LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

Kapasitas Produksi

: 1500 ton/tahun

1 Tahun operasi

: 300 hari

1 hari produksi

: 24 jam

Dasar perhitungan

: 1 jam operasi

Basis CPO

: 842,435 kg/jam

Satuan

: kg/jam

Kapasitas produksi dalam 1 jam operasi =

1500 ton 1tahun 1000 kg 1hari x x x 1tahun 300 hari 1ton 24 jam

= 208,333 kg/jam Kemurnian Produk : •

Asam stearat (C 18 )

= 1% x 208,333 kg/jam = 2,083 kg/jam

•

Asam oleat (C 18 F 1 )

= 98% x 208,333 kg/jam = 204,166 kg/jam

•

Asam linoleat (C 18 F 2 )

= 1% x 208,333 kg/jam = 2,083 kg/jam

Kemurnian bahan baku : •

CPO

•

Impuritis = 0,2%

= 99,8%

Komposisi Asam Lemak (Bailey’, 1989) : •

Asam miristat (C 14 )

= 2%

•

Asam Palmitat (C 16 )

= 43%

•

Asam Stearat (C 18 )

= 4%

•

Asam Oleat (C 18 F 1 )

= 42%

Universitas Sumatera Utara

•

Asam Linoleat (C 18 F 2 )

•

Asam Linolenat (C 18 F 3 ) = 1%

= 2%

Berat Molekul masing-masing komponen (kg/kmol) ………..(Perry, 1986) •

Trigliserida Asam lemak

= 885,445

•

Gliserol

= 92,09

•

Asam miristat (C 14 )

= 228,36

•


= 256,42

•

Asam Stearat (C 18 )

= 284,47

•

Asam Oleat (C 18 F 1 )

= 282,45

•

Asam Linoleat (C 18 F 2 )

= 280,44

•

Asam Linolenat (C 18 F 3 )

= 312,52

•

H2O

= 18,016

1. KOLOM FRAKSINASI II (KF-102)

C18 C18F1 C18F2 12 C18F3

C18 C18F1 C18F2 13 Fraksinasi-01 2550C, 1 atm

14

C18F1 C18F2 C18F3

Pada Kolom Fraksinasi 2 diharapkan C 18 F 1 pada produk bawah 2,77% dari umpan C 18 F 2 pada produk bawah 94,85% dari umpan. (Lab PT. Ecogreen Oleo Chemical, 2005) Neraca Massa Total : N12 = N13 + N14 Neraca Massa Komponen : Alur 15 Jumlah produk as.Oleat (F15) 208,333 kg/jam memiliki kemurnian produk : C 18

= 1% N15

= 0,01 x 208,333 kg/jam

= 2,083 kg/jam


C 18 F 1 = 98% x N15 = 0,98 x 208,333 kg/jam

= 204,166 kg/jam

C 18 F 2 = 1% x N15

= 2,083 kg/jam

= 0,01 x 208,333 kg/jam

Alur 14 C 18 F 1 : N12 C18F1 N12 C18F1

= N13 C18F1 + N14 C18F1 = 204,166 kg/jam + 0,0277 N12 C18F1

(1-0,0277) N12 C18F1 = 204,166 kg/jam 0,9723 N12 C18F1 = 204,166 kg/jam N12 C18F1 = 209,982 kg/jam C 18 F 2 : N12 C18F2 N12 C18F2

= N13 C18F2 + N14 C18F2 = 2,083 kg/jam + 0,9485 N12 C18F2

(1-0,9485) N12 C18F2 = 2,083 kg/jam 0,0515 N12 C18F2 = 2,083 kg/jam N12 C18F1 = 40,446 kg/jam C 18 F 1 : N12 C18 N12 C18

= N13 C18 = 2,083 kg/jam

Alur 16 C 18 F 1 : N14 C18F1 N12 C18F1 C 18 F 2 : N12 C18F2 N12 C18F1 C 18 F 3 : N14 C18F3

= N12 C18F1 - N13 C18F1 = (209,982 - 204,166) kg/jam = 5,816 kg/jam = N12 C18F2 - N13 C18F1 = (40,446 – 2,083) kg/jam

= 38,363 kg/jam

= N12 C18F3

N14 C18F3

= (100-94,85-2,77)% N12 C18F1

N14 C18F3

= 0,0238 N12 kg/jam

Dari neraca Total N12

= N13 + N14

N12

= 208,333 kg/jam + N14

Persentase C18F3 pada produk 0,0238 N13 = 0,0238 x 208,333 kg/jam = 4,958 kg/jam N12 C18F3

= N14 C18F3

= 4,958 kg/jam


Tabel LA.1 Hasil perhitungan Neraca massa pada Kolom Fraksinasi 02 Komponen

Massa masuk

Massa Keluar (Kg/jam)

(Kg/jam) Alur 12

Alur 13

Alur 14

C 18

2,083

2,083

-

C 18 F 1

209,982

204,166

5,816

C 18 F 2

40,446

2,083

38,363

C 18 F 3

4,958

-

4,958

Sub Total

257,47

208,333

49,137

Total

257,47

257,47

2. KOLOM FRAKSINASI I (KF-102)

C14 C16 C18 C18F1 C18F2 C18F3 H2O

C14 C16 C18 11 H2O 8

Fraksinasi-01 2550C, 1 atm

12

C18 C18F1 C18F2 C18F3

Pada Kolom Fraksinasi I diharapkan laju alir produk bawah dan laju alir produk atas = 84,62% (F13) dan 15,38% (F11). Perbandingan Asam lemak dengan air pada umpan yang masuk kolom fraksinasi I = 28,61 % dan 71,39%. Komposisi Asam Lemak: C 14

= 2%

C 16

= 43%

C 18

= 4%

C 18 F 1 = 42% C 18 F 2 = 8% C 18 F 3 = 1% (Lab PT. Ecogreen Oleo Chemical, 2005) Neraca massa total :


N10

= N11 + N12

Alur 11 N11 x 0,1538 = 257,47 kg/jam N11 = 1674, 057 kg/jam C 18 = 2,083 kg/jam C 18 F 1 = 209,982 kg/jam C 18 F 2 = 40,446 kg/jam C 18 F 3 = 4,958 kg/jam H 2 O = 0,7139 x 1674,057 kg/jam = 1195,109 kg/jam Asam lemak = 1674,057 – 1195,057 = 478,948 kg/jam •

C 14

= 0,02 x 478,948 kg/jam = 9,578 kg/jam

•

C 16

= 0,43 x 478,948 kg/jam = 205,948 kg/jam

•

C 18

= 0,04 x 478,948 kg/jam = 19,158 kg/jam

Alur 13 C 14 N10 = C 14 N11 = 9,578 kg/jam C 16 N10 = C 14 N11 = 205,948 kg/jam C 18 N11 = C 18 N10 - C 18 N12 = 19,158 – 2,083 = 17,075 kg/jam LA.2 Hasil Perhitungan neraca massa pada Kolom Fraksinasi 1 Komponen

Massa Masuk Kg/jam (Alur 10)

Massa Keluar Alur 11

Alur 12

C 14

9,578

9,578

-

C 16

205,948

205,948

-

C 18

19,158

17,075

2,083

C 18 F 1

209,982

-

209,982

C 18 F 2

40,446

-

40,446

C 18 F 3

4,958

-

4,958

1195,109

1195,109

-

H2O


Sub Total

1685,176 1.415,562

TOTAL

1685,176

257,47

1685,176

3. FLASH TANK I (FT-101) H2O C14 C16 C18 C18F1 C18F2 C18F3 H2O

9 8

Flash Tank 2550C, 54 atm

10

C14 C16 C18 C18F1 C18F2 C18F3 H2O

Neraca massa total N8 = N9 + N10 •

Entalpi umpan masuk T = 2550C H x1 = 1.202 Btu/Lb

•

Entalpi umpan keluar T = 1200C H x1 = 452,547 Btu/Lb

•

Tekanan umpan massa pada P = 54 atm λ = 1.096,206 Btu/lb % flash

=

H x1 − H x2 x 100% λ

=

1.202 − 452,547 x100% 1.096,206

= 68,38% Diinginkan pemisahan asam lemak 98% maka banyaknya air yang dikeluarkan flash tank.  100 − 98  9 8 100 − 68,38  x N H 2O = N  


= N9 ……………..(1)

0,06325 x N H8 2O

Neraca Massa Komponen: H2O

: N9 H2O = 0,06325 N8 H2O N10 H2O = N8 H2O - N9 H2O 1195,109 = (1-0,06325) N8 H2O 1195,109 = 0,93675 N8 H2O N8 H2O

= 1275,803 kg/jam

N8 C14 = N10 C14 = 9,578 kg/jam N8 C16 = N10 C16 = 205,948 kg/jam N8 C18 = N10 C18 = 19,158 kg/jam N8 C18 F 1 = N10 C18 F 1 = 209,982 kg/jam N8 C18 F 2 = N10 C18 F 2 = 40,446 kg/jam N8 C18 F 3 = N10 C18 F 3 = 4,958 kg/jam N8 H2O = 1275,803 kg/jam Alur 10 N10 H2O = 1275,803 – 1195,109 = 806,94 kg/jam Tabel LA.3 Hasil Perhitungan neraca massa pada Flash Tank Komponen

Massa masuk

Massa Keluar

(Kg/jam) Alur 8 Alur 10

Alur 11

C 14

9,578

-

9,578

C 16

205,948

-

205,948

C 18

19,158

-

19,158

C 18 F 1

209,982

-

209,982

C 18 F 2

40,446

-

40,446

C 18 F 3

4,958

-

4,958

H2O Sub Total TOTAL

1275,803

80,694

1765,87

80,694

1.765,87

1195,109 1685,176

1.765,87


4. SPLITTER (SP-101) H2O

Steam 6

5 CPO H2O

Splitting 2550C, 54 atm

4

7

8

Asam lemak H2O Steam

CPO Gliserol H2O Didalam Splitter terbentuk Asam Lemak dan gliserol dari hasil reaksi Trigliserida yang terkonversi 99%. Air yang diumpankan 40% dari banyaknya CPO. (Lab PT. Ecogreen Oleo Chemical, 2005) Reaksi : O CH 2 – C – C CH2 - OH

R O CH 2 – C – C

O + 3H 2 O

CH 2 – OH

R

+ 3R – C OR

O

CH2 - OH

CH 2 – C – C R Trigliserida

Air

Gliserol

As. Lemak

Tabel LA.1 Berat molekul masing masing komponen Komponen

Berat molekul

% Berat

BM rata-rata

Asam miristat

228,36

2%

4,5672

Asam Palmitat

256,42

43 %

110,2606


Asam Stearat

284,47

4%

11,3788

Asam Oleat

282,45

42 %

118,629

Asam linoleat

280,44

2 %

5,6088

Asam Linolenat

312,52

1%

3,1252

Total

253,5696

Dari perbandingan mol trigliserida dengan mol Asam lemak = 1 : 3 Mol Trigliserida

=3 x mol As.lemak =1/3 x

485,117 kg 253,5696 kg / kmol

= 0,637 Kmol/jam Maka berat trigliserida pada umpan = 0,637 kmol x 885,445 kg/kmol = 783,618 kg. N trigliserida X reaktan

Laju pembentukan Produk (r) =

=

− τ reaktan 0,885 x 0,99 − (−1)

= 0,876 Kmol/jam Neraca mol komponen : Trigliserida : N CPO 7

= N CPO 4 – r = 0,885 – 0,876 = 0,009 Kmol/jam x 885,445 Kg/mol = 7,699 Kg/jam

Gliserol : N gliseol 7

= Nin + r = 0 + 0,876 Kmol/jam = 0,876 Kmol/jam x 92,09 Kg/mol = 80,67 Kg/jam

Air : N H2O 5

= Nin + 3 r = 40% x N CPO 1 = 0,44 x 783,618 kg/jam = 313,447 kg/jam

Komposisi CPO pada umpan 93,2%, Air yang keluar dari splitting akan larut bersama gliserol dan diharapkan 2,56% steam bersama produk atas


N CPO 4

= 0,932 x N4 = 783,618 kg/jam N4

= 840,791 kg/jam

Maka jumlah air pada alur 4 = 840,751 – 783,618 = 57,133 kg/jam : N6 kondensat = N steam

Steam

= 3.326,24 Kg/jam (Lampiran B) N6 Steam = 2,56% x N Steam = 2,56 x 3.326,24 Kg/jam = 85,151 Kg/jam Maka total air yang keluar = Nout + N Kondensat N Htotal 2O = 215,149 + 3.326,24 = 3.541,389 Kg/jam Dimana :

N8H 2 O = 36% x N Htotal 2O = 1.274,9 Kg/jam

N 7H 2 O = N Kondensat - N8H 2 O = 3.326,24 – 1.274,9 = 2.051,34 Kg/jam

Tabel LA.4 Hasil Perhitungan neraca massa pada Splitting Komponen

Massa Masuk (Kg/jam) Alur 4

CPO

Alur 5


Alur 6

Alur 7

Alur 8

840,751

-

-

7,699

-

Gliserol

-

-

-

80,670

-

Asam Lemak

-

-

-

-

485,117

57,133

313,447

-

2051,34

1275,803

-

-

3.326,24

-

85,151

897,994

313,447

3.326,24

H2O Steam Sub Total TOTAL

3.990,73

2139,709

1851,021

3.990,73


5. SEPERATOR H2O (2) Seperator 450C, 1 atm

1

CPO H2O

4

CPO H2O

3 Impuritis H2O

Pada seperator terjadi proses Degumming untuk mengikat Impuritis dalam CPO. Data kelarutan CPO pada temperatur 800C……………(Perry,1986) Kelarutan CPO dalam air

= 7 kg/100 kg H 2 O

Kelarutan Impuritis dalam air = 98 kg/100 kg H 2 O Neraca massa total : N1 + N2 = N3 + N4 CPO : N 1 4

= 99,8% N1

840,751

= 99,8% x 528,803 kg/jam = 842,435 kg/jam

Impuritis: N 2 4 = 0,2% N1 = 0,2% x 842,435 kg/jam = 1,684 kg/jam H2O : N12 N2

= N23 + N24 =

7 kg CPO x N1 100 kg H 2O

=

7 kg CPO x 842,435 kg/jam 100 kg H 2O

= 58,970 kg/jam N3 2

=

100 kg CPO x 1,684 kg/jam 98 kg imp


= 1,718 kg/jam Maka : N 2 4

= N2 – N 2 3 = 58,97 – 1,718 = 57,252 kg/jam

Tabel LA.5 Hasil perhitungan neraca massa pada Seperator Komponen

CPO

Massa Masuk (Kg/jam)


Alur 1

Alur 3

Alur 2

Alur 4

840,751

-

-

840,751

1,684

-

1,684

-

-

58,97

1,718

57,252

842,435

58,97

3,402

898,003

Impuritis H2O

TOTAL

901,405

901,405

6. Flash Tank 02 H2O CPO Gliserol H2O

15 7


16

CPO Gliserol H2O

Neraca massa total N7 = N15 + N16 •

Entalpi umpan masuk T = 2550C H x1 = 1.202 Btu/Lb

•

Entalpi umpan keluar T = 1200C H x1 = 452,547 Btu/Lb

•

Tekanan umpan massa pada


P = 54 atm λ = 1.096,206 Btu/lb % flash

=

H x1 − H x2 x 100% λ

=

1.202 − 452,547 x100% 1.096,206

= 68,38% Diinginkan pemisahan gliserol 98% maka banyaknya air yang dikeluarkan flash tank.  100 − 98  9 8 100 − 68,38  x N H 2O = N   = N9 ……………..(1)

0,06325 x N H8 2O

Neraca Massa Komponen: H2O

: N15 H2O = 0,06325 N7 H2O N15 H2O = N7 H2O – N16 H2O 2051,34 = (1-0,06325) N7 H2O 2051,34 = 0,93675 N7 H2O N15 H2O

= 1921,14 kg/jam

N7 Gliserol

= N16 gliserol

N7 CPO

= N16 CPO

N15 H2O

= 1921,14 kg/jam

= 7,699 kg/jam = 80,670 kg/jam

Alur 9 N16 H2O = 2051,34 – 1921,14 = 130,2 kg/jam Tabel LA.6 Hasil Perhitungan neraca massa pada Flash Tank Komponen

Massa masuk (Kg/jam) Alur 7

Gliserol

Massa Keluar Alur 15

Alur 16

80,670

-

80,670

CPO

7,699

-

7,699

H2O

2051,34

1921,14

130,2

2.139,709

1.921,14

217,469

Sub Total TOTAL

2.139,709

2.139,709



LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA PANAS Basis Perhitungan

: 1 Jam operasi

Suhu referensi

: 250C

Satuan

: Kkal/jam

Data-data perhitungan : •

Data kapasitas panas (Cp) (Kkal/Kg 0C) ………………..(Bailey’s, Vol 1.,1989) Cp Asam Miristat (C 14 )

= 0,58

Cp Asam Palmitat (C 16 )

= 0,68

Cp Asam Stearat (C 18 )

= 0,67

Cp Asam Oleat (C 18 F 1 )

= 0,64

Cp Asam Linoleat (C 18 F 2 )

•

= 0,65

Cp Asam Linolenat (C 18 F 3 )

= 0,69

Cp H 2 O

=1

Cp CPO

= 0,52

Cp Gliserol

= 0,54

Data kapasitas panas (Cp) (Kkal/Kmol 0C) ………….(Bailey’s, Vol 1., 1989) Cp Asam Miristat (C 14 )

= 132,449

Cp Asam Palmitat (C 16 )

= 174,366

Cp Asam Stearat (C 18 )

= 190,595

Cp Asam Oleat (C 18 F 1 )

= 180,768

Cp Asam Linoleat (C 18 F 2 )

= 193,504

Cp Asam Linolenat (C 18 F 3 )

= 203,138

Cp H 2 O

= 18,016

Cp CPO

= 460,431

Cp Gliserol

= 49,729


•

Data panas pembentukan (∆H f ) (Kkal/Kmol ) ………….(Bailey’s, Vol 1., 1989) ∆H f Asam Miristat (C 14 )

= -159,23

∆H f Asam Palmitat (C 16 )

= -169,13

∆H f Asam Stearat (C 18 )

= -179,03

∆H f Asam Oleat (C 18 F 1 )

= -151,57

∆H f Asam Linoleat (C 18 F 2 )

= -123,83

∆H f Asam Linolenat (C 18 F 3 )

= -184,05

∆H f H 2 O

= -68,32

∆H f CPO

= -121,18

∆H f Gliserol

= -139,8

•

Data panas laten steam (λ 100 )

= 424 Kkal/Kmol

•

Data kapasitas panas steam

= 8,20 Kkal/Kmol

•

Data Berat Molekul H 2 O

= 18,016 Kkal/Kmol

1. NERACA PANAS SEKITAR TANGKI CPO (T-101) Panas Masuk

= Panas Keluar

Q masuk = Q keluar T2

= m ∫ Cp dt

Q

T1

Tabel LB.1 Hasil perhitungan neraca panas pada alur 1 Komponen

CPO

M

Cp

Q

(Kkal/Kg 0C)

∫ Cp dt

(Kg/jam)

25

(Kkal/jam)

842,435

0,52

5,2

4.380,662

35

Maka panas keluar Q = 4.380,662 Kkal/jam


2. NERACA PANAS SEKITAR HEATER (HE-101) t1 = 1500C

T11 = 350C 1

Heater 800C; 1,88 atm

T21 = 800C 2

t2 = 800C Tabel LB.2 Hasil perhitungan panas keluar pada alur 2 Komponen

CPO

Panas steam Q steam

M

Cp

Q

(Kkal/Kg 0C)

∫ Cp dt

(Kg/jam)

25

(Kkal/jam)

842,435

0,52

23,4

19.712,979

35

= Panas keluar – Panas masuk = 19.712,979 – 4.380,662 = 15.332,317 Kkal/jam

Steam yang digunakan Saturated Steam pada kondisi : P masuk

= 1,88 atm

T masuk

= 1500C = 423 K

T keluar

= 800C = 353 K

M steam

=

Q Cpsteam dt + λsteam

=

15.332,317 Kkal/jam 8,2 Kkal/4Kmol x (423 − 353)K − 424 Kkal/Kmol

= 276,780 Kg/jam Tabel LB.3 Hasil Perhitungan neraca panas pada Heater Komponen

Panas Masuk (Kkal/jam)

