. 2.325.000.000,- + Rp. 116.250.000,= Rp. 2.441.250.000.-


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

Luas 2

(m )

Harga (Rp/m2)

Jumlah (Rp)

2.800

3.000.000

8.400.000.000

Kantor

300

2.000.000

600.000.000

Parkir

500

600.000

300.000.000

Tempat Ibadah

100

1.000.000

100.000.000

80

500.000

40.000.000

Poliklinik

100

1.000.000

100.000.000

Bengkel

200

1.200.000

240.000.000

Pembangkit Listrik

150

2.000.000

300.000.000

Pengolahan Air

500

2.000.000

1.000.000.000

Pengolahan Limbah

320

500.000

160.000.000

Ruang Boiler

200

2.500.000

500.000.000

Area Kosong

1.245

200.000

249.000.000

50

1000.000

50.000.000

1.000

2.000.000

2.000.000.000

Laboratorium

380

100.000

38.000.000

Gudang Produk

375

2.500.000

937.500.000

Taman

500

500.000

250.000.000

Gudang Bahan Baku

500

600.000

300.000.000

9.300

23.200.000

15.564.500.000

Area proses

Kantin

Pos Keamanan Jalan

Total


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

𝐼𝐼

𝑚𝑚

𝐶𝐶𝑋𝑋 = 𝐶𝐶𝑌𝑌 �𝑋𝑋2 � . �𝐼𝐼𝑋𝑋 �

Dimana :

2

𝑌𝑌

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 (Xi)

Index (Yi)

n

Xi2

Yi2

Xi . Yi

2001

394,30

1

1

155.472,49

394,30

2002

395,60

2

4

156.499,36

791,20

2003

402,00

3

9

161.604,00

1.206,00

2004

444,20

4

16

197.313,64

1.776,80

2005

468,20

5

25

219.211,24

2.341,00

2006

499,60

6

36

249.600,16

2.997,60

2007

592,40

7

49

280.264,36

3.705,80

2008

575,40

8

64

331.085,16

4.603,20

2009

600,24

9

81

360.288,06

5.402,16

2010

632,60

10

100

400.182,76

6.326,00

Total

4.941,54

55

385

2.511.521,23

29.544,06

(Sumber : Peters dkk, 2004)


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

𝑟𝑟 =

(𝑛𝑛 . ∑ 𝑋𝑋𝑖𝑖 . 𝑌𝑌𝑖𝑖 ) − �∑ 𝑋𝑋𝑖𝑖 . ∑ 𝑌𝑌𝑖𝑖 �

��𝑛𝑛. ∑ 𝑋𝑋𝑖𝑖 2 − (∑ 𝑋𝑋𝑖𝑖 )2 �� × �𝑛𝑛. ∑ 𝑌𝑌𝑖𝑖 2 − (∑ 𝑌𝑌𝑖𝑖 )2 � (10 𝑥𝑥 29544,06) − (55 x 4941,54)

�{(10 x 385 − (55)2 )} × {55 x 2511521.228 − (4941,54)2 }

= 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 : 𝑎𝑎 =

=

𝑏𝑏 =

=

�∑ 𝑋𝑋𝑖𝑖 2 × ∑ 𝑌𝑌𝑖𝑖 � − (∑ 𝑋𝑋𝑖𝑖 × ∑ 𝑋𝑋𝑖𝑖 . 𝑌𝑌𝑖𝑖 ) 2 �𝑛𝑛 . ∑ 𝑋𝑋𝑖𝑖 � − (∑ 𝑋𝑋𝑖𝑖 )2

(385 × 4941,54)−(55 × 29544 ,06 ) (10 ×385)−55 2

= 336,448

(𝑛𝑛 𝑥𝑥 ∑ 𝑋𝑋𝑖𝑖 . 𝑌𝑌𝑖𝑖 ) − (∑ 𝑋𝑋𝑖𝑖 × ∑ 𝑌𝑌𝑖𝑖 . ) 2 �𝑛𝑛 . ∑ 𝑋𝑋𝑖𝑖 � − (∑ 𝑋𝑋𝑖𝑖 )2

(10 × 29544,06) − (55 × 4941,54 ) = 28,6738 (10 × 385) − 552

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 : 272,074 ft2

Luas permukaan (X2)

(Lampiran C)