Panas Keluar (Kkal/jam)

CPO

4.380,662

19.712,979

Steam

15.332,317

-

Total

19.712,979

19.712,979


3. NERACA PANAS SEKITAR SEPERATOR (S-101)

T2 = 300C

T1 = 800C 2

3 T4 = 450C

Separator 450C; 1 atm

5

4 T3 = 450C Panas masuk = Panas keluar Q1 + Q2

= Q3 + Q4 T2

= m ∫ Cp dt

Q

T1

Tabel LB.4 Hasil perhitungan neraca panas keluar pada alur 5 Komponen

M

Cp

Q

(Kkal/Kg 0C)

∫ Cp dt

(Kg/jam)

80

(Kkal/jam)

CPO

840,751

0,52

18,2

15.301,668

H2O

57,252

1

35

2.003,488

Total

898,003

-

-

17.305,488

45

Maka panas yang keluar dialur 3 : Q3

= (Q 1 + Q 2 ) – Q 4 = (19.712,979 + 294,85) – 17.305,488 = 2.702,341 Kkal/jam Tabel LB.5 Hasil perhitungan neraca panas pada Seperator

Komponen



CPO

19.712,979

15.301,668

H2O

294,850

2.003,820

-

2.702,341

20.007,829

20.007,829

Impuritie Total


4. NERACA PANAS SEKITAR SPLITTING (SP-101)

T6 = 2600C, 54 atm

T5 = 300C 6

9

Splitting 2550C, 54 atm

5

8

T8 = 2550C, 54 atm

T7 = 450C

7 T7 = 2550C, 54 atm

Panas masuk = Panas keluar Q5 + Q6 + Q9 = Q7 + Q8 T2

Q

= m ∫ Cp dt T1

Reaksi :

Laju pembentukan pada 2550C, 54 atm (r) = 0,472 Kmol/jam •

Panas reaksi pembentukan pada suhu 250C (∆H R 250C) ∆H R 250C = ΣHf produk - ΣHf reaktan


Tabel LB.6 Hasil perhitungan panas reaksi pembentukan pada suhu 250C Komponen Produk

τ produk

∆Hf

ΣHf produk

Gliserol

1

-139,8

-139,8

C 14

1

-159,23

-159,23

C 16

1

-169,13

-169,13

C 18

1

-179,03

-179,03

C 18 F 1

1

-151,57

-151,57

C 18 F 2

1

-123,83

-123,83

C 18 F 3

1

-184,05

-184,05

Total

-1106,64

Tabel LB.7 Hasil perhitungan panas reaksi pembentukan pada suhu 250C Komponen Produk

τ produk

∆Hf

ΣHf produk

Trigliserida

-1

-121,18

-121,18

H2O

-3

-68,32

-204,96

Total Maka : ∆H R 250C

-326,14

= -1.106,64 – (-326,14) = -780,5 Kkal/mol

•

Panas reaksi pembentukan pada suhu 2550C (∆H R 250C) ∆H R 2550C

•

= r (∆H R 250C) + Panas Produk + Panas Reaktan

Panas Produk yang akan dibawa keluar pada suhu 2550C Tabel LB.8 Hasil Perhitungan panas produk pembentukan pada suhu 2550C n

Cp

(Kmol/jam)

(Kkal/Kmol0C)

Trigliserida

0,008

Gliserol

255

∫ Cp dt

Q (Kkal/jam)

460,431

105.899,130

847,193

0,875

49,729

11.437,67

10.007,962

C 14

0,041

132,449

30.463,27

1.248,994

C 16

0,803

174,366

40,104,18

32.203,656

C 18

0,067

190,595

43.836,85

2.937,068

Komponen Produk

25


C 18 F 1

0,743

180,768

41.576,64

30.891,443

C 18 F 2

0,144

193,504

44.505,92

6.408,852

C 18 F 3

0,015

203,138

46.721,74

700.826

H2O

17,413

18,016

4.143,68

72.153,899

TOTAL

•

157.399,893

Panas reaktan yang bereaksi pada suhu 2550C Tabel LB.9 Hasil Perhitungan Panas reaktan pembentukan pada suhu 2550C n

Cp

(Kmol/jam)

(Kkal/Kmol0C)

Trigliserida

0,949

H2O

3,174

Komponen Produk

255

∫ Cp dt

Q (Kkal/jam)

460,431

105.899,130

100.498,274

18,016

4.143,68

13.152,040

25

TOTAL

113.650,314

∆H R 2550C = r (∆H R 250C) + Panas Produk + Panas Reaktan ∆H R 2550C = 0,949 x (-780,5) + (157.399,893) + (113.650,314) = -740,694 + 271.050,207 = 270.309,513 Kkal/jam Maka panas yang dibutuhkan pada alur 6 (steam yang dibutuhkan) Q 6 (steam)

= (Q 7 + Q 8 + ∆H R 2550C) – (Q 4 + Q 5 ) = 270.309,513 – 17.305,488 – 1567,235 = 251.436,79 Kkal/jam

Digunakan saturated steam pada kondisi : T masuk

= 2600C 0

T keluar

= 255 C

M steam

=

= 533 K = 528 K

dQ / dt Cp steam dt + λsteam


=

251.436,79 8,2 Kkal / Kmol x (528 − 353) + 424 Kkal / Kmol

= 135,253 Kmol/jam x 18,016 Kg/Kmol = 2.436,718 Kg/jam

Tabel LB.10 Perhitungan neraca panas reaktan Splitting

5.

Komponen



Trigliserida

15.301,668

101.345,467

Gliserol

-

10.007,962

C 14

-

1.248,994

C 16

-

32.203,656

C 18

-

2.937,068

C 18 F 1

-

30.891,443

C 18 F 2

-

6.408,852

C 18 F 3

-

700,826

H2O

1.880,810

85.305,935

∆H R 2550C

-

-740,694

Steam

251.436,79

-

Total

270.309,513

270.309,513

NERACA PANAS SEKITAR FLASH TANK I (FT-101)

10 8


11

Panas masuk = Panas Keluar Q8

= Q 10 + Q 11

Q

= m ∫ Cp dt

T2

T1


Tabel LB.10 Hasil Perhitungan neraca Panas masuk pada alur 8 Komponen C 14 C 16 C 18 C 18 F 1 C 18 F 2 C 18 F 3 H2O

M (kg/jam)

120

Cp (Kkal/Kmol0C)

9,578 205,948 19,158 209,982 40,446 4,958 1.275,803 Total

∫ Cp dt

255

0,58 0,68 0,67 0,64 0,65 0,69 1

78,3 91,8 90,45 86,4 87,75 93,15 135

Q8 (Kkal/jam) 749,957 18.906,026 1.804,296 18.142,444 3.549,136 461,837 172.233,405 215.847,101

Tabel LB.11 Hasil Perhitungan neraca panas yang keluar pada alur 9 Komponen

M (kg/jam)

Cp (Kkal/Kmol0C)

H2O

80,694

1

120

∫ Cp dt

255

135

Q8 (Kkal/jam) 10.893,69

Tabel LB.12 Hasil Perhitungan neraca panas yang keluar pada alur 10 Komponen C 14 C 16 C 18 C 18 F 1 C 18 F 2 C 18 F 3 H2O

M (kg/jam)

120

Cp (Kkal/Kmol0C)

9,578 205,948 19,158 209,982 40,446 4,958 1195,109 Total

∫ Cp dt

255

0,58 0,68 0,67 0,64 0,65 0,69 1

78,3 91,8 90,45 86,4 87,75 93,15 135

Q8 (Kkal/jam) 749,957 18.906,026 1.804,296 18.142,444 3.549,136 461,837 161.339,715 204.953,411

Tabel LB.13 Hasil Perhitungan neraca Panas Flash Tank-101 Komponen C 14 C 16 C 18 C 18 F 1 C 18 F 2 C 18 F 3 H2O TOTAL

Panas Masuk (Kkal/jam) 749,957 18.906,026 1.804,296 18.142,444 3.549,136 461,837 172.233,405 215.847,101

Panas Keluar (Kkal/jam) 749,957 18.906,026 1.804,296 18.142,444 3.549,136 461,837 172.233,405 215.847,101


6. NERACA PANAS SEKITAR CONDENSOR I (CD-101) t 1 = 250C

T1 = 1200C 10

Condensor 101

T2 = 450C 12

t2 = 400C

Panas masuk = Panas Keluar + Pendingin Q masuk

= Q keluar + Q pendingin T2

Q

= m ∫ Cp dt T1

Panas yang masuk pada kondensor (Q 9 ) = 10.893,69 Tabel LB.14 Hasil perhitungan neraca panas yang keluar dari alur 12 Komponen

M (kg/jam)

Cp (Kkal/Kmol0C)

H2O

80,694

1

Beban pendingin

45

Q8 (Kkal/jam)

∫ Cp dt

120

75

6.052,05

= Panas keluar – Panas Masuk = 6.052,05 – 10.893,69 = -4.841,64 Kkal/jam

Pendingin yang digunakan adalah air pada kondisi P masuk = 1 atm T masuk = 250C T keluar = 400C M

=

dQ / dt CpH 2O dt

=

4.841,64 Kkal / jam = 322,776 kg/jam 1Kkal / Kmol K x(40 − 25)0 C

Tabel LB.15 Hasil perhitungan neraca panas pada condensor –101


Komponen



H2O

10.893,69

6.052,05

Pendingin

-

4.841,64

Total

10.893,69

10.893,69

7. NERACA PANAS SEKITAR KOLOM FRAKSINASI I (KF-101) T = 2550C 13

Kolom Fraksinasi101

T = 1200C 11

14 T = 2550C

Panas masuk + Panas steam = Panas keluar Q 10 + Q steam = Q 11 + Q 12 T2

= m ∫ Cp dt

Q

T1

Panas masuk pada kolom Fraksinasi 01 (Q 10 ) = 204.953,411 Kkal/jam Tabel LB.16 Hasil perhitungan panas keluar pada alur 11 255

Komponen

M (kg/jam)

Cp (Kkal/Kmol0C)

C 14

9,578

0,58

78,3

749,957

C 16

205,948

0,68

91,8

18.906,026

C 18

19,158

0,67

90,45

1.732,841

H2O

1195,109

1

135

161.339,725

∫ Cp dt

120

TOTAL

Q8 (Kkal/jam)

182.728,539

∆H = penguapan untuk masing-masing komponen pada 2550C


C 14

= 89 Kkal/kg

C 16

= 59 Kkal/kg

C 18

= 56 Kkal/kg

H2O

= 100,495 Kkal/kg

(Sumber : Baileys, vol I)

Tabel LB.17 Hasil perhitungan neraca panas penguapan pada alur 11 Komponen

M (kg/jam)

∆Hv (Kkal/jam)

Q 11 (Kkal/jam)

C 14

9,578

89

852,442

C 16

205,948

59

12.150,932

C 18

19,158

56

1.072,848

H2O

1195,109

100,495

120.102,479

TOTAL

134.178,701 = Q 11 + Q 11 ’

Total panas keluar pada alur 11

= 182.728,539 + 134.178,701 = 316.907,24 Kkal/jam

Tabel LB.18 Hasil perhitungan neraca panas penguapan pada alur 12 255

Komponen

M (kg/jam)

Cp (Kkal/Kmol0C)

C 18

2,083

0,67

90,45

188,407

C 18 F 1

209,982

0,64

86,4

18.142,444

C 18 F 2

40,446

0,65

87,75

3.549,136

C 18 F 3

4,958

0,69

93,15

461,837

∫ Cp dt

120

TOTAL

Q8 (Kkal/jam)

22.341,824

Maka panas yang dibutuhkan pada kolom fraksinasi –101 Q steam = (Q 11 + Q 12 ) – Q 10 = 316.907,24 + 22.341,824 – 204.953,411 = 13.295,653 Kkal/jam


Steam yang digunakan Saturated Steam pada kondisi : = 3000C

T masuk

0

= 573 K

T keluar

= 150 C

= 423 K

M steam

=


=


= 81,194 Kmol/jam x 18,016 Kg/Kmol = 1462,791 Kg/jam

Tabel LB.19 Hasil perhitungan neraca panas pada kolom Fraksinasi – 101 Komponen



C 14

749,957

749,957

C 16

18.906,026

18.906,026

C 18

1.732,841

1.732,841

C 18 F 1

18.142,444

18.142,444

C 18 F 2

3.549,136

3.549,136

C 18 F 3

461,837

461,837

H2O

161.339,715

281.442,194

Steam

134.295,653

-

Total

339.249,064

339.249,064


8. NERACA PANAS SEKITAR CONDENSOR II (CD-102)

t 1 = 250C

T1 = 2550C 13

Condensor 102

T2 = 800C 19

t2 = 400C



Q

= m ∫ Cp dt T1

Panas yang masuk pada kondensor (Q 11 ) = 316.907,24 Kkal/jam Tabel LB.20 Hasil perhitungan neraca panas yang keluar dari kondensor 45

Komponen

M (kg/jam)

Cp (Kkal/Kmol0C)

C 14

9,578

0,58

101,5

972,167

C 16

205,948

0,68

119

24.507,812

C 18

19,158

0,67

117,25

2.246,275

H2O

1195,109

1

175

209.144,075

∫ Cp dt

120

Total

Beban pendingin

Q8 (Kkal/jam)

236.870,329


Pendingin yang digunakan adalah air pada kondisi P masuk = 1 atm T masuk = 250C T keluar = 400C M

=

dQ / dt CpH 2O dt


=

80.036,911 Kkal / jam = 5.335,794 kg/jam 1Kkal / Kmol K x(40 − 25)0 C

Tabel LB.21 Hasil perhitungan neraca panas pada condensor –02 Komponen



C 14

1.602,399

972,167

C 16

31.056,689

24.507,812

C 18

2.805,689

2.246,275

H2O

161.339,715

209.144,329

Pendingin

-

80.036,911

Total

316.907,24

316.907,24

9. NERACA PANAS SEKITAR KOLOM FRAKSINASI II (KF-102) T = 3700C 15 T = 2550C 14

Kolom Fraksinasi102 16 T = 3700C

Panas masuk + Panas steam = Panas keluar Q 10 + Q steam = Q 11 + Q 12 T2

Q

= m ∫ Cp dt T1

Panas masuk pada kolom Fraksinasi 01 (Q 10 ) = 22.341,824 Kkal/jam

Tabel LB.22 Hasil perhitungan panas keluar pada alur 13


M (kg/jam)

Cp (Kkal/Kmol0C)

2,083

C 18 F 1 C 18 F 2

Komponen C 18

370

∫ Cp dt

Q 13 (Kkal/jam)

0,67

77,05

160,495

204,166

0,64

73,6

15.026,617

2,083

0,65

74,754

155,712

255

TOTAL

15.342,824

∆H = penguapan untuk masing-masing komponen pada 3700C C 18

= 56 Kkal/kg

C 18 F 1 = 57 Kkal/kg C 18 F 3 = 58 Kkal/kg (Sumber : Baileys, vol I) Panas penguapan (Q 13 ’) = m ∆Hv

Tabel LB.23 Hasil perhitungan neraca panas penguapan pada alur 13 Komponen

M (kg/jam)

∆Hv (Kkal/jam)

Q 11 (Kkal/jam)

C 18

2,083

56

116,648

C 18 F 1

204,166

57

11.637,462

C 18 F 2

2,083

58

120,814

TOTAL

Total panas keluar pada alur 13

11.874,924 = Q 13 + Q 13 ’ = 15.342,824 + 11.874,924 = 27.217,748 Kkal/jam

Tabel LB.24 Hasil perhitungan neraca panas penguapan pada alur 14


370

Komponen

M (kg/jam)

Cp (Kkal/Kmol0C)

C 18

5,816

0,64

73,6

428,057

C 18 F 2

38,363

0,65

74,75

2.867,634

C 18 F 3

4,958

0,69

79,35

393,417

∫ Cp dt

255

TOTAL

Q 14 (Kkal/jam)

3.689,108

Maka panas yang dibutuhkan pada kolom fraksinasi –02 Q steam = (Q 13 + Q 14 ) – Q 12 = 27.217,748 + 3.689,108 – 22.341,824 = 8.565 Kkal/jam Steam yang digunakan Saturated Steam pada kondisi : T masuk

= 4000C

= 673 K

T keluar

= 1500C

= 423 K

M steam

=


=


= 3,462 Kmol/jam x 18,016 Kg/Kmol = 62,371 Kg/jam

Tabel LB.25 Hasil perhitungan neraca panas pada kolom Fraksinasi – 02 Komponen C 18 C 18 F 1 C 18 F 2 C 18 F 3 Steam Total

Panas Masuk (Kkal/jam) 188,407 18.330,851 3.549,136 461,837 8.565,032 30.906,858

Panas Keluar (Kkal/jam) 277,143 27.092,136 3.144,160 393,417 30.906,858


10. NERACA PANAS SEKITAR CONDENSOR III (CD-103) t 1 = 250C

T1 = 3700C

T2 = 860C

Condensor 103

18

15 t2 = 400C



Q

= m ∫ Cp dt T1


Komponen

M (kg/jam)

Cp (Kkal/Kmol0C)

C 18

2,083

0,67

190,28

393,353

C 18 F 1

204,166

0,64

181,76

37.109,212

C 18 F 2

2,083

0,65

184,6

∫ Cp dt

370

Total

Beban pendingin

Q 13 (Kkal/jam)

384,521 37.890,086


Pendingin yang digunakan adalah air pada kondisi P masuk = 1 atm T masuk = 250C = 298 K T keluar = 400C = 313 K M

=

dQ / dt CpH 2O dt

=



Tabel LB.27 Hasil perhitungan neraca panas pada condensor –03 Komponen


C 18


277,143

C 18 F 1

26.664,079

C 18 F 2

276,526

Pendingin Total

396,353 37.109,212 384,521

-

-10.672,338

27.217,748

27.217,748

11. NERACA PANAS SEKITAR COOLER I (C-101) t 1 = 250C

T1 = 3700C 16

Cooler-101

T2 = 860C 17

t2 = 400C



Q

= m ∫ Cp dt T1

Panas yang masuk pada Cooler (Q 14 ) = 3.689,108 Kkal/jam Tabel LB.28 Hasil perhitungan neraca panas yang keluar dari Cooler Komponen C 18 F 1 C 18 F 2 C 18 F 3 Beban pendingin

M (kg/jam)

Cp (Kkal/Kmol0C)

86

∫ Cp dt

Q 13 (Kkal/jam)

0,64 181,76 0,65 184,6 0,69 195,961 Total = Panas keluar – Panas Masuk

1.057,116 7.081,809 971,569 9.110,494

5,816 38,363 4,958

370

= 3.689,108 – 9.110,494 = -5.421,386 Kkal/jam



=

dQ / dt CpH 2O dt

=


Tabel LB.29 Hasil perhitungan neraca panas pada cooler –01 Komponen



C 18 F 1

428,057

1.057,116

C 18 F 2

2.867,634

7.081,809

C 18 F 3

393,417

Pendingin Total

971,569

-

-5.421,386

3.689,109

3.689,108

12. NERACA PANAS SEKITAR FLASH TANK II (FT-102)

20 7


21



Q

= m ∫ Cp dt T1

Panas yang masuk pada Cooler (Q 13 ) = 27.217,748 Kkal/jam Tabel LB.30 Hasil perhitungan neraca panas yang keluar dari Cooler


Komponen

M (kg/jam)

C 18 C 18 F 1 C 18 F 2

2,083 204,166 2,083

Beban pendingin

Cp (Kkal/Kmol0C) 0,64 0,65 0,69 Total

86

∫ Cp dt

Q 13 (Kkal/jam)