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

= 272,04 ft2

Cy

= US$ 50.000

(Peters dkk,2004)

IX2015

= 766,555

(Persamaan regresi)

Iy2010

= 632,6

(Dari tabel LD-2)

m

= 0,54

(Peters dkk,2004)

Maka harga Vaporizer pada tahun 2010 : 𝑋𝑋

𝐼𝐼

𝑚𝑚

𝐶𝐶𝑋𝑋 = 𝐶𝐶𝑌𝑌 �𝑋𝑋2 � . �𝐼𝐼𝑋𝑋 � 1

𝑌𝑌

272,074

58114 ,155 0,54

𝐶𝐶𝑥𝑥 = 𝑈𝑈𝑈𝑈$ 50.000 × �272,074 � � = US$ 58.063,21 ×

𝑅𝑅𝑅𝑅 .8.975

= Rp.521.117.267.13

𝑈𝑈𝑈𝑈$ 1

632,6

�

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. No.

Nama Alat

Jumlah

Harga Satuan

Harga

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

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

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

1.273.224.983 1.273.224.983

1.161.245.128 2.322.490.256

4.751.753.009 6.810.439.956


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)

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

1

10.185.900

10.185.900


12

Tangki penyimpan IPA (TT-354)

1

25.075.500

25.075.500

13

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

7

Total

1.004.052.440 1.004.052.440


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

68.482.500

68.482.500

Total (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

=5%

-

Biaya asuransi

=1%

-

Bea masuk

= 15 %

-

PPn

= 10 %

-

PPh

= 10 %

-

Biaya gudang di pelabuhan

= 0,5 %

-

Biaya administrasi pelabuhan

= 0,5 %

-

Transportasi lokal

= 0,5 %

-

Biaya tak terduga

= 0,5 %

Total

= 43 %

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. 12.212.966.865,-

Biaya pemasangan diperkirakan 10 % dari harga total peralatan (Peters dkk, 2004) Biaya pemasangan = 0,1 × Rp. 12.212.966.865,- = Rp. 1.221.296.686,-


D. Harga peralatan terpasang (HPT) HPT

= Total harga peralatan + Biaya Pemasagan = Rp. 12.212.966.865 + Rp. 1.221.296.686 = Rp. 13.434.263.551,-

E. Instrumentasi dan Alat Kontrol Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 30 % dari total harga peralatan. (Peters dkk, 2004) Biaya instrumentasi dan alat kontrol

= 0,3 × Rp. 12.212.966.865,= Rp. 4.030.279.065,-

F. Biaya Perpipaan Diperkirakan biaya perpipaan 32 % dari total harga peralatan. (Peters dkk, 2004) Biaya perpipaan

= 0,32 × Rp. 12.212.966.865,= Rp. 4.298.964.336,-

G. Biaya Instalasi Listrik Diperkirakan biaya intalasi listrik 20 % dari total harga peralatan. (Peters dkk, 2004) Biaya instalasi listrik

= 0,2 × Rp. 12.212.966.865,= Rp. 2.442.593.373,-

H. Biaya Insulasi Diperkirakan biaya insulasi 25 % dari total harga peralatan. (Peters dkk, 2004) Biaya insulasi

= 0,25 × Rp. 12.212.966.865,= Rp. 3.053.241.716,-

I.

Biaya Investaris Kantor Diperkirakan biaya investaris kantor 5 % dari total harga peralatan. (Peters dkk, 2004)


Biaya investaris kantor

= 0,05 × Rp. 12.212.966.865,= Rp. 610.648.343,-

J.

Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 2 % dari total harga peralatan. (Peters dkk, 2004) Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan = 0,02 × Rp. 12.212.966.865,= Rp. 244.259.337,-

K. Biaya Sarana Transportasi Tabel LE.7 Biaya Sarana Transportasi Harga/Unit

Harga Total

(Rp)

(Rp)

New Prius Hybrid A/T

595.000.000

1.785.000.000

1

New Camry 2.4 G A/T

467.750.000

467.750.000

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

137.200.000

1.509.200.000

5.

Bus Karyawan

4

New Armada Evo M/T

300.000.000

1.200.000.000

5.

Truk

4

Dyna 4 110 Ps ST M/T

199.150.000

796.600.000

No.

Jenis Kendaraan

Unit

1.