181,76 184,6 195,961

378,606 37.689,043 408,186 38.475,835

370

= 27.217,748 – 38.475,835 = -11.258,087 Kkal/jam


=

dQ / dt CpH 2O dt

=


Tabel LB.31 Hasil perhitungan neraca panas pada cooler –02 Komponen C 18



277,143

C 18 F 1

26.664,079

C 18 F 2

276,526

Pendingin Total

378,606 37.689,043 408,186

-

-11.258,087

27.217,748

27.217,748


13. NERACA PANAS SEKITAR CONDENSOR IV (CD-104) t 1 = 250C

T1 = 1200C 20

Condensor 104

T2 = 450C 22

t2 = 400C

Panas masuk = Panas Keluar Q7

= Q 15 + Q 16 T2

= m ∫ Cp dt

Q

T1

Tabel LB.32 Hasil Perhitungan neraca Panas masuk pada alur 7 Komponen Gliserol CPO H2O

M (kg/jam)

Cp (Kkal/Kmol0C)

80,670 7,699 2051,34 Total

120

∫ Cp dt

255

49,729 6713,415 70,2 70,2 1 135

Q7 (Kkal/jam) 541.571,188 540,469 276.930,9 819.042,557

Tabel LB.33 Hasil Perhitungan neraca panas yang keluar pada alur 15 Komponen H2O

M (kg/jam)

Cp (Kkal/Kmol0C)

1951,34

1

120

∫ Cp dt

255

135

Q 15 (Kkal/jam) 263.430,9

Tabel LB.34 Hasil Perhitungan neraca panas yang keluar pada alur 16 Komponen Glisrol CPO H2O

M (kg/jam)

Cp (Kkal/Kmol0C)

80,670 7,699 130,2 Total

120

∫ Cp dt

255

49,729 6713,415 0,52 70,2 1 135

Q 16 (Kkal/jam) 541.571,188 540,463 17.577 559.688,651


Tabel LB.35 Hasil Perhitungan neraca Panas Flash Tank-01 Komponen Gliserol CPO H2O TOTAL

Panas Masuk (Kkal/jam) 541.571,188 540,469 276.930,9 819.042,557

Panas Keluar (Kkal/jam) 541.571,188 540,469 276.930,9 819.042,557

14. NERACA PANAS SEKITAR COOLER II (C-102) t 1 = 250C

T1 = 1200C

Cooler-102

21

T2 = 450C 23

t2 = 400C



Q

= m ∫ Cp dt T1


M (kg/jam)

Cp (Kkal/Kmol0C)

C 18

5,816

0,67

190,28

1.106,668

C 18 F 1

38,363

0,64

181,76

6.972,858

C 18 F 2

4,958

0,65

184,6

Komponen

∫ Cp dt

370

Total

Beban pendingin

Q 15 (Kkal/jam)

915,246 8.994,772

= Panas keluar – Panas Masuk = 8.994,772 – 3.689,108 = 5.308,664 Kkal/jam

Pendingin yang digunakan adalah air pada kondisi


P masuk = 1 atm T masuk = 250C = 298 K T keluar = 400C = 313 K M

=

dQ / dt CpH 2O dt

=


Tabel LB.37 Hasil perhitungan neraca panas pada condensor –04 Komponen C 18



428,057

1.106,668

C 18 F 1

2.867,634

6.972,858

C 18 F 2

393,417

915,246

Pending in

5.305,664

-

Total

8.994,772

8.994,772


LAMPIRAN C PERHITUNGAN PERALATAN PROSES

1.Tangki CPO (T-101) Fungsi

: tempat penyimpanan CPO direncanakan untuk kebutuhan 28 hari.

Bentuk

: slinder tegak dengan bentuk ellipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-300 Kebutuhan CPO = 842,435 kg/jam x 24 jam/hari = 20.218,44 kg/hari Kebutuhan untuk 28 hari = 20.218 kg/hari x 28 hari = 566.116,32 kg Volume CPO

=

566.116,32 kg 609,353 kg / m3

= 609,353 m3 ρ CPO

= 929,044 kg/m3

Faktor keamanan

= 15%

Volume tangki

= 1,15 x 609,353 m3

…(Perry, 1986)

= 700,755 m3 Tangki dirancang berbentuk slinder tegak dengan tutup bawah datar dan tutup atas ellipsoidal antara tinggi terhadap diameter tangki 5 : 4, sedangkan antara tinggi alipsoidal terhadap diameter 1 : 6 bahan (CPO) hanya mengisi pada bagian slinder tegak.

•

  16    vt x  5     Diameter tangki =    π    

1/ 3

 700,755 x (16 / 5)  =   3,14  

1/ 3

= 8,938 m •

Tinggi slinder, H s

= 5/4 x Dt = 5/4 x 8,938


= 11,172 m •

Tinggi head, H h

= 5/4 x Dt = 5/4 x 8,938 = 11,172 m

•

Total tinggi tangki, T

= Hs

+

HH

= 11,172 + 1,787 = 12,959 m •

Tekanan Desain, P D

= ρ x (H S – 1) = 929,044 kg/m3 (11,171 – 1) = 9.449,306

1m 2 1 ft 2 Kg lb x x 2,204 x m3 kg 10,764 ft 2 144 m 2

= 13,436 lb/m2 = 13,436 Psi Bahan konstruksi tangki plate baja tahan karat, Carbon steel maksimum Allowable stress, S = 13.800 Psi Effesiensi sambungan, E = 0,85 Faktor korosi, C = 0,006 in/tahun

…..(sumber: Brownell & young, 1959)

Direncanakan umur alat, n = 10 tahun Tekanan total desain, P

= P D + 14,7 Psi = 13,436 + 14,7 = 28,136 Psi

Tebal plat minimum, T P : TP

=

PxD + c.n 2 x S x E − 0,6 P

TP

=

in 28,136 x (8,938)(39,37) x10 tahun + 0,006 tahun 2 x13.800 x 0,85 − (0,6 x 28,136)

=

9900,75 + 0,06 23.443,119

= 0,482 in Maka tebal plate yang dipakai ½ in.


2. Seperator (S-101) Fungsi

: Memisahkan CPO dengan gum (kotoran)

Laju alir masuk

= 901,405 kg/jam

Laju alir CPO

= 842,435 kg/jam

Laju alir air

= 58,97 kg/jam

ρ CPO

= 929,044 kg/m3

ρ air

= 994,03 kg/m3

ρ campuran

= (wt% x ρ CPO) + (wt% x ρ air) = (0,934 x 929,044) + (0,066 x 994,03) = 867,727 + 65,605 = 933,332 kg/m3

Direncanakan kapasitas Seperator dapat menampung bahan CPO selama 1,5 jam. Proses pemisahan : Kapasitas Seperator = 901,405 kg/jam x 1,5 jam = 1.352,107 kg Volume material yang diproses : =

1352,107 kg 933,332 kg/m 3

= 1,930 m3 Seperator yang direncanakan adalah bejana horizontal dimana bagian tutup adalah ellipsoidal head. Panjang Seperator = panjang tutup + Panjang Silinder Volume Seperator = volume bagian tutup + volume bagian silinder Volume bagian Silinder : =

π 4

D 2 ( LS )

Dimana L S = 1,3 D VS =

π 4

D 2 (1,3D) = 1,02 D3

Volume tutup Seperator = 1,25 ft2 (3RC – H 2 ) Dimana:


Lt = 0,13D Jadi Vt

= 1,25 (0,13D)2 (3D-0,13D) = 0,051 D3

Total volume Seperator

= VS + 2 VT = 1,02 D3 + 0,051 D3 = 1,07 D3

D3

=

1,930 m3 1,07

= 1,803 m3 D

= 1,217 m x

D

= 2,194 ft

Panjang Seperator, H S

3,281ft m

= LS + 2 LT = 1,3 x 1,217 + 2 (0,13 x 1,217) = 1,582 + 0,316 = 1,898

Menghitung tebal dinding Seperator: Densiti material yang diperoleh, P D •

Tekanan Desain, P D

= ρ x (H S – 1) = 933,332 kg/m3 (1,898 – 1) = 838,132

1m 2 1 ft 2 Kg lb x x 2,204 x m3 kg 10,764 ft 2 144 m 2

= 1,191 lb/m2 = 1,191 Psi Bahan konstruksi tangki plate baja tahan karat, Carbon Steel maksimum Allowable stress, S = 13.800 Psi Effesiensi sambungan, E = 0,85 Faktor korosi, C = 0,006 in/tahun



= P D + 14,7 Psi = 1,191 + 14,7


= 15,891 Psi Tebal plat minimum, T P : TP

=

PxD + c.n 2 x S x E − 0,6 P

TP

=

15,891 x (1,191)(39,37) in + 0,006 x10 tahun 2 x13.800 x 0,85 − (0,6 x15,891) tahun

=

745,123 + 0,06 23.450,466

= 0,09 in Maka tebal plate yang dipakai ¼ in.

3. Pompa CPO (P-101) Fungsi : memompakan CPO dari tangki CPO kekolom Splitting (kolom hidrolisa). Dari neraca bahan diperoleh :  Laju alir massa

= 842,435 kg/jam

 Densitas CPO, ρ

= 929,044 kg/m3

 Viscositas CPO,µ

= 20 Cp

= 58 lb/ft3

= 0,2 pase = 0,0134 lb/ft.s  Laju alir volumetric Q

=

G ρ

=

842,435 kg/jam 929,044 kg/m 3

ft 3 m3 1 jam = 0,906 x 35,31 3 x jam m 3600 det = 0,008  Diameter optimum, D OPT

ft 3 detik

= 3,9 (Q)0,45(ρ)0,13 = 3,9 (0,008)0,45(58)0,13 = 0,752 in

Dipilih pipa dengan diameter ½ in, schedule 40 dengan data-data:


- Diameter luar, OD = 0,840 in - Diameter dalam, ID = 0,622 in = 0,052 ft - Luas permukaan, A = 0,0021 ft2  Kecepatan laju alir, V =

Q A

0,008 ft 3 / s = 0,002 ft 2 = 3,809 ft/s

 Bilangan Reynold, N Re =

58 lb/ft 3 x 0,052 ft x 3,809ft/s = 857,309 0,0134lb/ft.s

Bilangan Reynold, N Re < 2100 aliran Laminar Dari Appendix C.1 Alan Foust, 1951 untuk pipa komersial dengan diameter 0,840 in diperoleh C/D = 0,0003 dengan memlot N Re terhadap ∈/D diperoleh f = 0,143 Dimana system perpipaan sebagai berikut : - Direncanakan ketinggian pemompaan L 1 = 15 ft - Panjang pipa eqivalen, Le Pipa lurus = 120 ft - 1 buah gate fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980) L 2 = 1 x 13 x 0,052 ft = 0,0067 ft - 2 buah standart elbow 900 (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust,1980) L3 = 1 x 30 x 0,052 ft = 1,56 ft - 1 buah inward protecting pipe intrance (k = 0,5, L/D = 50 Foust, 1980) L4 = 50 x 0,5 x 0,052 = 1,3 ft - 1 buah protecting pipe exit (k = 1, L/D = 45 Appendix C-2c dan C-2d, Foust, 1980) L5 = 45 x 1 x 0,052 = 2,34 ft Panjang pipa total (∑L) = (120 +15 + 0,0067 + 1,56 + 1,3 + 2,34) ft = 140,206 ft Faktor gesekan, ΣF =

fv 2 ΣL (0,143)(3,809) 2 (140,206) = 52,174 lbf/lbm = 2gcD 2(32,174)(0,052)

Tinggi pemompaan, ∆z = 15 ft


Static head, ∆z.

g = 15 ft.lbf/lbm gc

Velocity head,

Δv 2 =0 2gc

Pressure head,

ΔP =0 ρ

= ∆z.

Ws

Δv 2 ΔP g + + + ΣF gc 2gc ρ

= 15 + 0 + 0 + 52,174 = 72,174 ft.lbf/lbm Tenaga pompa, P =

Ws.Q.ρ (72,174)(0,008)(58) = = 3,257 Hp 550 550

Untuk efesiensi pompa 80%, maka: Tenaga pompa yang dibutuhkan =

3,257 = 4,071Hp 0,8

4. Heater (HE-101) Fungsi : memanaskan CPO Type : Horizontal shell and tube Exchanger Shell Side

Tube Side

ID = 8 Baffle Space = 3 Passes = 1

Number and length = 20 OD,BWG, Pitch = ¾ in, 10 BWG, 1 in square

Menghitung LMTD Fluida panas

Temperatur

Fluida dingin

Beda

1500C (3020F)

Temperatur tinggi

800C (1760F)

1260F

800C (1760F)

Temperatur rendah

350C (950F)

810F

810F

450F

1260F T1 – T2

∆t2 - ∆t1

t2 – t1

Dimana : ∆t 1

= selisih steam masuk dengan potensial keluar

∆t 2

= selisih temperatur CPO masuk dengan CPO keluar


t1

= temperatur CPO masuk

t2

= temperatur kondensat keluar

T1

= temperatur steam masuk

T2

= temperatur CPO keluar

Maka: 1. LMTD

=

(T1 − t t ) − (T2 − t1 ) (302 − 176) − (176 − 95) 45 = = (302 − 176) (T − t ) ln 1,555 ln ln 1 t (176 − 95) (T2 − t1 )

= 102,041 0F 2.

S

=

t 2 − t1 176 − 95 = = 0,391 T1 − t1 302 − 95

R

=

T1 − T2 126 = =1,556 81 t1 − t 2

∆t

= LMTD x F T

FT

= 0,905

∆t

= 0,905 x 102,041 0F = 92,347 0F

3. T C dan t C Penempatan fluida: a. Fluida panas adalah steam berada dalam tube b. Fluida dingin adalah CPO berada dalam shell ∆tc 176 − 95 = = 0,643 ∆th 302 − 176 302 − 176 = 0,715 176

Kc

=

Fc

= 0,42

TC

= 176 + 0,42 x 126

= 228,920F

tC

= 95 + 0,42 x 81

= 129,020F


11’.177,9990F, µ = 0,3565 x 2,42

Hot fluide 4’.

= 0,862 lb/ft.jam

as =

ID.C '.B 8 x 0,25 x 3 = = 0,042 ft 2 144. Pr 144 x 1

 µ   ϕs =   µw 

5’. Massa Velocity (G S ) W 610,299 Gs = = = 14.530,5 lb / jam. ft 2 aS 0,042

12’. h o =

∆t T C =228,92 F, µ = 0,325 x 2,42

R es =

0,066 x 14.530,95 = 1.220,156 0,786

13’. U C =

8’. ∆t T C

A = 20 x 0,1963 x 10 = 40 ft2 Q 60.842,527 = = 16,471 A.∆t 40 x92,347

=228,920F Cold Fluide

k = 0,062 ………..(fig.1)

 c.µ     k 

hio. ho 154,75 x125,891 = hio + ho 154,75 + 125,891

14’. a” = 0,1963

c = 0,48 …………(fig.4)

1/ 3

= 0,987

= 69,418

UD =

7’. JH = 74,4 …….(fig.28)

0.14

= 125,891 Btu/jam.ft2.0F

= 0,786 lb/ft.jam ….(fig.14) D S = 0,8/12 = 0,066 ft …..(fig.28)

 0,786  =   0,862 

ho φs = 127,55 x 0,987 φs

6’. R es = (D a .G S )/µ 0

0 ,14

 0,48 x0,786  =   0,062 

9’. h O = jH .

k  C.µ    Da  k 

4. a’ t = 0,182 …….(Tabel 10, Kern)

1/ 3

= 1,825

1/ 3

.φ S

hO

0,062 = 74,4 x x1,825 φS 0,066

Nt.a t 20 x0,182 = = 0,006 ft 2 144.n 144 x 4

5. Massa Velocity (G t ) G t = w/a t = 610,299/0,006 = 101.716,5 lb/jam.ft2 6. R et = (D.G t )/µ ∆t t C

= 127,550 10’. t w = t C +

at =

hO / φ S (Tc − tc) hio / φ t + ho / φ S

= 129,020F, µ = 3,62 x 2,42 = 8,76 lb/ft.jam ….(fig.14)

D = 0,42/12 = 0,035 ft ……..(Tabel.10) 0,035 x 101.716,5 = 406,401 8,760

= 129,02 +

R et =

127,55 (228,92 − 129,02) 132,605 + 127,55

7. L/D = 10/0,035 = 285,714

= 177,9990F

jH = 37 ……(fig.28) 8. ∆t t C =129,020F


c = 0,5 …………(fig.4)

D s = 8/12 = 0,666 ft

k = 0,078 ………..(fig.1)

2’. N + 1 = 12 L/B

k  C.µ  9. h i = jH .   Da  k 

= 12 x 10/3 = 40

1/ 3

.φ t

3’. ∆P S =

hO

0,078 = 37 x x3,829 φt 0,035

=

= 315,728 10.

5,22 x1010 x Ds x S xφs

0,0035 x14.530,5 2 x0,666 x 40 = 0,01 Psi 5,22 x1010 x0,666 x0,513x0,987

Allowable ∆P S = 10 Psi

hio hi ID = x φt φt OD = 315,728 x

f .G S .D S .( N + 1)

0,42 = 132,605 1

11. At. Tw = 177,999 F, µw = 1,2 x 2,42 0

1.Ret = 406,401 f = 0,0009 ……(fig.29) s = 0,96 ….(fig.6)

= 2,904lb/ft.jam  µ   ϕt =   µw 

12. hio =

0 ,14

 8,760  =   2,904 

0.14

= 1,167

hio φt = 132,605 x 1,167 φt

= 154,75 Btu/jam.ft2.0F Rd =

U C − U D 69,418 − 16,471 = = 0,046 U C .U D 69,418 x16,471

125,8910F

H outside

U C = 69,418

154,750F

2. ∆P t = =

f .G t .L.n 5,22 x10 10 x D x S xφt

0,0009 x101.716,5 x10 x 4 = 0,009 Psi 5,22 x1010 x0,666 x0,513 x1,167

Allowable ∆P S = 10 Psi 3. Gt = 101.716,5; ∆P t =

V2 = 0,0015 …(fig.27) 2g'

4n V 2 4 x 4 x0,0015 . = = 0,025 s 2g' 0,96

4. ∆P T = 0,009 + 0,025 = 0,034 Psi

U D = 16,471 R d Calculated 0,046 Rd Requaired 0,003

Pressure Drop 1’.Res = 1.220,156 f = 0,0035 ……(fig.29) s = 0,513 ….(fig.6)


5. Pompa Seperator (P-102) Fungsi : memompakan CPO dan air yang akan diumpankan ke splitting dari Separator. Dari neraca bahan diperoleh :  Laju alir massa (G)

= 889,003 kg/jam

 Densitas campuran, ρ

= (wt% x ρ CPO ) + (wt% x ρ H2O ) = (0,94 x 929,044) + (0,06 x 994,03) = 932,943 kg/m3 = 58,396 lb/ft3 = (wt% x µ CPO ) + (wt% x µ H2O )Cp

 Viscositas campuran,µ

= (0,94 x 0,0134) + (0,06 x 0,538 x 10-3) = 0,012 lb/ft.s  Laju alir volumetric Q

=

G ρ

=

898,003 kg/jam 932,396 kg/m 3

ft 3 1 jam m3 = 0,963 x 35,31 3 x jam m 3600 det = 0,009  Diameter optimum, D OPT

ft 3 detik

= 3,9 (Q)0,45(ρ)0,13 = 3,9 (0,009)0,45(62,040)0,13 = 0,8 in

Dipilih pipa dengan diameter ½ in, schedule 40 dengan data-data: - Diameter luar, OD = 0,840 in - Diametr dalam, ID = 0,622 in = 0,052 ft - Luas permukaan, A = 0,0021 ft2  Kecepatan laju alir, V = =

Q A

0,005 ft 3 / s 0,0021 ft 2

= 2,369 ft/s


 Bilangan Reynold, N Re

58,396 lb/ft 3 x 0,052 ft x 3,809ft/s = = 559,473 0,013 lb/ft.s

Bilangan Reynold, N Re < 2100 aliran Laminar Dari Appendix C.1 Alan Foust, 1951 untuk pipa komersial dengan diameter 0,840 in diperoleh C/D = 0,0029 dengan memlot N RE terhadap ∈/D diperoleh f = 64 = 0,114 559,473 Dimana system perpipaan sebagai berikut : - Direncanakan ketinggian pemompaan L 1 = 6,562 ft - Panjang pipa eqivalen, Le Pipa lurus = 16,405 ft - 1 buah gate fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980) L 2 = 1 x 13 x 0,052 ft = 0,676 ft - 2 buah standart elbow 900 (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust,1980) L3 = 1 x 30 x 0,052 ft = 1,56 ft - 1 buah inward protecting pipe intrance (k = 0,5, L/D = 50 Foust, 1980) L4 = 50 x 0,5 x 0,052 = 1,3 ft - 1 buah protecting pipe exit (k = 1, L/D = 45 Appendix C-2c dan C-2d, Foust, 1980) L5 = 45 x 1 x 0,052 = 2,34 ft Panjang pipa total (∑L) = 6,562 + 16,405 + 0,676 + 1,56 + 1,3 +2,34 = 28,843 ft Faktor gesekan, ΣF =

fv 2 ΣL (0,114)(2,369) 2 (28,843) = 5,516 lbf/lbm = 2gcD 2(32,174)(0,052)

Direncanakan total ketinggian pemompaan, ∆z = 6,562 ft Daya pompa, ws

= ∆z.

g + ΣF gc

= 6,562 ft.lbf/lbm + 5,516 ft.lbf/lbm = 12,078 ft.lbf/lbm Tenaga Pompa, P

= Q x P x ws = 0,009 ft3/detik x 58,232 lb/ft3 x 12,078 ft. lbf/lbm = 6,329 lb ft/detik


1 Hourse Power

= 550 ft.ft/s

lb.ft detik = 0,01 Hp = ft.lb 550 detik 6,329

P


0,01 = 0,015 Hp 0,75

Effesiensi motor, 65% Tenaga motor =

0,015 0,65

= 0,023 Hp

6. Kolom Hidrolisa (SP-101) Fungsi

: tempat mereaksikan CPO dengan air (H 2 O).

Jumlah

: 1 buah

Tekanan

: 55 bar = 54,3 atm = 797,993 Psi

Temperatur operasi

= 2550C

Laju alir masuk, G

= 842,435 kg/jam

Densitas CPO

= 68,12% x 929,044 = 632,865

Densitas air

= 31,88% x 994,03

Densitas total campuran = 949,762 kg/m

= 316,897

3

Tangki direncanakan untuk kebutuhan 12 jam operasi (waktu yang dibutuhkan untuk reaksi hidrolisa) = 842,435 kg/jam x 12 jam = 10.109,22 kg Volume tangki, Vt dengan faktor kelonggaran 15% = 0,15 maka Vt : Vt = 1,15 x

= 1,15 x

G ρ 10.109,22 kg 949,762 kg/m 3


= 12,240 m3 Tangki dirancang berbentuk slinder tegak dengan tutup bawah ellips dan tutup atas datar antara tinggi terhadap diameter tangki 12 : 1, sedangkan antara tinggi alipsoidal terhadap diameter 1 : 5.

•


1/ 3

1/ 3

12,240 x (16 / 5)  =   3,14   = 2,319 m •

Tinggi slinder, H s

= 5/4 x Dt = 5/4 x 2,319 = 2,898 m

•

Tinggi head, H h

= 5/4 x Dt = 5/4 x 2,319 = 0,463 m

•


= Hs

+

HH

= 2,898 + 0,463 = 3,361 m •

Tekanan Desain, P D

= ρ x (H S – 1) = 949,762 kg/m3 (2,898 – 1) = 1.802,648

lb Kg 1m 2 1 ft 2 x 2,204 x x m3 kg 10,764 ft 2 144 m 2

= 2,563 lb/m2 = 2,563 Psi Bahan konstruksi tangki plate baja tahan karat, Carbon steel 300 data-data sebagai berikut : Allowable stress, S = 13.800 Psi Effesiensi sambungan, E = 0,85 Faktor korosi, C = 0,006 in/tahun




= P D + 14,7 Psi = 2,563 + 14,7 = 17,263 Psi


=

PxD + c.n 2 x S x E − 0,6 P

TP

=

in 17,263 x (2,319)(39,37) x10 tahun + 0,006 tahun 2 x13.800 x 0,85 − (0,6 x17,263)

= 0,127 in Maka tebal plate yang dipakai ¼ in.

7. Flash Tank Asam Lemak I (FT-01) Fungsi

: Mengurangi kadar air yang keluar dari produk atau menara kolom hidrolisa.

Bentuk

: Slinder vertikal dengan alas (dasar) berbentuk ellipsoidal

Bahan

: Cost iron

Laju umpan masuk ke flash tank : 1765,87 kg/jam

(dari Neraca Massa)

ρ densitas campuran = (% x ρ C 14 ) + (% x ρC 16 ) + (% x ρC 18 ) + (% x ρC 18 F 1 ) + (% x ρC 18 F 2 ) + (% x ρC 18 F 3 ) + (% x ρH 2 O) = (0,005 x 0,8439) + (0,115 x 0,8414) + (0,01 x 0,8390) + (0,118 x 0,8500) + (0,022 x 0,8872) + (0,003 x 0,8875) + (0,722 x 994,03) = (0,004 + 0,096 + 0,008 + 0,10 + 0,019 + 0,003) + 717,689 = 0,23 kg/l + 717,689 kg/m3 = 0,23 kg/l x 1000 l/m3 = 230 kg/m3 + 717,689 kg/m3 = 947,689 kg/m3 Laju umpan

=

1765,87 kg/jam 977,735 kg/m 3

= 1,546 m3/jam Faktor keamanan

= 15%

Volume flasj tank

= 1,15 x 1,546


= 1,778 m3 Dipakai 1 unit flash tank dengan H = 3/2 D Volume flash tank

Volume flash tank

=

1 π D2 x H 4

=

1 3 π D2 x D 4 2

= 1,178 D3

1,778 m3 = 1,178 D3 D

= 1,147 m = 45,157 in

H

= 3/2 D = 3/2 x 1,147 m = 1,720 m

Faktor keamanan

= 15%

Tekanan flash tank,P D = 40 bar = 0,580 Psi P D = 1,15 x 0,580 Psi = 0,667 Psi P total = P D + 14,7 Psi = 0,667 Psi + 14,7 Psi = 15,367 Psi Maksimum allowable stress, S = 13.800 Psi Effisiensi sambungan, E = 0,85 Faktor korosi, C = 0,006 in/tahun Direncanakan umur alat, n = 10 tahun Menghitung tebal Slinder T

=

PxD + C.n 2 x S x E − 0,6P

=

15,367 Psi x 45,157 in + 0,006 in/tahun x 10 tahun 2 x 13800 Psi x 0,85 − 0,6 (15,367)

= 0,089 in Direncanakan dan dipilih tebal flash tank = 0,15 in


8. Pompa Flash Tank Asam Lemak (P-103) Fungsi : memompakan Asam lemak dari Splitting ke flash tank asam lemak. Jumlah : 1 buah Dari neraca bahan diperoleh :  Laju alir massa (G)

= 1765,87 kg/jam


= 977,735 kg/m3 = 60.928 lb/ft3 ..(Perry, 1997)


= 7,093 Cp

………(Perry,1997)

= 0,0048 lb/ft.s  Laju alir volumetric Q

 Diameter optimum, D OPT

=

G ρ

=

1765,87 kg/jam 977,735 kg/m 3

= 1,806

ft 3 1 jam m3 x 35,31 3 x jam m 3600 det

= 0,017

ft 3 detik

= 3,9 (Q)0,45(ρ)0,13 = 3,9 (0,017)0,45(62,929)0,13 = 1,06 in

Dipilih pipa dengan diameter 1 ¼ in, schedule 40 dengan data-data sebagai berikut: - Diameter luar, OD = 1,660 in - Diametr dalam, ID = 1,380 in = 0,115 ft - Luas permukaan, A = 0,01040 ft2  Kecepatan laju alir, V = =

Q A

0,017 ft 3 / s 0,01040 ft 2

= 1,634 ft/s



=

ρ.D.V μ

=

60,929 lb/ft 3 x 0,115 ft x 1,634 ft/s = 2.386,141 0,0048 lb/ft.s

Bilangan Reynold, N Re > 2100 aliran Turbulen Dari Appendix C.1 Alan Foust, 1951 untuk pipa komersial dengan diameter 1¼ in diperoleh C/D = 0,0015 dengan memlot N RE terhadap ∈/D diperoleh f = 0,027. Dimana system perpipaan sebagai berikut : - Direncanakan ketinggian pemompaan L 1 = 12 ft - Panjang pipa eqivalen, Le Pipa lurus = 60 ft - 1 buah gate fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980) L 2 = 1 x 13 x 0,115 ft = 2,99 ft - 2 buah standart elbow 900 (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust,1980) L3 = 1 x 30 x 0,115 ft = 6,9 ft - 1 buah inward protecting pipe intrance (k = 0,5, L/D = 50 Foust, 1980) L4 = 50 x 0,5 x 0,115 = 2,875 ft - 1 buah protecting pipe exit (k = 1, L/D = 45 Appendix C-2c dan C-2d, Foust, 1980) L5 = 45 x 1 x 0,115 = 5,175 ft Panjang pipa total (∑L) = 89,94 ft Faktor gesekan, ΣF =

fv 2 ΣL (0,027)(1,634) 2 (89,94) = 0,876 lbf/lbm = 2gcD 2(32,174)(0,115)

Direncanakan total ketinggian pemompaan, ∆z = 12 ft Daya pompa, ws

= ∆z.

g + ΣF gc

= 12 ft.lbf/lbm + 0,876 ft.lbf/lbm = 12,876 ft.lbf/lbm Tenaga Pompa, P



1 Hourse Power

= 550 ft.ft/s

lb.ft detik = 0,024 Hp ft.lb 550 detik

13,336 P

=


0,024 = 0,032 Hp 0,75


0,032 0,65

= 0,043 Hp

9. Kolom Fraksinasi –01 (KF-01) Fungsi : Untuk memisahkan asam lemak dari fraksi ringan (C 14 , C 16 , C 18 , H 2 O) sebagai produk asam palmitat dari fraksi berat (C 18 , C 18 F 1 , C 18 F 2 , C 18 F 3 ) Diketahui : 1. R = 1,25 R min 2. 1,2 R min
Menghitung derajat volalitas (α)

Asam Miristat (C 14 ) Rm + 1

=

αA .X A −θ

∑α

…(Mc. Cabe, 1993)

9,578 1415,562 α A − 1,6

αA 1,04 + 1

=

2,04

=

αA

0,007α A α A − 1,6

= 1,602



Rm + 1

=

αB.X B −θ

∑α

…(Mc. Cabe, 1993)

205,948 1415,562 α B − 1,6

αB 1,04 + 1

=

2,04

= αB

0,144α B α A − 1,6

= 1,641

Asam Stearat (C 18 ) Rm + 1

=

αC . X C −θ

∑α

…(Mc. Cabe, 1993)

205,948 1415,562 α B − 1,6

αB 1,04 + 1

=

2,04

= αC

0,144α B α A − 1,6

= 1,603

Asam Oleat (C 18 F 1 ) Rm + 1

=

αD.X D −θ

∑α

…(Mc. Cabe, 1993)

205,948 1415,562 α D − 1,6

αD 1,04 + 1

=

2,04

= αD

0,144α D α D − 1,6

= 1,644

Asam Linoleat (C 18 F 2 ) Rm + 1

=

αD.X D −θ

∑α

…(Mc. Cabe, 1993)


205,948 1415,562 α E − 1,6

αE 1,04 + 1

=

2,04

= αE

0,144α E α E − 1,6

=1,644

Asam Linolenat (C 18 F 3 ) Rm + 1

=

αF.X F −θ

∑α

…(Mc. Cabe, 1993)

205,948 1415,562 α F − 1,6

αF 1,04 + 1

=

2,04

= αC

0,144α B α A − 1,6

=

Air (H 2 O) Rm + 1

=

αC . X C −θ

∑α

…(Mc. Cabe, 1993)

205,948 1415,562 α B − 1,6

αB 1,04 + 1

=

2,04

= αC

0,144α B α A − 1,6

=

Dimana : Dlk

: komponen kunci ringan (H 2 O)

= 1195,109 kg/jam

Dhk

: komponen kunci berat di destilat (C 18 )

= 17,075 kg/jam

Bhk

: komponen kunci berat di bottom (C 18 F 3 )

= 4,958 kg/jam

Blk

: komponen kunci ringan dibottom (C 18 )

= 2,083 kg/jam

Jumlah stage =


= •

Menghitung diameter dalam dan tinggi menara

Diameter kolom dihitung berdasarkan laju alir pada puncak menara. D = 1.415,562 kg/jam Fraksi berat untuk masing-masing komponen: - Asam Miristat (C 14 ) =

9,578 = 0,007 1415,562

-Asam Palmitat (C 16 ) =

205,948 = 0,144 1415,562

-Asam Stearat (C 18 ) =

17,075 = 0,011 1415,562

-Air (H 2 O)

1195,109 = 0,838 1415,562

=

Berat Molekul rata-rata: BM Rata-rata

= {wt% x BM (C 14 )} + {wt% x BM (C 16 )} + {wt% x BM (C 18 )} + {wt% x BM (H 2 O)} = (0,007x 228,36)+(0,144 x 256,42) + (0,011 x 284,47) +(0,838 x 18,016) = 56,748 gr/mol

Asumsi : Gas memenuhi hukum gas ideal PV = n RT Dimana: P = tekanan didalam kolom fraksinasi = 1 atm T = temperatur didalam kolom fraksinasi = 2550C = 528 K R = konstanta gas ideal = 82,06 cm3 atm/gr mol K PV = n RT n P = V RT gr

BM V

=

P RT

gr BM .P = V RT


ρ gas = =

BM .P RT

(56,748 gr / mol )(1atm) (82,06 cm3 / mol K )(528 K )

= 0,001 gr/cm3 = 0,062 lb/ft3 Densitas pada fase liquid untuk tiap-tiap komponen pada suhu 2550C. ρ Asam Miristat

= 0,8439 gr/ml

= 52,643 lb/ft3

ρ Asam Palmitat

= 0,8414 gr/ml

= 52,487 lb/ft3

ρ Asam Stearat

= 0,8390 gr/ml

= 52,337 lb/ft3

ρ Air

= 1000 kg/m3

= 62,379 lb/ft3

ρ Campuran

= {wt% x ρ Liquid (C 14 )} + {wt% x ρ Liquid (C 16 )} + {wt% x ρ Liquid (C 18 )}+{wt% x ρ Liquid (H 2 O)}

= (0,007 x 52,643) + (0,144 x 52,487) + (0,011 x 52,337) + (0,838 x 62,379) = 60,774 lb/ft3 Dipakai Tray Spacing 6 in maka dari gambar 15.6 Timmerhouss dan Petter. Diambil K V = 0,12 V Maks = K V

 ρL− ρg     ρ g 

1

2

 60,774 − 0,062  = 0,12   0,062  

1

2

= 3,755 ft/s D

=

V .ρ .π 4D2

D3

=

V .ρ .π 4

=

3,755 x 60,774 x 3,14 4

= 179,142 ft3 D

= 5,637 ft = 1,717 m = 67,589 in

Jarak antara plate dengan tutup diambil = 3 ft


Jarak antara plate terbawah dengan dasar diambil = 4 ft Jarak antara plate = 6 in Jumlah plate = 9,180 Maka: Tinggi menara = 3 +

9,180 x 6 +4 12

= 11,59 ft = •

Menghitung Plate menara

Kedudukan menara

= Vertikal

Bentuk menara

= Silinder

Bahan

= Carbon Steel SA-129

Tekanan yang diizinkan

= 11.000 Psi

Direncanakan umur alat

= 10 tahun

E

= 0,75

C

= 0,125 in/tahun

Faktor keamanan untuk tekanan alat 15% Tekanan Design (P D ) = P Operasi + (15%. P Operasi ) = 14,7 + (0,15 x 14,7) = 16,9 Psi Tebal plat minimum, T P : TP

=

PxD + c.n 2 x S x E − 0,6 P

TP

=

16,9 x (67,598)(39,37) in + 0,006 x10 tahun 2 x11.000 x 0,75 − (0,6 x16,9) tahun

=

1142,406 + 0,06 16479,72

= 1,319 in Maka tebal plate yang dipakai 1½ in.

10. Kolom Fraksinasi –02 (KF-102) Fungsi : Untuk memisahkan asam lemak dari fraksi ringan (C 18 , C 18 F 1 , C 18 F 2 ) dan


sebagai

produk asam palmitat dari fraksi berat (C 18 F 1 , C 18 F 2 , C 18 F 3 ) dan

sebagai produk asam linoleat. Diketahui : 1. R = 1,25 R min 2. 1,2 R min
=

αA .X A −θ

∑α

…(Mc. Cabe, 1993)

2,083 208,333 α A − 1,3

αA 1,04 + 1

=

2,04

=

αA

0,009α A α A − 1,3

= 1,306

Asam Oleat (C 18 F 1 ) Rm + 1

=

αB.X B −θ

∑α

…(Mc. Cabe, 1993)

204,166 208,333 α B − 1,3

αB 1,04 + 1

=

2,04

= αB

0,982α B α B − 1,3

= 2,502

Asam Linoleat (C 18 F 2 ) Rm + 1

=

αC . X C −θ

∑α

…(Mc. Cabe, 1993)


2,083 208,333 α C − 1,3

αC 1,04 + 1

=

2,04

= αC

0,144α C α C − 1,3

= 1,263

α AVG = 3 α A x α B x α C = 3 1,306 x 2,502 x 1,263 =

3

4,127

= 1,604 Jumlah stage =

log{(dlk/dhk)}{(bhk/blk)} logα AVG

Dimana : Dlk

: komponen kunci ringan destilat (C 18 F 1 )

= 204,166 kg/jam

Dhk

: komponen kunci berat di destilat (C 18 F 2 )

= 2,083 kg/jam

Bhk

: komponen kunci berat di bottom (C 18 F 3 )

= 38,363 kg/jam

Blk

: komponen kunci ringan dibottom (C 18 F 1 ) = 4,958 kg/jam

Jumlah stage = = 14,541 a. Menghitung diameter dalam dan tinggi menara Diameter kolom dihitung berdasarkan laju alir pada puncak menara. D = 208,333 kg/jam Fraksi berat untuk masing-masing komponen: - Asam Stearat (C 18 ) =

2,083 = 0,009 208,333

-Asam Oleat (C 18 F 1 )

=

204,166 = 0,982 208,333

-Asam Linoleat (C 18 F 2 )

=

2,083 = 0,009 208,333


Berat Molekul rata-rata: BM Rata-rata

= {wt% x BM (C 18 )} + {wt% x BM (C 18 F 1 )} + {wt% x BM (C 18 F 2 )} = (0,009 x 284,47) + (0,982 x 282,45) + (0,009 x 280,44) = 282,448 gr/mol

Asumsi : Gas memenuhi hukum gas ideal PV = n RT Dimana: P = tekanan didalam kolom fraksinasi = 1 atm T = temperatur didalam kolom fraksinasi = 3700C = 643 K R = konstanta gas ideal = 82,06 cm3 atm/gr mol K PV = n RT n P = V RT gr

BM V

=

P RT

gr BM .P = V RT

ρ gas = =

BM .P RT

(282,448 gr / mol )(1atm) (82,06 cm3 / mol K )(643K )

= 0,0054 gr/cm3 = 0,337 lb/ft3 Densitas pada fase liquid untuk tiap-tiap komponen pada suhu 3700C. ρ Asam Stearat

= 0,9428 gr/ml

= 58,812 lb/ft3

ρ Asam Oleat

= 0,9313 gr/ml

= 58,095 lb/ft3

ρ Asam Linoleat

= 0,9389 gr/ml

= 58,569 lb/ft3

ρ Campuran

= {wt% x ρ Liquid (C 18 )} + {wt% x ρ Liquid (C 18 F 1 )} + {wt% x

ρ Liquid (C 18 F 2 )} = (0,009 x 58,812) + (0,982 x 58,095) + (0,009 x 58,569) = 58,105 lb/ft3


Dipakai Tray Spacing 6 in maka dari gambar 15.6 Timmerhouss dan Petter. Diambil K V = 0,12 V Maks = K V

 ρL− ρg     ρ g 

1

2

 58,105 − 0,337  = 0,12   0,337  

1

2

= 1,571 ft/s D

=

V .ρ .π 4D2

D3

=

V .ρ .π 4

=

1,571 x 58,105 x 3,14 4

= 71,657 ft3 D

= 4,153 ft = 1,266 m = 49,665 in

Jarak antara plate dengan tutup diambil = 3 ft Jarak antara plate terbawah dengan dasar diambil = 4 ft Jarak antara plate = 6 in Jumlah plate = 14,541 Maka: Tinggi menara = 3 +

14,541 x 6 +4 12

= 14,270 ft = 4,350 m b.Menghitung Plate menara Kedudukan menara

= Vertikal

Bentuk menara

= Silinder

Bahan

= Carbon Steel SA-129

Tekanan yang diizinkan

= 11.000 Psi

Direncanakan umur alat

= 10 tahun

E

= 0,75

C

= 0,125 in/tahun


Faktor keamanan untuk tekanan alat 15% Tekanan Design (P D ) = P Operasi + (15%. P Operasi ) = 14,7 + (0,15 x 14,7) = 16,9 Psi Tebal plat minimum, T P : TP

=

PxD + c.n 2 x S x E − 0,6 P

TP

=

16,9 x (49,665)(39,37) in + 0,006 x 10 tahun 2 x 11.000 x 0,75 − (0,6 x 16,9) tahun

=

839,338 + 0,06 16.489,86

= 1,301 in Maka tebal plate yang dipakai 1½ in.