Mobil Dewan Komisaris

3

2.

Mobil Direktur

3.

Jenis

7.672.300.000

Total

(Sumber : BeliToyota.com, 2010)

Total MITL

=A+B+D+E+F+G+H+I+J+K = Rp. 53.792.299.723,-

LE.1.2

Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL)

A. Pra Investasi Diperkirakan 10 % dari total harga peralatan (Peters dkk, 2004) = 0,1 × Rp. 12.212.966.865,= Rp. 1.221.296.686,-


B. Engineering dan Supervisi Diperkirakan 5 % dari total harga peralatan (Peters dkk, 2004) = 0,05 × Rp. 12.212.966.865,= Rp. 610.648.343,C. Biaya Engineering dan Supervisi Diperkirakan 5 % dari total harga peralatan (Peters dkk, 2004) = 0,05 × Rp. 12.212.966.865,= Rp. 610.648.343,D. Biaya Kontraktor Diperkirakan 5 % dari total harga peralatan (Peters dkk, 2004) = 0,05 × Rp. 12.212.966.865,= Rp. 610.648.343,E. Biaya Legalitas Diperkirakan 1 % dari total harga peralatan (Peters dkk, 2004) = 0,01 × Rp. 12.212.966.865,= Rp. 122.129.669,F. Biaya Tak Terduga Diperkirakan 15 % dari total harga peralatan (Peters dkk, 2004) = 0,15 × Rp. 12.212.966.865,= Rp. 1.831.945.030,Total MITTL

=A+B+C+D+E+F = Rp. 4.396.668.071,-

Total MIT

= MITL + MITTL = Rp. 53.792.299.723 + Rp. 4.396.668.071 = Rp. 58.188.967.794,-


LE.2

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

LE.2.1

Persediaan Bahan Baku

a.

Persediaan Bahan Baku Proses

1.

Kulit kakao kering Kebutuhan = 6.344,56 kg/jam Harga/kg

= Rp. 3.000/kg

(Kompas, 2010)

Harga total = 90 hari × 24 jam × 6.344,56 kg/jam × Rp. 3000/kg = Rp. 41.112.748.800,-

2.

Larutan HCl Kebutuhan = 639,76 kg/jam Yang bisa digunakan kembali = 231,98 kg/jam Harga/kg

= Rp. 1.750/kg

(Icis Pricing, 2010)

Harga total = 90 hari × 24 jam × (639,76 – 231,98) kg/jam × Rp. 1.750/kg = Rp. 1.506.481.200,-

3.

Larutan Isopropil Alkohol Kebutuhan = 1.288,4 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. 5.228.928.000,-

b. Persediaan Bahan Baku Utilitas 1.

Natrium Hidroksida (NaOH) Kebutuhan = 2,3108 kg/jam Harga

= Rp. 2.500,-/kg


Harga total = 90 hari × 2,3108 kg/jam × 24 jam × Rp. 2.500/kg = Rp. 12.478.320,-


2.

Asam sulfat (H2SO4) Kebutuhan = 71,5576 kg/jam Harga

= Rp. 1.400,-/kg


Harga total = 90 hari × 71,5576 kg/jam × 24 jam × Rp. 1.400,-/kg = Rp. 216.390.182,-

3.

Kaporit Kebutuhan = 0,12 kg/jam Harga

= Rp.18.000,-/kg

(Iklanmax.com, 2010)


4.

Solar Kebutuhan = 16,405 liter/jam Harga

= Rp. 4.500,-/liter

(PT. Pertamina, 2010)

Harga total = 90 hari × 16,405 liter/jam × 24 jam × Rp. 4.500,-/liter = Rp. 159.456.600,-

5.

Alum (Al2(SO4)3.18H2O) Kebutuhan = 1,7509 kg/jam Harga

= Rp. 2.500,-/kg

(PT. HSCM, 2010)


6.

Natrium Karbonat (Na2CO3) Kebutuhan = 0,495 kg/jam Harga

= Rp. 3.500,-/kg

(PT. HSCM, 2010)


Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 (tiga) bulan adalah = Rp. 48.254.406.242,-


Maka total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 1 (satu) tahun adalah = Rp. 48.254.406.242,-/90 hari × 330 hari/90 hari = Rp. 176.932.822.889

LE.2.2

Kas

1.