11.Pompa Kolom Fraksinasi-02 (P-105) Fungsi : memompakan C 18 F 1 , C 18 F 2 , dan C 18 F 3 ketangki penyimpanan asam oleat. Dari neraca bahan diperoleh :  Laju alir massa

= 49,137 kg/jam

 Densitas campuran, ρ = (wt% x ρC 18 F 1 ) + (wt% x ρC 18 F 2 ) + (wt% x ρC 18 F 3 ) = (0,118 x 0,850) + (0,781 x 0,850) + (0,101 x 0,88872) = 0,852 kg/L x 1000 L/m3 = 852 kg/m3 = 53,331 lb/ft3  Viscositas Campuran µ = (wt% x µC 18 F 1 ) + (wt% x µC 18 F 2 ) + (wt% x µC 18 F 3 ) = (0,118 x 3,11) + (0,781 x 3,48) + (0,101 x 3,56) = 3,442 cP = 2,313 10-3 lb/ft.s  Laju alir volumetric Q

=

G ρ

=

49,137 kg/jam 852 kg/m 3


ft 3 m3 1 jam = 0,057 x 35,31 3 x jam m 3600 det = 0,0005  Diameter optimum, D OPT

ft 3 detik

= 3,9 (Q)0,45(ρ)0,13 = 3,9 (0,0005)0,45(3,442)0,13 = 0,149 in

Dipilih pipa dengan diameter ½ in, schedule 40 dengan data-data: - Diameter luar, OD = 0,840 in - Diametr dalam, ID = 0,622 in = 0,052 ft - Luas permukaan, A = 0,0021 ft2  Kecepatan laju alir, V = =

Q A

0,0005 ft 3 / s 0,00163 ft 2

= 0,277 ft/s


53,331 lb/ft 3 x 0,052 ft x 0,277ft/s = 2,315x10 -3 lb/ft.s = 331,815

Bilangan Reynold, N Re < 2100 aliran Laminar Dari Appendix C.1 Alan Foust, 1951 untuk pipa komersial dengan diameter 0,840 in diperoleh C/D = 0,0003 dengan memlot N RE terhadap ∈/D diperoleh f = 0,193 Dimana sistem perpipaan sebagai berikut : - Direncanakan ketinggian pemompaan L 1 = 6 ft - Panjang pipa eqivalen, Le Pipa lurus = 100 ft - 2 buah gate fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980) L 2 = 2 x 13 x 0,052 ft = 1,352 ft - 2 buah standart elbow 900 (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust,1980) L3 = 2 x 30 x 0,052 ft = 3 ft


- 1 buah inward protecting pipe intrance (k = 0,5, L/D = 50 Foust, 1980) L4 = 50 x 0,5 x 0,052 = 1,25 ft - 1 buah protecting pipe exit (k = 1, L/D = 45 Appendix C-2c dan C-2d, Foust, 1980) L5 = 45 x 1 x 0,052 = 2,34 ft - 1 buah standart Tee L/D = 60 L6 = 60 x 1 x 0,052 = 3 ft Panjang pipa total (∑L) = 6 + 100 + 1,352 + 3 + 1,25 + 2,34 +3 = 116,942 ft Faktor gesekan, ΣF =

fv 2 ΣL (0,193)(0,277) 2 (116,942) = 0,518 lbf/lbm = 2gcD 2(32,174)(0,052)

Tinggi pemompaan, ∆z = 6,5 ft Pressure head,

Ws

= ∆z.

ΔP =0 ρ


= 6,5 + 0 + 0 + 0,518 = 7,018 ft.lbf/lbm Tenaga pompa, P =

Ws.Q.ρ (7,018)(0,0005)(53,331) = = 0,0003 Hp 550 550


0,0003 = 0,0004 Hp 0,8

12.Tangki Penyimpanan Asam Linoleat (T-103) Fungsi

: tempat penyimpanan Asam Linoleat untuk kebutuhan 28 hari.

Bentuk


Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-300 Laju alir masuk

= 49,137 kg/jam x 24 jam/hari = 1179,288 kg/hari

Kebutuhan untuk 28 hari = 1179,288 kg/hari x 28 hari = 33.020,064 kg


ρ Campuran

= (wt% x ρ C 18 F 1 ) + (wt% x ρ C 18 F 2 ) + (wt% x ρ C 18 F 3 ) = (0,119 x 0,850) + (0,768 x 0,8872) + (0,113 x 0,8950) = 0,884 kg/L x 1000 L/m3 = 884 kg/m3

Volume Linoleat

=

33.020,064 kg 884 kg / m 3

= 37,353 m3 Faktor keamanan

= 15%

Volume tangki

= 1,15 x 37,353 m3 = 42,956 m3

Tangki dirancang berbentuk slinder tegak dengan tutup bawah datar dan tutup atas ellipsoidal antara tinggi terhadap diameter tangki 5 : 4, sedangkan antara tinggi alipsoidal terhadap diameter 1 : 5 bahan (C 18 F 2 ) hanya mengisi pada bagian slinder tegak.

•


1/ 3

 42,956 x (16 / 5)  =   3,14  

1/ 3

= 3,519 m •

Tinggi slinder, H s

= 5/4 x Dt = 5/4 x 3,519 = 4,399 m

•

Tinggi head, H h

= 5/4 x Dt = 5/4 x 3,519 = 0,703 m

•


= Hs

+

HH

= 4,399 + 0,703 = 5,102 m •

Tekanan Desain, P D

= ρ x (H S – 1)


= 884 kg/m3 (5,102 – 1) = 3626,168

1m 2 1 ft 2 Kg lb x 2,204 x x m3 kg 10,764 ft 2 144 m 2




= P D + 14,7 Psi = 5,156 + 14,7 = 19,856 Psi


=

PxD + c.n 2 x S x E − 0,6 P

TP

=


=

9900,75 + 0,06 23.443,119


13.Tangki Penyimpanan Asam Oleat (T-104) Fungsi

: tempat penyimpanan Asam Oleat untuk kebutuhan 28 hari.

Bentuk




Kebutuhan untuk 28 hari = 4999,992 kg/hari x 28 hari = 139.999,776 kg


ρ Campuran

= (wt% x ρ C 18 ) + (wt% x ρ C 18 F 1 ) + (wt% x ρ C 18 F 2 ) = (0,01 x 0,839) + (0,981 x 0,850) + (0,009 x 0,8872) = 0,841 kg/L x 1000 L/m3 = 841 kg/m3

Volume Oleat

=

139.999,776 kg 841 kg / m 3


= 15%

Volume tangki

= 1,15 x 166,468 m3 = 191,438 m3


•


1/ 3

191,438 x (16 / 5)  =   3,14  

1/ 3

= 5,789 m •

Tinggi slinder, H s

= 5/4 x Dt = 5/4 x 5,789 = 7,236 m

•

Tinggi head, H h

= 5/4 x Dt = 5/4 x 5,789 = 1,157 m

•


= Hs

+

HH

= 7,236 + 1,157 = 8,393 m •

Tekanan Desain, P D

= ρ x (H S – 1)


= 841 kg/m3 (8,393 – 1) = 6.217,513





= P D + 14,7 Psi = 8,844 + 14,7 = 23,544 Psi


=

PxD + c.n 2 x S x E − 0,6 P

TP

=



14.Tangki Penyimpanan Asam Palmitat (T-102) Fungsi

: tempat penyimpanan Asam Palmitat untuk kebutuhan 28 hari.

Bentuk



= 1.415,562 kg/jam x 24 jam/hari = 33.973,488 kg/hari

Kebutuhan untuk 28 hari = 33.973,488 kg/hari x 28 hari = 33.973,488 kg ρ Campuran

= (wt% x ρ C 14 ) + (wt% x ρ C 16 ) + (wt% x ρ C 18 ) + (wt% x ρ

H 2 O)


= (0,0023 x 0,8439) + (0,0549 x 0,8414) + (0,0051 x 0,839) + (0,938 x 994,03) = 0,053 kg/L x 1000 L/m3 + 932,101 kg/m3 = 985,101 kg/m3 Volume Palmitat =

951.257,664 kg 884 kg / m 3


= 15%

Volume tangki

= 1,15 x 966,626 m3 = 1111,619 m3


•


1/ 3

1111,619 x (16 / 5)  =   3,14  

1/ 3

= 10,4 m •

Tinggi slinder, H s

= 5/4 x Dt = 5/4 x 10,4 = 13 m

•

Tinggi head, H h

= 1/5 x Dt = 1/5 x 10,4 = 2,08 m

•


= Hs

+

HH

= 13 + 1,157 = 15,08 m •

Tekanan Desain, P D

= ρ x (H S – 1)


= 985,101 kg/m3 (15,08 – 1) = 13870,222





= P D + 14,7 Psi = 19,731 + 14,7 = 34,431 Psi


=

PxD + c.n 2 x S x E − 0,6 P

TP

=


= 0,661 in

14.Tangki Penyimpanan Gliserin (T-105) Fungsi

: tempat penyimpanan Gliserin untuk kebutuhan 28 hari.

Bentuk




Penyimpanan 28 hari

= 5219,256 kg/hari x 28 hari

= 146139,168 kg ρ Campuran

= (wt% x ρ gliserol) + (wt% x ρ CPO) + (wt% x ρ H 2 O) = (0,37 x 934,405) + (0,035 x 929,044)+ (0,598 x 994,03) = 972,674 kg/m3


Volume Palmitat =

146139,168 kg 972,674 kg / m 3


= 15%

Volume tangki

= 1,15 x 150,244 m3 = 172,781 m3


•


1/ 3

 42,956 x (16 / 5)  =   3,14  

1/ 3

= 5,595 m •

Tinggi slinder, H s

= 5/4 x Dt = 5/4 x 5,595 = 6,994 m

•

Tinggi head, H h

= 1/5 x Dt = 1/5 x 5,595 = 1,119 m

•


= Hs

+

HH

= 6,994 + 1,119 = 8,113 m •

Tekanan Desain, P D

= ρ x (H S – 1) = 972 kg/m3 (8,113 – 1) = 3989,908


= 5,673 lb/m2


= 5,673 Psi Bahan konstruksi tangki plate baja tahan karat, Carbon steel maksimum Allowable stress, S = 13.800 Psi Effesiensi sambungan, E = 0,85 Faktor korosi, C = 0,006 in/tahun



= P D + 14,7 Psi = 5,673 + 14,7 = 20,373 Psi


=

PxD + c.n 2 x S x E − 0,6 P

TP

=


= 0,251 in

16. Condensor II (CD-102) Fungsi : Untuk mendinginkan dan mengubah fase uap air yang keluar dari flash tank 1. Type : Horizontal shell and tube Exchanger Shell Side

Tube Side




Temperatur

Fluida dingin

Beda

2550C (4910F)

Temperatur tinggi

400C (1040F)

3870F

800C (1760F)

Temperatur rendah

250C (770F)

990F

270F

2880F

3150F T1 – T2

∆t2 - ∆t1

t2 – t1


(T1 − t t ) − (T2 − t1 ) 288 = = 138, ,528 0 F (T − t ) ln 38 / 36 ln 1 t (T2 − t1 )

1. LMTD

=

2.

S

=

t 2 − t1 27 = = 0,151 T1 − t1 255 − 77

R

=

T1 − T2 315 = = 11,666 t1 − t 2 27

∆t

= LMTD x F T

FT

= 0,89

∆t

= 0,89 x 138,528 0F = 123,289 0F

3. T C dan t C Penempatan fluida: a. Fluida panas adalah steam yang keluar dari flash tank 1. b. Fluida dingin adalah air berada dalam tube. ∆tc 104 − 77 = = 0,085 ∆th 491 − 176 491 − 104 = 3,721 104

Kc

=

Fc

= 0,425

TC

= 176 + 0,42 x 315

= 309,8750F

tC

= 77 + 0,42 x 27

= 88,4750F

Hot fluide 4’. as =

Gs =

ID.C '.B 8 x 0,25 x 3 = = 0,042 ft 2 144. Pr 144 x 1

5’. Massa Velocity (G S )

W 711,721 = = 16.945,738 lb / jam. ft 2 aS 0,042

6’. R es = (D a .G S )/µ ∆t T C =154,850F, µ = 0,02 x 2,42 = 0,048 lb/ft.jam ….(fig.14) D S = 0,8/12 = 0,066 ft …..(fig.28)


R es =

0,066 x 14.530,95 = 1.220,156 0,786

UD =

Q 60.842,527 = = 21,69 40 x70,12 A.∆t

7’. JH = 90 …….(fig.28) 8’. ∆t T C

= 154,850F

Cold Fluide 4. a’ t = 0,182 …….(Tabel 10, Kern)

c = 0,45 …………(fig.4) k = 0,065 ………..(fig.1)

 c.µ     k 

1/ 3

 0,45 x0,048  =   0,065 

k  C.µ  9’. h O = jH .   Da  k 

Nt.a t 20 x0,182 = = 0,006 ft 2 144.n 144 x 4

at =

1/ 3

= 0,692

5. Massa Velocity (G t ) G t = w/a t

1/ 3

.φ S

= 118.620,167 lb/jam.ft2 6. R et = (D.G t )/µ

hO

0,065 = 90 x x0,692 φS 0,066

∆t t C

hO / φ S 10’. t w = t C + (Tc − tc) hio / φ t + ho / φ S = 154,85 +

D = 0,42/12 = 0,035 ft ……..(Tabel.10) R et =

0,035 x 101.716,5 = 406,401 8,760

7. L/D = 10/0,035 = 285,714

6,078 (154,85 − 101,49) 64,252 + 6,078 11’.159,4610F, µ = 0,4061 x 2,42 = 0,982 lb/ft.jam

12’. h o =

= 101,490F, µ = 0,656 x 2,42 = 1,587 lb/ft.jam ….(fig.14)

= 6,078

 µ   ϕs =   µw 

= 711,721/0,006

0 ,14

 0,048  =   0,982 

jH = 40 ……(fig.28) 8. ∆t t C =101,490F c = 0,42 …………(fig.4) k = 0,060 ………..(fig.1)

0.14

= 0,655

ho φs = 6,078 x 0,655 φs

= 3,981 Btu/jam.ft2.0F

hio. ho 68,685 x3,981 13’. U C = = hio + ho 68,685 + 3,981

k  C.µ  9. h i = jH .   Da  k 

hO

φt

= 40 x

A = 20 x 0,1963 x 10 = 40 ft2

.φ t

0,06 x 2,231 0,035

= 152,983 10.

hio hi ID = x φt φt OD

= 3,762 14’. a” = 0,1963

1/ 3

= 152,983 x

0,42 = 64,252 1

11. At. Tw = 159,4610F,


µw = 0,4061 x 2,42 = 0,982lb/ft.jam  µ   ϕt =   µw 

12. hio =

0 ,14

 1,587  =   0,982 

= 1,069

hio φt = 64,252 x 1,069 φt

= 68,685 Btu/jam.ft2.0F Rd =

2.

∆P t

=

0.14

0,0009 x118.620,167 x10 x 4 = 0,017 Psi 5,22 x1010 x0,666 x0,8 x1,069 Allowable ∆P S = 10 Psi 3.Gt=101.716,5;

U C − U D 3,762 − 21,69 = = 0,005 U C .U D 3,762 x 21,69

f .G 2 t .L.n = 5,22 x1010 x D x S xφt

∆P t =

V2 = 0,001 …(fig.27) 2g'

4n V 2 4 x 4 x0,001 = = 0,02 . 0,8 s 2g'

4. ∆P T = 0,037 + 0,02 = 0,037 Psi

U C = 3,762 U D = 21,69 R d Calculated 0,005 Rd Requaired 0,003

Pressure Drop 1’.Res = 235.122,114 f = 0,0018 ……(fig.29) s = 0,8 ….(fig.6) D s = 8/12 = 0,666 ft 2’. N + 1 = 12 L/B = 12 x 10/3 = 40 3’. ∆P S =

f .G S .D S .( N + 1) 5,22 x1010 x Ds x S xφs

=

0,0018 x16.945,738 x0,666 x 40 = 0,655 Psi 5,22 x10 10 x0,666 x0,8 x0,655


1.Ret = 2.616,071 f = 0,003 ……(fig.29) s = 0,8 ….(fig.6)


17. Condensor 101 Fungsi : Untuk mendinginkan dan mengubah fase uap air yang keluar dari flash tank 1. Type : Horizontal shell and tube Exchanger Shell Side

Tube Side




Temperatur

Fluida dingin

Beda

1200C (2480F)

Temperatur tinggi

400C (1040F)

1440F

450

Temperatur rendah

250C (770F)

360F

270F

1080F

C (1130F)

3150F T1 – T2

∆t2 - ∆t1

t2 – t1

(T1 − t t ) − (T2 − t1 ) 108 = = 77,922 0 F (T − t ) ln 144 / 36 ln 1 t (T2 − t1 )

1. LMTD

=

2.