Gaji Pegawai

Tabel LE.8 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

2.000.000

8.000.000

Total

Total gaji pegawai selama 3 bulan

160

Total

703.000.000

= 3 × Rp. 703.000.000,= Rp. 2.109.000.000,-

2. Biaya Administrasi Umum Diperkirakan 5 % dari gaji pegawai = 0,05 × Rp. 2.109.000.000,= Rp. 35.150.000,-


3. Biaya Pemasaran Diperkirakan 5 % dari gaji pegawai = 0,05 × Rp. 2.109.000.000,= Rp. 35.150.000,-

4. Pajak Bumi dan Bangunan Dasar perhitungan Pajak Bumi dan Bangunan (PBB) mengacu kepada Undang – Undang RI No. 20 Tahun 2000 Jo UU No.21 Tahun 1997 tentang Bea Perolehan Hak atas Tanah dan Bangunan adalah sebagai berikut : -

Yang menjadi objek pajak adalah perolehan hak atas tanah dan hak atas bangunan (Pasal 2 ayat 1 UU No. 20/00).

-

Dasar pengenaan pajak adalah nilai perolehan objek pajak (Pasal 6 ayat 1 UU No. 20/00).

-

Tarif pajak ditetapkan sebesar 5 % (Pasal 5 UU No. 21/97).

-

Nilai perolehan objek pajak tidak kena pajak ditetapkan sebesar Rp. 30.000.000,- (Pasal 7 ayat 1 UU No. 21/97).

-

Besarnya pajak yang terutang dihitung dengan cara mengalikan tarfi pajak dengan nilai perolehan objek kena pajak (Pasal 8 ayat 2 UU No. 21/97).

Maka berdasarkan penjelasan di atas, perhitungan PBB ditetapkan sebagai berikut. Tabel LE.9 Wajib Pajak Pabrik Pembuatan Pektin dari Kulit Kakao Objek Pajak Bumi

Luas (m2) 9.300

NPOP (Rp) Per m2

Jumlah

100.000

930.000.000

Bangunan

6.055 300,000 1.816.500.000 Nilai Perolehan Objek Pajak (NPOP) sebagai dasar pengenaan PBB = Rp. 930.000.000 + Rp. 1.816.500.000 = Rp. 2.746.500.000,Bangunan yang tidak kena pajak ialah tempat ibadah yaitu sebesar 100 m2 NPOP Tidak Kena Pajak

= Rp. 30.000.000,-

NPOP untuk penghitung PBB

= Rp. 2.746.500.000 - Rp.30.000.000 = Rp. 2.716.500.000,-


Pajak Bumi dan Bangunan yang terutang

= 5 % × Rp. 2.716.500.000,= Rp. 135.825.000,-

Pajak Bumi dan Bangunan per 3 bulan

= (3/12) × Rp. 135.825.000,= Rp. 33.956.250,-

Tabel LE.10 Perincian Biaya Kas per 3 Bulan No

Jenis Biaya

Jumlah (Rp.)

1

Gaji Pegawai

2.109.000.000

2

Administrasi

35.150.000

3

Pemasaran

35.150.000

4

Pajak Bumi dan Bangunan

33.956.250

Total

LE.2.3

2.213.256.250

Biaya Start-Up Diperkirakan 12 % dari Modal Investasi Tetap (Peters dkk, 2004) = 0,12 × Rp. 58.188.967.794,- = Rp. 6.982.676.135,-

LE.2.4

Piutang Dagang 𝑃𝑃𝑃𝑃 =

𝐼𝐼𝐼𝐼

12

Dimana :

1.

× 𝐻𝐻𝐻𝐻𝐻𝐻 PD

= Piutang dagang

IP

= Jangka waktu kredit yang diberikan (3 bulan)

HPT

= Hasil penjualan tahunan

Penjualan Pektin Produksi pektin kulit kakao

= 5.000.000 kg/tahun

Harga jual pektin adalah

= Rp. 58.225,31/kg

(AUIC, 2010)

Hasil penjualan pektin per tahun, = 5.000.000 kg/tahun × Rp. 58.225,31/kg = Rp. 291.126.562.500,-

2.