S

=

t 2 − t1 27 = = 0,158 T1 − t1 248 − 77

R

=

T1 − T2 315 = =5 t1 − t 2 27

∆t

= LMTD x F T

FT

= 0,9

∆t

= 0,9 x 77,922 0F = 70,129 0F

3. T C dan t C Penempatan fluida: a. Fluida panas adalah steam yang keluar dari flash tank 1. b. Fluida dingin adalah air berada dalam tube. ∆tc 248 − 77 = 0,2 = ∆th 248 − 113

Kc

=

248 − 104 = 1,384 104


Fc

= 0,31

TC

= 113 + 0,31 x 135

= 154,850F

tC

= 77 + 0,31 x 79

= 101,490F

= 154,85 +


ID.C '.B 8 x 0,25 x 3 = = 0,042 ft 2 144. Pr 144 x 1

6,078 (154,85 − 101,49) 64,252 + 6,078 = 159,4610F

5’. Massa Velocity (G S ) 11’.159,4610F, µ = 0,4061 x 2,42

Gs =

W 711,721 = = 16.945,738 lb / jam. ft 2 aS 0,042

6’. R es = (D a .G S )/µ

= 0,982 lb/ft.jam  µ   ϕs =   µw 

∆t T C =154,850F, µ = 0,02 x 2,42 = 0,048 lb/ft.jam ….(fig.14)

12’. h o =

0,066 x 14.530,95 = 1.220,156 0,786

= 154,85 F

 0,45 x0,048  =   0,065 

k  C.µ  9’. h O = jH .   Da  k 

hio. ho 68,685 x3,981 = hio + ho 68,685 + 3,981

14’. a” = 0,1963 A = 20 x 0,1963 x 10 = 40 ft2

k = 0,065 ………..(fig.1) 1/ 3

= 0,655

= 3,762

0

c = 0,45 …………(fig.4)

 c.µ     k 

0.14

ho φs = 6,078 x 0,655 φs

13’. U C =

7’. JH = 90 …….(fig.28) 8’. ∆t T C

 0,048  =   0,982 

= 3,981 Btu/jam.ft2.0F

D S = 0,8/12 = 0,066 ft …..(fig.28) R es =

0 ,14

UD =

1/ 3

= 0,692

Q 60.842,527 = = 21,69 A.∆t 40 x70,12

Cold Fluide

1/ 3

.φ S

hO

0,065 = 90 x x0,692 φS 0,066 = 6,078 hO / φ S 10’. t w = t C + (Tc − tc) hio / φ t + ho / φ S

4. a’ t = 0,182 …….(Tabel 10, Kern) at =

Nt.at 20 x0,182 = = 0,006 ft 2 144.n 144 x 4

5. Massa Velocity (G t ) G t = w/at

= 711,721/0,006

= 118.620,167 lb/jam.ft2


6. R et = (D.G t )/µ

125,8910F

∆t t C

= 101,490F, µ = 0,656 x 2,42

U C = 3,762

= 1,587 lb/ft.jam ….(fig.14)

U D = 21,69

H outside

D = 0,42/12 = 0,035 ft ……..(Tabel.10)

R d Calculated 0,005

0,035 x 101.716,5 = 406,401 8,760

Rd Requaired 0,003

R et =

Pressure Drop

7. L/D = 10/0,035 = 285,714

1’.Res = 235.122,114

jH = 40 ……(fig.28)

f = 0,0018 ……(fig.29)

8. ∆t t C =101,490F

s = 0,8 ….(fig.6)

c = 0,42 …………(fig.4)

D s = 8/12 = 0,666 ft

k = 0,060 ………..(fig.1)

2’. N + 1 = 12 L/B

k  C.µ  9. h i = jH .   Da  k 

= 12 x 10/3 = 40

hO

φt

10.

= 40 x

1/ 3

.φ t

3’. ∆P S =

0,06 x 2,231 0,035

154,750F


=

= 152,983

0,0018 x16.945,738 x0,666 x 40 = 0,655 Psi 5,22 x10 10 x0,666 x0,8 x0,655



0,42 = 152,983 x = 64,252 1

1.Ret = 2.616,071 f = 0,003 ……(fig.29)

11. At. Tw = 159,4610F,

s = 0,8 ….(fig.6)

µw = 0,4061 x 2,42 = 0,982lb/ft.jam

2.

 µ   ϕt =   µw  12. hio =

0 ,14

 1,587  =   0,982 

=

0.14

= 1,069

hio φt = 64,252 x 1,069 φt

= 68,685 Btu/jam.ft2.0F Rd =

∆P t

U C − U D 3,762 − 21,69 = = 0,005 U C .U D 3,762 x 21,69

f .G 2 t .L.n = 5,22 x1010 x D x S xφt

0,0009 x118.620,167 x10 x 4 = 0,017 Psi 5,22 x1010 x0,666 x0,8 x1,069 Allowable ∆P S = 10 Psi 3.Gt=101.716,5; ∆P t =

V2 = 0,001 …(fig.27) 2g'

4n V 2 4 x 4 x0,001 . = = 0,02 0,8 s 2g'

4. ∆P T = 0,037 + 0,02 = 0,037 Psi


18. Condensor (CD-103) Fungsi : Untuk mendinginkan dan mengubah fase uap air yang keluar dari fraksinasi -02. Type : Horizontal shell and tube Exchanger Shell Side

Tube Side




Temperatur

Fluida dingin

Beda

3700C (6980F)

Temperatur tinggi

400C (1040F)

5940F

860C (186,80F)

Temperatur rendah

250C (770F)

109,80F

270F

484,20F

2840F T1 – T2

∆t2 - ∆t1

t2 – t1

(T1 − t t ) − (T2 − t1 ) 484,2 = = 286,848 0 F (T − t ) ln 594 / 109,8 ln 1 t (T2 − t1 )

1. LMTD

=

2.

S

=

t 2 − t1 27 = = 0,043 T1 − t1 698 − 77

R

=

T1 − T2 315 = = 10,518 t1 − t 2 27

∆t

= LMTD x F T

FT

= 0,88

∆t

= 0,88 x 286,848 0F = 252,426 0F

3. T C dan t C Penempatan fluida: a. Fluida Panas C 18 , C 18 F 1 , C 18 F 2 yang berada pada shell. b. Fluida dingin adalah air berada pada tube ∆tc 104 − 77 = = 0,053 ∆th 698 − 186,8


698 − 104 = 5,711 104

Kc

=

Fc

= 0,29

TC

= 186,8 + 0,29 x 284 = 269,160F

tC

= 77 + 0,29 x 27

= 84,830F

k  C.µ  9’. h O = jH .   Da  k 


ID.C '.B 8 x 0,25 x 3 = = 0,042 ft 2 144. Pr 144 x 1


hO

φS

= 150 x

1/ 3

.φ S

0,063 x1,356 0,066

= 19,24

Gs 10’. t w = t C +

=


W 711,492 x 2,2046 = = 37346,547 lb / jam. ft 2 = 84,83 + aS 0,042 19,24 (269,16 − 84,83) 294,89 + 19,24 6’. R es = (D a .G S )/µ = 96,1190F 0 ∆t T C =269,16 F, µ = 0,107 x 2,42

= 0,258 lb/ft.jam ….(fig.14)

11’.96,1190F, µ = 0,708 x 2,42

D S = 0,8/12 = 0,066 ft …..(fig.28) 0,066 x 37346,547 R es = = 96406,202 0,258

7’. JH = 150 …….(fig.28) 8’. ∆t T C = 269,160F, µ = 0,1275 x 2,42 = 0,308 lb/ft.jam

k = 0,063 ………..(fig.1) 1/ 3

 0,51x0,308  =   0,063 

 µ   ϕs =   µw 

12’. h o =

0 ,14

 0,308  =   1,714 

0.14

= 0,786

ho φs = 19,24 x 0,786 φs

= 15,122 Btu/jam.ft2.0F

c = 0,51 …………(fig.4)

 c.µ     k 

= 1,714 lb/ft.jam

13’. U C =

1/ 3

= 1,356

hio. ho 340,597 x15,122 = hio + ho 340,597 + 15,122

= 6,815 14’. a” = 0,1963 A = 20 x 0,1963 x 10 = 40 ft2


UD =

Q 27217,748 = = 2,695 A.∆t 40 x 252,456

Cold Fluide

11. At. Tw = 96,1190F, µw = 0,7109 lb/ft.jam  µ   ϕt =   µw 

4. a’ t = 0,182 …….(Tabel 10, Kern) Nt.at 20 x0,182 at = = = 0,006 ft 2 144.n 144 x 4

12. hio =

= 1568,555/0,006

= 261425,833 lb/jam.ft2

Rd =

0.14

= 1,155

hio φt = 294,890 x 1,155 φt

U C − U D 6,815 − 2,695 = = 0,224 6,815 x 2,695 U C .U D

6. R et = (D.G t )/µ ∆t t C

 1,998  =   0,7109 

= 340,597 Btu/jam.ft2.0F


0 ,14

U C = 6,815

= 84,830F, µ = 0,8007 x 2,42

U D = 2,695

= 1,937 lb/ft.jam ….(fig.14) R d Calculated 0,313

D = 0,42/12 = 0,035 ft ……..(Tabel.10)

Rd Requaired 0,003

0,035 x 261425,833 R et = = 9149,904 1,937

Pressure Drop

7. L/D = 10/0,035 = 285,714 jH = 40 ……(fig.28)

1’.Res = 96406,202

8. ∆t t C =84,830F, µ = 0,826 x 2,42

f = 0,0025 ……(fig.29) s = 0,87 ….(fig.6)

= 1,998 lb/ft.jam c = 0,41 …………(fig.4) k = 0,067 ………..(fig.1)

k  C.µ  9. h i = jH .   Da  k 

hO

φt

= 40 x

D s = 8/12 = 0,666 ft 2’. N + 1 = 12 L/B = 12 x 10/3 = 40

1/ 3

.φ t

0,067 x12,226 0,035

3’. ∆P S =


=

0,0025 x37346,547 x0,666 x 40 = 0,786 Psi 5,22 x10 10 x0,666 x0,87 x0,786

= 702,121 10.



= 702,121 x

0,42 = 294,89 1

1.Ret = 261425,833 f = 0,003 ……(fig.29)


s = 0,82 ….(fig.6)

2.

∆P t

=

f .G 2 t .L.n = 5,22 x1010 x D x S xφt

0,003 x 261425,833 2 x 20 x 4 = 0,223 Psi 5,22 x10 10 x0,666 x0,8 x1,155 Allowable ∆P S = 10 Psi 3.G t =261425,833; ∆P t =

V2 = 0,002 …(fig.27) 2g'

4n V 2 4 x 4 x0,002 . = = 0,039 0,82 s 2g'

4. ∆P T = 0,223 + 0,039 = 0,262 Psi


19. Condensor (CD- 104) Fungsi : Untuk mendinginkan dan mengubah fase uap air yang keluar dari flash tank 2. Type : Horizontal shell and tube Exchanger Shell Side

Tube Side




Temperatur

Fluida dingin

Beda

1200C (2480F)

Temperatur tinggi

400C (1040F)

1440F

450C (1130F)

Temperatur rendah

250C (770F)

360F

270F

1080F

3150F T1 – T2

∆t2 - ∆t1

t2 – t1


1. LMTD

=

2.

S

=

t 2 − t1 27 = = 0,158 T1 − t1 248 − 77

R

=

T1 − T2 315 = =5 t1 − t 2 27

∆t

= LMTD x F T

FT

= 0,9

∆t

= 0,9 x 77,922 0F = 70,129 0F

3. T C dan t C Penempatan fluida: a.

Fluida Panas uap air yanh keluar dari tanki flash tank 2

b.

Fluida dingin adalah air berada pada tube

∆tc 248 − 77 = 0,2 = ∆th 248 − 113


248 − 104 = 1,384 104

Kc

=

Fc

= 0,31

TC

= 113 + 0,31 x 135

= 154,850F

tC

= 77 + 0,31 x 79

= 101,490F

Hot fluide

10’. t w = t C +

4’. as =

ID.C '.B 8 x 0,25 x 3 = = 0,042 ft 2 144. Pr 144 x 1


= 154,85 +


6,078 (154,85 − 101,49) 64,252 + 6,078

Gs

= 159,4610F

=

W 711,721 = = 16.945,738 lb / jam. ft 2 aS 0,042

11’.159,4610F, µ = 0,4061 x 2,42 = 0,982 lb/ft.jam

6’. R es = (D a .G S )/µ ∆t T C =154,850F, µ = 0,02 x 2,42 = 0,048 lb/ft.jam ….(fig.14)

 µ   ϕs =   µw 

D S = 0,8/12 = 0,066 ft …..(fig.28) R es =

0,066 x 14.530,95 = 1.220,156 0,786

12’. h o =

8’. ∆t T C

c = 0,45 …………(fig.4)

1/ 3

 0,45 x0,048  =   0,065 

k  C.µ  9’. h O = jH .   Da  k  hO

= 6,078

hio. ho 68,685 x3,981 = hio + ho 68,685 + 3,981

14’. a” = 0,1963

1/ 3

= 0,692

A = 20 x 0,1963 x 10 = 40 ft2 UD =

1/ 3

0,065 = 90 x x0,692 φS 0,066

= 0,655

= 3,762

k = 0,065 ………..(fig.1)

 c.µ     k 

0.14

= 3,981 Btu/jam.ft2.0F 13’. U C =

= 154,85 F

 0,048  =   0,982 

ho φs = 6,078 x 0,655 φs

7’. JH = 90 …….(fig.28) 0

0 ,14

.φ S

Q 60.842,527 = = 22 40 x70,12 A.∆t Cold Fluide

4. a’ t = 0,182 …….(Tabel 10, Kern) at =

Nt.at 20 x0,182 = = 0,006 ft 2 144.n 144 x 4



Rd =

= 711,721/0,006

U C − U D 3,762 − 22 = = 0,005 U C .U D 3,762 x 22

= 118.620,167 lb/jam.ft2

U C = 3,762

6. R et = (D.G t )/µ ∆t t C

U D = 22

= 101,490F, µ = 0,656 x 2,42


= 1,587 lb/ft.jam ….(fig.14)

Rd Requaired 0,003

D = 0,42/12 = 0,035 ft ……..(Tabel.10) R et =

0,035 x 101.716,5 = 406,401 8,760

Pressure Drop 1’.Res = 235.122,114 f = 0,0018 ……(fig.29)

7. L/D = 10/0,035 = 285,714

s = 0,8 ….(fig.6)

jH = 40 ……(fig.28)

D s = 8/12 = 0,666 ft

8. ∆t t C =101,490F

2’. N + 1 = 12 L/B

c = 0,42 …………(fig.4)

= 12 x 10/3 = 40

k = 0,060 ………..(fig.1)

3’. ∆P S =

9. h i = jH . hO

φt

= 40 x

k  C.µ    Da  k 

1/ 3

.φ t

0,06 x 2,231 0,035

f = 0,003 ……(fig.29) s = 0,8 ….(fig.6)

0,42 = 152,983 x = 64,252 1 11. At. Tw = 159,4610F, µw = 0,4061 x 2,42 = 0,982lb/ft.jam

12. hio =

=

1.Ret = 2.616,071

hio hi ID 10. = x φt φt OD

0 ,14

5,22 x1010 x Ds x S xφs

0,0018 x16.945,738 x0,666 x 40 = 0,655 Psi 5,22 x10 10 x0,666 x0,8 x0,655 Allowable ∆P S = 10 Psi

= 152,983

 µ   ϕt =   µw 

f .G S .D S .( N + 1)

 1,587  =   0,982 

2.

∆P t

=

f .G 2 t .L.n = 5,22 x1010 x D x S xφt

0,0009 x118.620,167 x10 x 4 = 0,017 Psi 5,22 x1010 x0,666 x0,8 x1,069 Allowable ∆P S = 10 Psi

0.14

= 1,069

hio φt = 64,252 x 1,069 φt

= 68,685 Btu/jam.ft2.0F

3.Gt=101.716,5; ∆P t =

V2 = 0,001 …(fig.27) 2g'

4n V 2 4 x 4 x0,001 . = = 0,02 0,8 s 2g'

4. ∆P T = 0,037 + 0,02 = 0,037 Psi


20. Flash Tank Asam Lemak II (FT-02) Fungsi

: Mengurangi kadar air yang keluar dari produk atau menara kolom hidrolisa.

Bentuk

: Slinder vertikal dengan alas (dasar) berbentuk ellipsoidal

Bahan

: Cost iron

Laju umpan masuk ke flash tank : 1765,87 kg/jam

(dari Neraca Massa)

ρ densitas campuran = (% x ρ C 14 ) + (% x ρC 16 ) + (% x ρC 18 ) + (% x ρC 18 F 1 ) + (% x ρC 18 F 2 ) + (% x ρC 18 F 3 ) + (% x ρH 2 O) = (0,005 x 0,8439) + (0,115 x 0,8414) + (0,01 x 0,8390) + (0,118 x 0,8500) + (0,022 x 0,8872) + (0,003 x 0,8875) + (0,722 x 994,03) = (0,004 + 0,096 + 0,008 + 0,10 + 0,019 + 0,003) + 717,689 = 0,23 kg/l + 717,689 kg/m3 = 0,23 kg/l x 1000 l/m3 = 230 kg/m3 + 717,689 kg/m3 = 947,689 kg/m3 Laju umpan

1765,87 kg/jam 977,735 kg/m 3

=

= 1,546 m3/jam Faktor keamanan

= 15%

Volume flasj tank

= 1,15 x 1,546 = 1,778 m3

Dipakai 1 unit flash tank dengan H = 3/2 D Volume flash tank

Volume flash tank

=

1 π D2 x H 4

=

1 3 π D2 x D 4 2

= 1,178 D3

1,778 m3 = 1,178 D3 D

= 1,147 m = 45,157 in

H

= 3/2 D = 3/2 x 1,147 m


= 1,720 m Faktor keamanan

= 15%

Tekanan flash tank,P D = 40 bar = 0,580 Psi P D = 1,15 x 0,580 Psi = 0,667 Psi P total = P D + 14,7 Psi = 0,667 Psi + 14,7 Psi = 15,367 Psi Maksimum allowable stress, S = 13.800 Psi Effisiensi sambungan, E = 0,85 Faktor korosi, C = 0,006 in/tahun Direncanakan umur alat, n = 10 tahun Menghitung tebal Slinder T

=

PxD + C.n 2 x S x E − 0,6P

=

15,367 Psi x 45,157 in + 0,006 in/tahun x 10 tahun 2 x 13800 Psi x 0,85 − 0,6 (15,367)

= 0,089 in Direncanakan dan dipilih tebal flash tank = 0,15 in

21. Pompa Flash Tank Asam Lemak II Fungsi : memompakan Asam lemak dari Splitting ke flash tank asam lemak. Jumlah : 1 buah Dari neraca bahan diperoleh :  Laju alir massa (G)

= 1765,87 kg/jam


= 977,735 kg/m3 = 60.928 lb/ft3 ..(Perry, 1997)


= 7,093 Cp

………(Perry,1997)

= 0,0048 lb/ft.s  Laju alir volumetric Q

=

G ρ


=

1765,87 kg/jam 977,735 kg/m 3

= 1,806

ft 3 m3 1 jam x 35,31 3 x jam m 3600 det

ft 3 = 0,017 detik  Diameter optimum, D OPT

= 3,9 (Q)0,45(ρ)0,13 = 3,9 (0,017)0,45(62,929)0,13 = 1,06 in

Dipilih pipa dengan diameter 1 ¼ in, schedule 40 dengan data-data sebagai berikut: - Diameter luar, OD = 1,660 in - Diametr dalam, ID = 1,380 in = 0,115 ft - Luas permukaan, A = 0,01040 ft2  Kecepatan laju alir, V = =

Q A

0,017 ft 3 / s 0,01040 ft 2

= 1,634 ft/s

 Bilangan Reynold, N RE

=

ρ.D.V μ

=

60,929 lb/ft 3 x 0,115 ft x 1,634 ft/s = 2.386,141 0,0048 lb/ft.s

Bilangan Reynold, N RE > 2100 aliran Turbulen Dari Appendix C.1 Alan Foust, 1951 untuk pipa komersial dengan diameter 1¼ in diperoleh C/D = 0,0015 dengan memlot N RE terhadap ∈/D diperoleh f = 0,027. Dimana system perpipaan sebagai berikut : - Direncanakan ketinggian pemompaan L 1 = 12 ft - Panjang pipa eqivalen, Le Pipa lurus = 60 ft


- 1 buah gate fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980) L 2 = 1 x 13 x 0,115 ft = 2,99 ft - 2 buah standart elbow 900 (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust,1980) L3 = 1 x 30 x 0,115 ft = 6,9 ft - 1 buah inward protecting pipe intrance (k = 0,5, L/D = 50 Foust, 1980) L4 = 50 x 0,5 x 0,115 = 2,875 ft - 1 buah protecting pipe exit (k = 1, L/D = 45 Appendix C-2c dan C-2d, Foust, 1980) L5 = 45 x 1 x 0,115 = 5,175 ft Panjang pipa total (∑L) = 89,94 ft Faktor gesekan, F=

fv 2 ΣL (0,027)(1,634) 2 (89,94) = 0,876 lbf/lbm = 2gcD 2(32,174)(0,115)

Direncanakan total ketinggian pemompaan, ∆z = 12 ft = ∆z.

Daya pompa, ws

g + Σf gc

= 12 ft.lbf/lbm + 0,876 ft.lbf/lbm = 12,876 ft.lbf/lbm Tenaga Pompa, P


1 Hourse Power

= 550 ft.ft/s lb.ft detik = 0,024 Hp ft.lb 550 detik

13,336 P

=


0,024 = 0,032 Hp 0,75


0,032 0,65

= 0,043 Hp


22. Cooler -01 Fungsi : Untuk Mendinginkan suhu gliserin. Type : Horizontal shell and tube Exchanger Shell Side

Tube Side




Temperatur

Fluida dingin

Beda

3700C (6980F)

Temperatur tinggi

400C (1040F)

5940F

860C (186,80F)

Temperatur rendah

250C (770F)

109,80F

270F

484,20F

2840F T1 – T2

∆t2 - ∆t1

t2 – t1

(T1 − t t ) − (T2 − t1 ) 484,2 = = 286,848 0 F (T − t ) ln 594 / 109,8 ln 1 t (T2 − t1 )

1. LMTD

=

2.

S

=

t 2 − t1 27 = = 0,043 T1 − t1 698 − 77

R

=

T1 − T2 315 = = 10,518 t1 − t 2 27

∆t

= LMTD x F T

FT

= 0,88

∆t

= 0,88 x 286,848 0F = 252,426 0F

3. T C dan t C Penempatan fluida: a. Fluida Panas C 18 F 1 , C 18 F 2 , C 18 F 3 yang berada pada shell. b. Fluida dingin adalah air berada pada tube ∆tc 104 − 77 = = 0,053 ∆th 698 − 186,8


698 − 104 = 5,711 104

Kc

=

Fc

= 0,29

TC

= 186,8 + 0,29 x 284 = 269,160F

tC

= 77 + 0,29 x 27

= 84,830F

k  C.µ  9’. h O = jH .   Da  k 


ID.C '.B 8 x 0,25 x 3 = = 0,042 ft 2 144. Pr 144 x 1


hO

φS

= 30 x

1/ 3

.φ S

0,063 x1,356 0,066

= 38,83

Gs 10’. t w = t C +

=


W 217,469 x 2,2046 = = 11415,015 lb / jam. ft 2 = 84,83 + 0,042 aS 38,83 (269,16 − 84,83) 294,89 + 38,83 6’. R es = (D a .G S )/µ = 106,2770F 0 ∆t T C =269,16 F, µ = 0,107 x 2,42

= 0,258 lb/ft.jam ….(fig.14)

11’.106,2770F, µ = 0,656 x 2,42

D S = 0,8/12 = 0,066 ft …..(fig.28) 0,066 x 11415,015 R es = = 2920,129 0,258

7’. JH = 30 …….(fig.28) 8’. ∆t T C = 269,160F, µ = 0,1275 x 2,42 = 0,308 lb/ft.jam

k = 0,063 ………..(fig.1) 1/ 3

 0,51x0,308  =   0,063 

 µ   ϕs =   µw 

12’. h o =

0 ,14

 0,258  =   1,587 

0.14

= 0,989

ho φs = 38,83 x 0,989 φs

= 38,415 Btu/jam.ft2.0F

c = 0,51 …………(fig.4)

 c.µ     k 

= 1,587 lb/ft.jam

13’. U C =

1/ 3

= 1,356

hio. ho 397,365 x38,415 = hio + ho 397,365 + 38,415

= 35,044 14’. a” = 0,1963 A = 20 x 0,1963 x 10 = 40 ft2


UD =

Q 5.421,368 = = 0,5 A.∆t 40 x 252,456

Cold Fluide

11. At. Tw = 96,1190F, µw = 0,7109 lb/ft.jam  µ   ϕt =   µw 

4. a’ t = 0,182 …….(Tabel 10, Kern) Nt.at 20 x0,182 at = = = 0,006 ft 2 144.n 144 x 4

12. hio =

= 361,425x 2,2046/0,006

= 132.799,592 lb/jam.ft2

Rd =

0.14

= 1,155

hio φt = 344,039 x 1,155 φt

U C − U D 35,044 − 0,5 = = 1,971 35,044 x0,5 U C .U D

6. R et = (D.G t )/µ ∆t t C

 1,998  =   0,7109 

= 397,365 Btu/jam.ft2.0F


0 ,14

U C = 35,044

= 84,830F, µ = 0,8007 x 2,42

U D = 0,5

= 1,937 lb/ft.jam ….(fig.14) R d Calculated 1,971

D = 0,42/12 = 0,035 ft ……..(Tabel.10)

Rd Requaired 0,003

0,035 x 132.799,592 R et = = 2.399,579 1,937

Pressure Drop

7. L/D = 10/0,035 = 285,714 jH = 35 ……(fig.28)

1’.Res = 2920,129

8. ∆t t C =84,830F, µ = 0,826 x 2,42

f = 0,0025 ……(fig.29) s = 0,87 ….(fig.6)

= 1,998 lb/ft.jam c = 0,41 …………(fig.4) k = 0,067 ………..(fig.1)

k  C.µ  9. h i = jH .   Da  k 

hO

φt

= 35 x

D s = 8/12 = 0,666 ft 2’. N + 1 = 12 L/B = 12 x 10/3 = 40

1/ 3

.φ t

0,067 x12,226 0,035

3’. ∆P S =


=

0,0025 x11415,051x0,666 x 40 = 2,1.10 −9 Psi 10 5,22 x10 x0,666 x0,87 x0,786

= 819,142 10.



= 819,142 x

0,42 = 344,039 1

1.Ret = 132.799,592 f = 0,001 ……(fig.29)


s = 0,8 ….(fig.6)

2.

∆P t

=

f .G 2 t .L.n = 5,22 x1010 x D x S xφt

0,001x132799,592 2 x 20 x 4 = 3,3.10 −8 Psi 5,22 x1010 x0,666 x0,8 x1,155 Allowable ∆P S = 10 Psi 3.G t =132.799,592;

V2 = 0,0025 …(fig.27) 2g'

4n V 2 4 x 4 x0,0025 ∆P t = . = = 0,05 0,8 s 2g' 4. ∆P T = 3,3.10-8 + 0,05 = 0,05 Psi


23. Cooler –02 Fungsi : Untuk mendinginkan suhu Asam Oleat. Type : Horizontal shell and tube Exchanger Shell Side

Tube Side




Temperatur

Fluida dingin

Beda

1200C (2480F)

Temperatur tinggi

400C (1040F)

1440F

450C (1130F)

Temperatur rendah

250C (770F)

360F

270F

1080F

3150F T1 – T2

∆t2 - ∆t1

t2 – t1


1. LMTD

=

2.

S

=

t 2 − t1 27 = = 0,158 T1 − t1 248 − 77

R

=

T1 − T2 315 = =5 t1 − t 2 27

∆t

= LMTD x F T

FT

= 0,9

∆t

= 0,9 x 77,922 0F = 70,129 0F

3. T C dan t C Penempatan fluida: a. Fluida panas adalah asam Oleat. b. Fluida dingin adalah air berada dalam tube. ∆tc 248 − 77 = 0,2 = ∆th 248 − 113


248 − 104 = 1,384 104

Kc

=

Fc

= 0,31

TC

= 113 + 0,31 x 135

= 154,850F

tC

= 77 + 0,31 x 79

= 101,490F

Hot fluide

10’. t w = t C +

4’. as =

ID.C '.B 8 x 0,25 x 3 = = 0,042 ft 2 144. Pr 144 x 1


= 154,85 +


3,407 (154,85 − 101,49) 64,252 + 3,407

Gs

= 157,5360F

=

W 217,469 = = 11415,051lb / jam. ft 2 aS 0,042

11’.157,5360F, µ = 0,4061 x 2,42 = 0,982 lb/ft.jam

6’. R es = (D a .G S )/µ ∆t T C =154,850F, µ = 0,02 x 2,42 = 0,048 lb/ft.jam ….(fig.14)

 µ   ϕs =   µw 

D S = 0,8/12 = 0,066 ft …..(fig.28) R es =

0,066 x 11415,051 = 958,515 0,786

12’. h o =

8’. ∆t T C

c = 0,45 …………(fig.4)

1/ 3

 0,45 x0,048  =   0,065 

k  C.µ  9’. h O = jH .   Da  k  hO

φS

=5x

0,065 x0,692 0,066

= 0,655

hio. ho 68,685 x 2,231 = hio + ho 68,685 + 2,231

= 3,762

k = 0,065 ………..(fig.1)

 c.µ     k 

0.14

= 2,231 Btu/jam.ft2.0F 13’. U C =

= 154,85 F

 0,048  =   0,982 

ho φs = 3,407 x 0,655 φs

7’. JH = 5 …….(fig.28) 0

0 ,14

14’. a” = 0,1963

1/ 3

= 0,692

A = 20 x 0,1963 x 10 = 40 ft2 UD =

1/ 3

.φ S

Q 10.665,916 = = 3,608 A.∆t 40 x70,12

Cold Fluide 4. a’ t = 0,182 …….(Tabel 10, Kern)

= 3,407


= 68,685 Btu/jam.ft2.0F

Nt.at 20 x0,182 = = 0,006 ft 2 144.n 144 x 4

at =

Rd =

5. Massa Velocity (G t ) G t = w/at

U C − U D 3,762 − 3,608 = = 0,011 3,762 x3,608 U C .U D

= 711,721/0,006

= 118.620,167 lb/jam.ft2

U C = 3,762

6. R et = (D.G t )/µ ∆t t C

U D = 3,608

= 101,490F, µ = 0,656 x 2,42


= 1,587 lb/ft.jam ….(fig.14)

Rd Requaired 0,003

D = 0,42/12 = 0,035 ft ……..(Tabel.10) R et =

0,035 x 101.716,5 = 406,401 8,760

Pressure Drop 1’.Res = 958,515

7. L/D = 10/0,035 = 285,714

f = 0,001 ……(fig.29)

jH = 40 ……(fig.28)

s = 0,8 ….(fig.6)

8. ∆t t C =101,49 F

D s = 8/12 = 0,666 ft

c = 0,42 …………(fig.4)

2’. N + 1 = 12 L/B

k = 0,060 ………..(fig.1)

= 12 x 10/3 = 40

0

9. h i = jH . hO

φt

= 40 x

k  C.µ    Da  k 

1/ 3

.φ t

3’. ∆P S =

5,22 x1010 x Ds x S xφs

=

0,001x11415,051x0,666 x 40 = 2,5.10 −9 Psi 10 5,22 x10 x0,666 x0,8 x0,655

0,06 x 2,231 0,035

= 152,983


hio hi ID 10. = x φt φt OD = 152,983 x

f .G S .D S .( N + 1)

0,42 = 64,252 1

11. At. Tw = 159,4610F,

1.Ret = 406,401 f = 0,003 ……(fig.29) s = 0,8 ….(fig.6)

µw = 0,4061 x 2,42 = 0,982lb/ft.jam  µ   ϕt =   µw 

0 ,14

 1,587  =   0,982 

0.14

= 1,069

hio 12. hio = φt = 64,252 x 1,069 φt

2.

∆P t

=

f .G 2 t .L.n = 5,22 x1010 x D x S xφt

0,0003x118.620,167 2 x10 x 4 = 0,001 Psi 5,22 x10 10 x0,666 x0,8 x1,069


Allowable ∆P S = 10 Psi 3.Gt=118.620,167;

V2 = 0,04 …(fig.27) 2g'

∆P t =

4n V 2 4 x 4 x0,04 = = 0,8 . s 2g' 0,8

4. ∆P T = 0,017 + 0,8 = 0,817 Psi


LAMPIRAN D SPESIFIKASI PERALATAN UTILITAS 1. Pompa Air Sumur Bor (L-401) Fungsi : untuk memompakan air sumur bor ke bak pengendapan. Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 buah Bahan konstruksi : comercial steel Kondisi operasi: -Temperatur

: 300C

Densitas air (ρ) = 995,68 kg/m3 = 62,16 lbm/ft3…………..(Perry, 1997) Viskositas (µ) = 0,8007 cP = 1,937 lbm/ft.jam……………(Kirk Othmer, 1967) -Laju alir massa (F) = 33.926,086 kg/jam = 20,775 lbm/det Laju alir volume (Q) =

20,775 lbm/det F = = 0,334 ft3/det 3 ρ 62,16 lbm/ft

Diameter optimum, De = 3,9 x Q0,45 x ρ0,13…………(Timmerhaus, 1980) = 3,9 x (0,366)0,45 x (62,16)0,13 = 4,069 in Digunakan pipa dengan spesifikasi: - Ukuran pipa nominal

= 5 in

- Schedul pipa

= 40

- Diameter dalam (ID)

= 5,047 in = 0,419 ft

- Diameter luar (OD)

= 5,563 in = 0,462 ft

- Luas penampang (a 1 )

= 0,139 ft2

- Bahan konstruksi

= comercial steel

Kecepatan linier, v =

Q 0,334 ft 3 /det = = 2,402 ft/det a1 0,139 ft 2

Bilangan Reynold, N Re =

ρvD µ

(62,16 lbm/ft 3 )(2,402 ft/det)(0,419 ft)(3600 det/jam) = 1,937 lbm/ft.jam N Re

= 116.270,867


Dari Appendix C-1, Foust, 1980, untuk bahan pipa comercial steel dan diameter pipa 5,047 in diperoleh ε/D = 0,0013 Dari Appendix C-3, Foust, 1980, untuk N Re = 116.270,867 dan ε/D = 0,0013 diperoleh f = 0,045 Instalasi pipa: - Panjang pipa lurus L 1 = 150 ft - 1 buah gate fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980) L 2 = 1 x 13 x 0,419 ft = 5,447 ft - 2 buah standart elbow 900 (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust,1980) L3 = 2 x 30 x 0,419 ft = 25,14 ft - 1 buah inward protecting pipe intrance (k = 0,78, Appendix C-2c dan C-2d, Foust, 1980) L4 = 7,5 ft - 1 buah protecting pipe exit (k = 1 Appendix C-2c dan C-2d, Foust, 1980) L5 = 9 ft Panjang pipa total (∑L) = 150 + 5,447 + 25,14 + 7,5 + 9 = 197,087 ft

Faktor gesekan, ΣF =

fv 2 ΣL (0,045)(2,402) 2 (197,087) = 1,897 lbf/lbm = 2gcD 2(32,174)(0,419)

Tinggi pemompaan, ∆z = 30 ft Static head, ∆z.


Δv 2 Velocity head, =0 2gc Pressure head,

Ws

= ∆z.

ΔP =0 ρ

Δv 2 ΔP g + + +F gc 2gc ρ

= 30 + 0 + 0 + 1,897 = 31,897 ft.lbf/lbm


Tenaga pompa, P =

Ws.Q.ρ (31,897)(0,334)(62,16) = = 1,204 Hp 550 550


1,204 = 1,505Hp 0,8

2. Bak Pengendapan (H-410) Fungsi: tempat penampungan sementara air sumur bor Laju alir (F) = 33.926,086 kg/jam Kapasitas untuk kebutuhan (θ) = 1 hari Faktor kemanan = 20% Densitas air (ρ) = 995,68 kg/m3 Tinggi bak = t Jumlah bak (n) = 1 Misalkan: Panjang bak = 10t Lebar bak = 6t Volume bak (Vb)

=pxlxt = 10t x 6t x t = 60t3

Volume bak (Vb) =

=

F x θ x (fk + 1) ρxn

33.926,086 kg/jam x 1 hari x 24jam/hari x 1,2 995,68 kg/m 3 x 1

= 981,310 m3 Volume bak (Vb) = 60t3  Vb  Tinggi bak (t) =    60 

1/3

 981,310  =   60 

1/3

= 2,538 m

Panjang bak (p) = 10 x t = 10 x 2,538 m = 25,38 m Lebar bak (l) = 6 x t = 6 x 2,538 m = 15,228 m


3. Clarifier (H-420) Fungsi

: memisahkan

endapan

(flokk-flok)

yang

terbentuk

karena

penambahan alum dan soda abu. Bahan konstruksi: carbon steel SA-53, Grade B Laju alir air (F 1 )

= 33.926,086 kg/jam

Laju alir Al 2 (SO 4 ) 3 (F 2 ) = 1,696 kg/jam Laju alir Na 2 CO 3 (F 3 ) = 0,916 kg/jam Laju alir total (F)

= F 1 + F 2 + F 3 = 33.928,698 kg/jam

Densitas Al 2 (SO 4 ) 3

= 2,71 gr/ml………………….……………(Perry,1997)

Densitas Na 2 CO 3

= 2,533 gr/ml………………….……………(Perry,1997)

Densitas air

= 0,99568 gr/ml………………….…………(Perry, 1997)

Reaksi koagulasi: Al 2 (SO 4 ) 3 + 3Na 2 CO 3 + 3H 2 O

2Al(OH) 3 + 2Na 2 SO 4 + 3CO 3

Perhitungan: Kecepatan terminal pengendapan: Menurut hukum Stokes: Us =

( ρp − ρ ) gDp 2 ……………………………………………….(Ulrich, 1984) 18µ

Dimana: Us = Kecepatan terminal pengendapan, cm/det ρ s = Densitas partikel campuran pada 300C ρ = Densitas larutan pada 300C Dp = Diameter partikel = 0,002 cm ………….…………..(Perry, 1997) g = Percepatan gravitasi = 980 gr/cm.det µ = Viskositas larutan pada 300C = 0,0345 gr/cm.det Densitas larutan, ρ=

33.928,698 = 995,764 kg/m3 = 0,996 gr/cm3 = 62,123 lb/ft3 33.926,086 1,696 0,916 + + 995,68 2710 2533

Densitas partikel : ρs =

1,696 + 0,916 = 2.902,222 kg/m3 = 2,902 gr/cm3 1,696 0,916 + 2710 2533


Sehingga: Us =

(2,902 − 0,996) 980 x (0,002) 2 = 0,012 cm/det 18 x 0,0345

Ukuran Clarifier Laju alir volumetrik, Q =

F 33.928,698 kg/jam x 1jam/3600 det = ρ 995,764 kg/m 3

Q = 0,009 m3/det  Q  1/2 Sehingga : D =  −4   4.10 

 0,09  D=  −4   4.10 

1/ 2

= 4,743 m = 15,560 ft

Tinggi clarifier : Ht =

3 3 D = (4,743) = 7,114 m = 23,338 ft 2 2

Waktu pengendapan: t=

Ht 7,144 m x 100 cm/1m = = 82.114,942 detik x 1jam/3600 detik = 22,809 jam Us 0,0087 cm/det

Direncanakan digunakan bahan konstruksi carbon steel SA-53, grade B dari Brownell & Young, Item I, Appendix D, 1979, diperoleh data: - Allowble working stress (S)

= 12750 Psi

- Effesiensi sambungan (E)

= 0,8

- Faktor korosi

= 1/8 in …………………..(Timmerhaus, 1980)

- Tekanan hidrostatis, Ph

=

- Tekanan desain, P

= 1,2 x (14,7 + 9,636) = 29,203 psi

(23,338 − 1) 62,123 = 9,636 psi 144

Tebal dinding clarifier: t=

PD + CA 2 SE -1,2P

=

(29,203 psi)(15,560 ft)(12in/ft) + 0,125 = 0,392 in 2 (12.750 psi)(0,8) −1,2 (29,203 psi)

Dari tabel 5.4 Brownell & Young 1979, dipilih tebal tangki ½ in


Daya clarifier P = 0,006 D2

…………………………………………………(Ulrich, 1984)

Dimana: P = daya yang dibutuhkan, kW Sehingga, P = 0,006 x (15,560)2 = 1,452 Hp

4. Tangki pelarut Alum (M-421) Fungsi

: Membuat larutan alum (Al 2 (SO 4 ) 3

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi: Plate steel SA-167, tipe 304 Kondisi pelarutan: - Temperatur - Tekanan

: 300C : 1 atm

(Al 2 (SO 4 ) 3 yang digunakan 30 ppm (Al 2 (SO 4 ) 3 yang digunakan berupa larutan 30% (% berat) Laju alir Al 2 (SO 4 ) 3 = 1,696 kg/jam Densitas (Al 2 (SO 4 ) 3 30% = 1.363 kg/jam = 85,093 lbm/ft3……..……(Perry, 1997) Kebutuhan perancangan = 30 hari Faktor keamanan = 20% Perhitungan: Ukuran tangki: Volume larutan, V 1 =