Penjualan Cake Kulit Kakao Produksi cake kulit kakao

= 47.922.170 kg/tahun

Harga jual cake per kg adalah

= Rp. 250/kg (Kompas, 2010)


Hasil penjualan cake per tahun,

= 47.922.170 kg/tahun × Rp. 250/kg = Rp. 11.980.542.500,-

3.

Penjualan Larutan Pektin Encer Produksi larutan pektin encer

= 120.832.640 kg/tahun

Harga jual larutan per kg adalah

= Rp. 850/kg

Hasil penjualan larutan pektin encer per tahun, = 120.832.640 kg/tahun × Rp. 850/kg = Rp. 102.707.744.000,-

Total Hasil Penjualan Tahunan = Rp. 291.126.562.500 + Rp. 11.980.542.500 + Rp. 102.707.744.000 = Rp. 405.814.849.000,3

Piutang dagang = 12 × Rp. 405.814.849.000,= Rp. 101.453.712.250,-

Tabel LE.11 Perincian Modal Kerja No

Jenis Biaya

Jumlah (Rp.)

1

Bahan baku proses dan utilitas

48.254.406.242

2

Kas

2.213.256.250

3

Start up

6.982.676.135

4

Piutang Dagang

101.453.712.250

Total

158.904.050.878

Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja = Rp. 58.188.967.794 + Rp. 158.904.050.878 = Rp. 217.093.018.672,-


Modal ini berasal dari : 1. Modal Sendiri

= 60 % dari total modal investasi = 0,6 × Rp. 217.093.018.672,= Rp. 130.255.811.203,-

2. Pinjaman dari Bank

= 40 % dari total modal investasi = 0,4 × Rp. 217.093.018.672,= Rp. 86.837.207.469,-

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 8,25 % dari modal pinjaman bank (Bank Mandiri, 2010) = 0,0825 × Rp. 86.837.207.469,= Rp. 7.381.162.635,-

C. Despresiasi dan Amortiasi Pengeluaran untuk memperoleh harta berwujud yang mempunyai masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun harus dibebankan sebagai biaya untuk mendapatkan, menagih, dan memelihara penghasilan melalui penyusutan (Rusdji, 2004). Pada Perancangan pabrik ini, dipakai metode garis lurus atau straight line method. Dasar penyusutan menggunakan masa manfaat dan tarif penyusutan sesuai dengan Undang – Undang Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000 Pasal 11 ayat 6 seperti yang tertera pada tabel LE.12 berikut ini.


Tabel LE.12 Aturan Depresiasi sesuai UU Republik Indonesia No.17 Tahun 2000 Wujud Harta

Masa

Tarif

(Tahun)

(%)

Beberapa Jenis Harta

I. Bukan Bangunan 1. Kelompok 1

4

25,00 Mesin kantor, Perlengkapan

2. Kelompok 2

8

12,25 Kendaraan, Truk kerja

3. Kelompok 3

16

6,25 Mesin Industri Kimia

20

5,00 Bangunan, Sarana penunjang

II. Bangunan Permanen (Sumber : Rusdji, 2004)

Despresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol. 𝐷𝐷 =

𝑃𝑃−𝐿𝐿 𝑛𝑛

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. 4.396.668.071,= Rp. 879.333.614,-

Tabel LE.13 Perkirakan Biaya Depresiasi Komponen Bangunan

Biaya (Rp)

Umur (tahun)

Depresiasi (Rp)

15.564.500.000

20

778.225.000

Peralatan proses

7.600.009.306

16

475.000.582

Peralatan utilitas

1.072.534.940

16

67.033.434

Instrumentasi

4.030.279.065

4

1.007.569.766

Perpipaan

4.298.964.336

4

1074.741.084


Instalasi listrik

2.442.593.373

4

610.648.343

Insulasi

3.053.241.716

4

763.310.429

Invertaris kantor

610.648.343

4

152.662.086

Perlengkapan

244.259.337

4

61.064.834

7.672.300.000

8

959.037.500

Sarana transportasi

Total

5.949.293.058


Total biaya depresiasi dan amortiasi = Rp. 5.949.293.058 + Rp. 879.333.614 = Rp. 6.828.626.673,-

D. Biaya Tetap Perawatan -

Perawatan mesin dan alat-alat proses Diperkirakan 5 % dari harga peralatan terpasang (Peters dkk, 2004) = 0,05 × Rp. 13.434.263.551,-

-

= Rp. 671.713.178,-

Perawatan bangunan Diperkirakan 5 % dari harga bangunan (Peters dkk, 2004) = 0,05 × Rp. 15.564.500.000,-

-

= Rp. 778.225.000,-

Perawatan kendaraan Diperkirakan 5 % dari harga kendaraan (Peters dkk, 2004) = 0,05 × Rp. 7.672.300.000,-

-

= Rp. 383.615.000,-

Perawatan instrumentasi dan alat kontrol Diperkirakan 5 % dari harga instrumentasi dan alat kontrol (Peters dkk, 2004) = 0,05 × Rp. 4.030.279.065,-

-

= Rp. 201.513.953,-

Perawatan perpipaan Diperkirakan 5 % dari harga perpipaan (Peters dkk, 2004) = 0,05 × Rp. 4.298.964.336,-

-

= Rp. 214.948.217,-

Perawatan instalasi listrik Diperkirakan 5 % dari harga instalasi listrik (Peters dkk, 2004) = 0,05 × Rp. 2.442.593.373,-

= Rp. 122.129.669,-


-

Perawatan insulasi Diperkirakan 5 % dari harga insulasi (Peters dkk, 2004) = 0,05 × Rp. 3.053.241.716,-

-

= Rp. 152.662.086,-

Perawatan invertaris kantor Diperkirakan 5 % dari harga invertaris kantor (Peters dkk, 2004) = 0,05 × Rp. 610.648.343,-

-

= Rp. 30.532.417,-

Perawatan perlengkapan kebakaran Diperkirakan 5 % dari harga perlengkapan kebakaran (Peters dkk, 2004) = 0,05 × Rp. 244.259.337,Total biaya perawatan

= Rp. 12.212.967,= Rp. 2.567.552.486,-

E. Biaya Tambahan (Plant Overhead Cost) Diperkirakan 5 % dari modal investasi tetap (Peters dkk, 2004) = 0,05 × Rp. 58.188.967.794,-

= Rp. 2.909.448.390,-

F. Biaya Laboratorium, Penelitian dan Pengembangan Diperkirakan 5 % dari biaya tambahan (Peters dkk, 2004) = 0,05 × Rp. 2.909.448.390,-

= Rp. 145.472.419,-

G. Hak Paten dan Royalti Diperkirakan 1 % dari modal investasi tetap (Peters dkk, 2004) = 0,01 × Rp. 58.188.967.794,-

= Rp. 581.889.678,-

H. Biaya Asuransi -

Asuransi pabrik diperkirakan 0,31 % dari modal investasi tetap (AAJI, 2010) = 0,0031 × Rp. 58.188.967.794,-

-

= Rp. 166.756.129,-

Asuransi karyawan Premi asuransi = Rp. 351.000/tenaga kerja (PT. Prudential L.A., 2010) = 160 tenaga kerja × Rp. 351.000/tenaga kerja = Rp. 56.160.000,-


Total biaya asuransi

= Rp. 222.916.129,-

I. Pajak Bumi dan Bangunan PBB = Rp. 135.825.000,-

Total biaya tetap, FC

=A+B+C+D+E+F+G+H+I = Rp. 31.182.068.410,-

LE.3.2

Biaya Variabel

A. Biaya Variabel Bahan Proses dan Utilitas per tahun = Rp. 176.932.822.889,-

B. Biaya Variabel Pemasaran Diperkirakan 5 % dari biaya variabel bahan baku = 0,05 × Rp. 176.932.822.889,= Rp. 8.846.641.144,-

C. Biaya Variabel Perawatan dan Penanganan Lingkungan Diperkirakan 0,5 % dari biaya variabel bahan baku = 0,005 × Rp. 176.932.822.889,= Rp. 884.664.114,-

D. Biaya Variabel Lainnya Diperkirakan 2 % dari biaya variabel bahan baku = 0,02 × Rp. 176.932.822.889,= Rp. 3.538.656.458,-

Total biaya variabel

= Rp. 190.202.784.605,-

Total biaya produksi = Biaya tetap + Biaya variabel = Rp. 31.182.068.410 + Rp. 190.202.784.605 = Rp. 221.384.853.015,-


LE.3.3

Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan

A. Laba Sebelum Pajak Laba awal

= Total penjualan – Total biaya produksi = Rp. 405.814.849.000 – Rp. 221.384.853.015 = Rp. 184.429.995.985,-

Bonus karyawan

= 0,5 % × Laba sebelum pajak = 0,0005 × Rp. 184.429.995.985,= Rp. 922.149.980,-

Pengurangan bonus atas laba sebelum pajak sesuai dengan UU RI No. 17/00 Pasal 6 ayat 1 sehingga : Laba sebelum pajak

= Rp. 184.429.995.985 – Rp. 922.149.980 = Rp. 183.507.846.005,-

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.(183.507.846.005 - 100.000.000)

= Rp

55.022.353.801,-

= Rp

55.034.853.801,-

Total PPh Laba Setelah pajak Laba setelah pajak

= laba sebelum pajak – PPh = Rp. 183.507.846.005 – Rp. 55.034.853.801 = Rp. 128.472.992.203,-


LE.4 A.

Analisa Aspek Ekonomi Profit Margin (PM) 𝑃𝑃𝑃𝑃 = 𝑃𝑃𝑃𝑃 =

𝐿𝐿𝐿𝐿𝐿𝐿𝐿𝐿 𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠 𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝

× 100 %

𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡 𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝

Rp. 183.507.846.005 × 100 % Rp. 405.814.849.000

= 45,22 %

Profit Margin sebesar 45,22 % menunjukkan keuntungan perusahaan yang diperoleh tiap tahunannya.

B.

Break Even Point (BEP) 𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵 = 𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵 =

𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵 𝑇𝑇𝑇𝑇𝑇𝑇𝑇𝑇𝑇𝑇

𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡 𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝 −𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵𝐵 𝑉𝑉𝑉𝑉𝑉𝑉𝑉𝑉𝑉𝑉𝑉𝑉𝑉𝑉𝑉𝑉

× 100 %

Rp. 31.182.068.410 × 100 % Rp. 405.814.849.000 − Rp. 190.202.784.605

= 14,46 %

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 di atas diketahui pendapatan dan pengeluaran sebanding. Kapasitas produksi pektin kulit kakao pada titik BEP, = 14,46 % × 5.000.000 kg/tahun = 723.105,84 kg Nilai penjualan pada titik BEP

= 14,46 % × Rp. 405.814.849.000,-

= Rp. 58.689.417.119,-

C.

Return of Network (RON) RON =

RON =

Laba setelah pajak modal sendiri

× 100 %

Rp. 128.472.992.203 × 100 % Rp. 130.255.811.203

= 98,63 %


D.

Return of Investment (ROI) 𝑅𝑅𝑅𝑅𝑅𝑅 = 𝑅𝑅𝑅𝑅𝑅𝑅 =

𝐿𝐿𝐿𝐿𝐿𝐿𝐿𝐿 𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠𝑠 ℎ 𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝𝑝

𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡𝑡 𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚 𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖𝑖

× 100 %

Rp. 128.472.992.203 × 100 % Rp. 217.093.018.672

= 59,18 %

E.

Pay Out Time (POT) 𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃𝑃 =

POT =

1

𝑅𝑅𝑅𝑅𝑅𝑅 1

× 1 𝑡𝑡𝑡𝑡ℎ𝑢𝑢𝑢𝑢

0,5918

× 1 𝑡𝑡𝑡𝑡ℎ𝑢𝑢𝑢𝑢

= 1,69 Tahun = 2 Tahun

POT selama 2 tahun merupakan jangka waktu pengembalian modal dengan asumsi bahwa perusahaan beroprasi 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 LE.1 Grafik BEP Pabrik Pektin dari Kulit Kakao dengan Kapasitas Produksi 5.000 ton/ tahun

BEP = 14,46 %

Tabel LE.14 Data Perhitungan Internal Rate of Return (IRR)

IRR = 𝑖𝑖1 +

Σ 𝑃𝑃𝑃𝑃𝑖𝑖 1

Σ 𝑃𝑃𝑃𝑃𝑖𝑖 1 − Σ 𝑃𝑃𝑃𝑃𝑖𝑖 2

IRR = 70% +

IRR = 70,80 %

× (𝑖𝑖2 − 𝑖𝑖1 )

Rp. 2.730.615.556

Rp. 2.730.615.556 − (−Rp.696.800.882)

× (71 % − 70 %)


LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

Recommend Documents