1,696 kg/jam x 24 jam/hari x 30 hari = 2,986 m3 3 0,3 x 1.363 kg/m

Volume tangki (Vt) = 1,2 x 2,986 m3 = 3,583 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 1 V=

1 2 πD H 4

3,583 m3 =

1 πD2 D 4

3,583 m3 =

1 πD3 4

D = 1,658 m


Maka: D = 1,658 m = 5,439 ft H = 1,658 m = 5,439 ft Tinggi Al 2 (SO 4 ) 3 dalam tangki =

2,986 m 3 1 π (1,658 m) 2 4

= 1,8 m = 5,905 ft

Tebal dinding tangki Direncanakan menggunakan bahan konstruksi plate steel SA-167, tipe 304. Dari Brrownell & Young, Item 4, Appendix D, diperoleh data: - Allowble working stress (S)

= 18.750 psi


= 0,8

- Faktor korosi

= 1/8 in …………………..(Timmerhaus, 1980)

- Tekanan hidrostatik, ph

=

- Faktor keamanan tekanan

= 20%

- Tekanan desain, P

= 1,2 x (14,7 + 2,928) psi = 21,117 psi

(5,905 − 1) 85,093 = 2,898 psi 144

Tebal dinding silinder tangki: t=

PD + CA 2 SE -1,2P

t=

(21,117 psi)(4,750 ft)(12 in/ft) + 0,125 in 2(18750 psi)(0,8) − 1,2(21,1117 psi)

t = 0,170 in Dari tabel 5.4 brownell & Young, 1979 dipilih tebal tangki 3/16 in. Daya pengaduk: Dt/Di = 3, Baffel = 4

…………………………….…………..….(Brown, 1978)

Dt = 5,439 ft Di = 1,813 ft Kecepatan pengadukan, N = 1 rps Viskositas Al 2 (SO 4 ) 3 30% = 6,27 x 10-4 lbm/ft.det………….(Kirk Othmer, 1967) Bilangan reynold, N Re =

ρ N D2 ……………..……………….………………(Geankoplis, 1983) µ


=

(85,093)(1)(1,813) 2 = 446.089,398 6,27.10 − 4

Dari gambar 3.3-4 (Geankoplis, 1983) untuk N Re = 446.089,398 diperoleh Np o = 0,6 Sehingga: P =

P=

NpoN 3 Di 5 ρ gc

……………….………………(Geankoplis, 1983)

(0,6)(1) 3 (1,813) 5 (85,093) = 9,456 32,174

Efesiensi penggerak motor = 80% Daya penggerak motor =

9,456 = 11,820 Hp 0,8

5. Tangki Pelarut Soda Abu (M-422) Fungsi: membuat larutan sada abu (Na 2 CO 3 ) Bentuk: selinder tegak dengan alas dan tutup datar Bahan konstruksi : plate steel SA-167, tipe 304 Data: Kondisi pelarutan: - Temperatur = 300C - Tekanan

= 1 atm

- Na 2 CO 3 yang digunakan = 27 ppm - Na 2 CO 3 yang digunakan berupa larutan 30% (% berat) - Laju alir massa Na 2 CO 3 = 0,916 kg/jam. - Densitas Na 2 CO 3 30% = 1.327 kg/m3 = 82,845 lbm/ft3. - Kebutuhan perancangan = 30 hari - Faktor keamanan = 20% Perhitungan: Ukuran tangki: Volume larutan, V 1 =


Volume tangki (Vt) = 1,2 x 1,656 m3 = 1,987 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 1


V=

1 2 πD H 4

1,987 m3 =

1 πD2 D 4

1,987 m3 =

1 πD3 4

D = 1,362 m Maka: D = 1,362 m = 4,468 ft H = 1,362 m = 4,468 ft Tinggi Al 2 (SO 4 ) 3 dalam tangki =

1,656 m 3 1 π (1,362 m) 2 4

= 1,137 m = 3,73 ft

Tebal dinding tangki Direncanakan menggunakan bahan konstruksi plate steel SA-167, tipe 304. Dari Brrownell & Young, Item 4, Appendix D, diperoleh data: - Allowble working stress (S)

= 18.750 psi


= 0,8

- Faktor korosi

= 1/8 in …………………..(Timmerhaus, 1980)

- Tekanan hidrostatik, ph

=


= 20%

- Tekanan desain, P

= 1,2 x (14,7 + 1,571) psi = 1,525 psi

(3,73 − 1) 82,845 = 1,571 psi 144


PD + CA 2 SE -1,2P

t=

(19,525 psi)(4,468 ft)(12 in/ft) + 0,125 in = 0,157 2(18750 psi)(0,8) − 1,2(19,525 psi)

Dari tabel 5.4 brownell & Young, 1979 dipilih tebal tangki 4/16 in. Daya pengaduk: Dt/Di = 3, Baffel = 4

…………………………….…………..….(Brown, 1978)

Dt = 4,168 ft Di = 1,389 ft Kecepatan pengadukan, N = 1 rps


Viskositas Al 2 (SO 4 ) 3 30% = 3,69 x 10-4 lbm/ft.det………….(Kirk Othmer, 1967) Bilangan reynold, N Re =

=

ρ N D2 ……………………………………………(Geankoplis, 1983) μ

(82,845)(1)(1,389) 2 = 433.156,092 3,69.10 − 4

Dari gambar 3.4-4,Geankoplis,1983, untuk N Re = 433.156,092 diperoleh Npo = 0,6

NpoN 3 Di 5 ρ Sehingga: P = gc P=

……………….………………(Geankoplis, 1983)

(0,6)(1) 3 (1,389) 5 (82,845) = 7,987 32,174

Efesiensi penggerak motor = 80% Daya penggerak motor =

7,987 = 9,983 Hp 0,8

6. Pompa Bak Pengendapan (L-411) Fungsi

: untuk memompakan air sumur bor ke bak pengendapan.

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 buah

Bahan konstruksi : comercial steel Kondisi operasi: -Temperatur

: 300C


20,775 lbm/det F = 0,334 ft3/det = 3 ρ 62,16 lbm/ft


= 5 in

- Schedul pipa

= 40



= 5,047 in = 0,419 ft


= 5,563 in = 0,462 ft


= 0,139 ft2

- Bahan konstruksi

= comercial steel

Q 0,334 ft 3 /det Kecepatan linier, v = = = 2,402 ft/det a1 0,139 ft 2 Bilangan Reynold, N Re =

= N Re

ρvD µ

(62,16 lbm/ft 3 )(2,402 ft/det)(0,419 ft)(3600 det/jam) 1,937 lbm/ft.jam

= 116.270,867

Dari Appendix C-1, Foust, 1980, untuk bahan pipa comercial steel dan diameter pipa 5,047 in diperoleh ε/D = 0,0013 Dari Appendix C-3, Foust, 1980, untuk N Re = 116.270,867 dan ε/D = 0,0013 diperoleh f = 0,045 Instalasi pipa: - Panjang pipa lurus L 1 = 25 ft - 1 buah gate fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980) L 2 = 1 x 13 x 0,419 ft = 5,447 ft - 2 buah standart elbow 900 (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust,1980) L3 = 2 x 30 x 0,419 ft = 25,14 ft - 1 buah inward protecting pipe intrance (k = 0,78, Appendix C-2c dan C-2d, Foust, 1980) L4 = 7,5 ft - 1 buah protecting pipe exit (k = 1 Appendix C-2c dan C-2d, Foust, 1980) L5 = 9 ft Panjang pipa total (∑L) = 25 + 5,447 + 25,14 + 7,5 + 9 = 72,087 ft Faktor gesekan, ΣF =

fv 2 ΣL (0,045)(2,406) 2 (72,087) = 0,696 lbf/lbm = 2gcD 2(32,174)(0,419)

Tinggi pemompaan, ∆z = 10 ft


Static head, ∆z.


Velocity head,

Δv 2 =0 2gc

Pressure head,

ΔP =0 ρ

Ws

Δv 2 ΔP g = ∆z. + + +ΣF gc 2gc ρ = 10 + 0 + 0 + 0,696 = 10,696 ft.lbf/lbm

Tenaga pompa, P =

Ws.Q.ρ (10,696)(0,334)(62,16) = = 0,415 Hp 550 550


0,415 = 0,518 Hp 0,8

7. Sand Filter (H-430) Fungsi

: untuk menyaring partikel-partikel yang masih terbawa dalam air yang keluar dari clarifier.

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : carbon steel SA-53, Grade B Data: Kondisi penyimpanan: -Temperatur

: 300C

- Tekanan

: 1 atm

Densitas air (ρ) = 995,68 kg/m3 = 62,16 lbm/ft3…………..(Perry, 1997) Laju alir massa (F) = 33.926,086 kg/jam = 20,775 lbm/det Faktor keamanan = 20% Sand filter dirancang untuk penampungan ¼ jam operasi Perhitungan: Ukuran Sand Filter Volume air, Va =

33.926,086 kg/jam x 0,25jam = 7,098 m3 3 995,68 kg/m

Volume tangki Vt = 1,2 x 7,098 m3 = 8,518 m3


Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 1 : 2 1 2 πD H 4

V=

8,518 m3 =

1 πD2(2D) 4

8,518 m3 =

1 πD3 2

D = 1,653 m Maka: D = 1,653 m = 5,423 ft H = 3,307 m = 10,849 ft Tebal dinding tangki Direncanakan menggunakan bahan konstruksi plate steel SA-167, tipe 304. Dari Brrownell & Young, Item 4, Appendix D, diperoleh data: - Allowble working stress (S)

= 18.750 psi


= 0,8

- Faktor korosi

= 1/8 in …………………..(Timmerhaus, 1980)

- Tekanan hidrostatik, po

= 1 atm = 14,7 psi


= 20%

- Tekanan desain, P

= 1,2 x 14,7 psi = 17,64 psi


PD + CA 2 SE -1,2P

t=

(17,64 psi)(5,423 ft)(12 in/ft) + 0,125 in = 0,163 2(18750 psi)(0,8) − 1,2(17,64 psi)

Dari tabel 5.4 brownell & Young, 1979 dipilih tebal tangki 3/16 in.

8. Pompa clarifier (L-421) Fungsi

: untuk memompakan air clarifier ke sand filter.

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 buah


: 300C


Densitas air (ρ) = 995,68 kg/m3 = 62,16 lbm/ft3…………..(Perry, 1997) Viskositas (µ) = 0,8007 cP = 1,937 lbm/ft.jam……………(Kirk Othmer, 1967) -Laju alir massa (F) = 33.926,086 kg/jam = 20,775 lbm/det 20,775 lbm/det F = = 0,334 ft3/det 3 ρ 62,16 lbm/ft

Laju alir volume (Q) =


= 5 in

- Schedul pipa

= 40


= 5,047 in = 0,419 ft


= 5,563 in = 0,462 ft


= 0,139 ft2

- Bahan konstruksi

= comercial steel


Q 0,334 ft 3 /det = = 2,402 ft/det a1 0,139 ft 2


= N Re

ρvD µ


= 116.270,867

Dari Appendix C-1, Foust, 1980, untuk bahan pipa comercial steel dan diameter pipa 5,047 in diperoleh ε/D = 0,0013 Dari Appendix C-3, Foust, 1980, untuk N Re = 116.270,867 dan ε/D = 0,0013 diperoleh f = 0,045 Instalasi pipa: - Panjang pipa lurus L 1 = 25 ft - 1 buah gate fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980) L 2 = 1 x 13 x 0,419 ft = 5,447 ft - 2 buah standart elbow 900 (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust,1980) L3 = 2 x 30 x 0,419 ft = 25,14 ft


- 1 buah inward protecting pipe intrance (k = 0,78, Appendix C-2c dan C-2d, Foust, 1980) L4 = 7,5 ft - 1 buah protecting pipe exit (k = 1 Appendix C-2c dan C-2d, Foust, 1980) L5 = 9 ft Panjang pipa total (∑L) = 25 + 5,447 + 25,14 + 7,5 + 9 = 72,087 ft Faktor gesekan,

fv 2 ΣL (0,045)(2,406) 2 (72,087) ΣF = = 0,696 lbf/lbm = 2gcD 2(32,174)(0,419) Tinggi pemompaan, ∆z = 10 ft Static head, ∆z.


Velocity head,

Δv 2 =0 2gc

Pressure head,

ΔP =0 ρ

Ws

= ∆z.



Ws.Q.ρ (10,696)(0,334)(62,16) = = 0,415 Hp 550 550


0,415 = 0,518 Hp 0,8

9. Menara Air (F-440) Fungsi

: untuk mendistribusikan air untuk berbagai kebutuhan.

Bentuk


Bahan konstruksi : carbon steel SA-53, Grade B


Data: Kondisi penyimpanan: -Temperatur

: 300C

- Tekanan

: 1 atm

Densitas air (ρ) = 995,68 kg/m3 = 62,16 lbm/ft3…………..(Perry, 1997) Laju alir massa (F) = 33.926,086 kg/jam = 20,775 lbm/det Faktor keamanan = 20% Kebutuhan perancangan = 6 jam Perhitungan: Ukuran Menara Air Volume air, Va =

33.926,086 kg/jam x 6 jam = 204,439 m3 3 995,68 kg/m

Volume tangki Vt = 1,2 x 204,439 m3 = 245,326 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 5 : 6 V=

1 2 πD H 4

245,326 m3 =

1 πD2(6/5D) 4

245,326 m3 = (3/10) πD3 D = 6,386 m Maka: D = 6,386 m = 20,951 ft H = 7,663 m = 25,141 ft Tinggi air dalam tangki =

204,439 m 3 = 6,390 m 1 2 π (6,384 m) 4

Tebal dinding tangki Direncanakan menggunakan bahan konstruksi carbon steel SA-53, Grade B. Dari Brrownell & Young, Item 4, Appendix D, diperoleh data: - Allowble working stress (S)

= 18.750 psi


= 0,8

- Faktor korosi

= 1/8 in …………………..(Timmerhaus, 1980)


= 1 atm = 14,7 psi


= 20%


- Tekanan desain, P

= 1,2 x 14,7 psi = 17,64 psi


PD + CA 2 SE -1,2P

t=

(17,64 psi)(20,951 ft)(12 in/ft) + 0,125 in = 0,267 in 2(18750 psi)(0,8) − 1,2(17,64 psi)


10. Pompa Sand Filter (L-431) Fungsi

: untuk memompakan air dari sand filter ke menara air.

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 buah


: 300C


20,775 lbm/det F = = 0,334 ft3/det ρ 62,16 lbm/ft 3


= 5 in

- Schedul pipa

= 40


= 5,047 in = 0,419 ft


= 5,563 in = 0,462 ft


= 0,139 ft2

- Bahan konstruksi

= comercial steel

Q 0,334 ft 3 /det Kecepatan linier, v = = = 2,402 ft/det a1 0,139 ft 2



= N Re

ρvD µ


= 116.270,867

Dari Appendix C-1, Foust, 1980, untuk bahan pipa comercial steel dan diameter pipa 5,047 in diperoleh ε/D = 0,0013 Dari Appendix C-3, Foust, 1980, untuk N Re = 116.270,867 dan ε/D = 0,0013 diperoleh f = 0,045 Instalasi pipa: - Panjang pipa lurus L 1 = 30 ft - 1 buah gate fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980) L 2 = 1 x 13 x 0,419 ft = 5,447 ft - 2 buah standart elbow 900 (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust,1980) L3 = 2 x 30 x 0,419 ft = 25,14 ft - 1 buah inward protecting pipe intrance (k = 0,78, Appendix C-2c dan C-2d, Foust, 1980) L4 = 7,5 ft - 1 buah protecting pipe exit (k = 1 Appendix C-2c dan C-2d, Foust, 1980) L5 = 9 ft Panjang pipa total (∑L) = 30 + 5,447 + 25,14 + 7,5 + 9 = 77,087 ft Faktor gesekan, ΣF =

fv 2 ΣL (0,045)(2,402) 2 (77,087) = 0,742 lbf/lbm = 2gcD 2(32,174)(0,419)



Velocity head,

Δv 2 =0 2gc

Pressure head,

ΔP =0 ρ


= ∆z.

Ws



Ws.Q.ρ (10,742)(0,344)(62,16) = = 0,417 Hp 550 550


0,417 = 0,521Hp 0,8

11. Cation Exchanger (T-450) Fungsi

: untuk mengurangi kesadahan air.

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup elipsoidal


: 300C

- Tekanan

: 1 atm

H 2 SO 4 yang digunakan memiliki konsentrasi 50% (% berat) Densitas air (ρ) = 995,68 kg/m3 = 62,16 lbm/ft3…………..(Perry, 1997) Laju alir massa (F) = 33.926,086 kg/jam = 20,775 lbm/det Faktor keamanan = 20% Perhitungan: Ukuraran cation exchanger Dari tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh: -

Diameter permukaan katiaon: 25 ft = 0,6096 m

-

Luas penampang penukar kation = 3,14 ft2

-

Tinggi resi dalam cation excahanger = 5 ft

-

Tinggi silinder = 1,2 x 5 ft = 6 ft = 1,8287 in

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 2 : 1 Maka: H = ½ D = ½ (0,6096) = 0,3048 m Sehingga tinggi cation exchanger = 1,8287 + 0,3048 = 2,1335 m = 6,9995 ft


Tebal dinding tangki Direncanakan menggunakan bahan konstruksi carbon steel SA-53, Grade B. Dari Brrownell & Young, Item 4, Appendix D, diperoleh data: - Allowble working stress (S)

= 18.750 psi


= 0,8

- Faktor korosi

= 1/8 in …………………..(Timmerhaus, 1980)


= 1 atm = 14,7 psi


= 20%

- Tekanan desain, P

= 1,2 x 14,7 psi = 17,64 psi

Tebal dinding tangki kation exchanger: t=

PD + CA 2 SE -1,2P

t=

(17,64 psi)(25 ft)(12 in/ft) + 0,125 in = 0,3847 in 2(18750 psi)(0,8) − 1,2(17,64 psi)


12. Tangki Pelarutan H 2 SO 4 (M-451) Fungsi

: untuk membuat larutan asam sulfat.

Bentuk


Bahan konstruksi : plate steel SA-167, tipe 304 -Kondisi penyimpanan: -Temperatur

: 300C

- Tekanan

: 1 atm

- H 2 SO 4 yang digunakan memiliki konsentrasi 50% (% berat) - Densitas H 2 SO 4 (ρ) = 1.387 kg/m3 = 85,5874 lbm/ft3…………..(Perry, 1997) - Laju alir massa H 2 SO 4 (F) = 9,388 kg/jam - Kebutuhan perancangan : 1 hari - Faktor keamanan : 20% Perhitungan: Ukuran angki Volume air, Va =



Volume tangki Vt = 1,2 x 0,324 m3 = 0,388 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 1 V=

1 2 πD H 4

0,388 m3 =

1 πD2(D) 4

0,388 m3 = 1/4 πD3 D = 0,79 m Maka: D = 0,79 m = 2,591 ft H = 0,652 m = 2,591 ft Tinggi air dalam tangki =

0,324 m 3 1 π (0,179 m) 2 4

= 0,662 m

Tebal dinding tangki Direncanakan menggunakan bahan konstruksi carbon steel SA-53, grade B. Dari Brrownell & Young, Item 4, Appendix D, diperoleh data: - Allowble working stress (S)

= 18.750 psi


= 0,8

- Faktor korosi

= 1/8 in …………………..(Timmerhaus, 1980)


= 1 atm = 14,7 psi


= 20%

- Tekanan desain, P

= 1,2 x 14,7 psi = 17,64 psi


PD + CA 2 SE -1,2P

t=


Dari tabel 5.4 brownell & Young, 1979 dipilih tebal tangki 3/16 in. Daya pengaduk: Dt/Di = 3, Baffel = 4

…………………………….…………..….(Brown, 1978)

Dt = 2,591 ft Di = 0,863 ft Kecepatan pengadukan, N = 1 rps


Viskositas Al 2 (SO 4 ) 3 30% = 3,4924 x 103 lbm/ft.det……….(Kirk Othmer, 1967) N Re =

ρ N D2 …………………………………………….….(Geankoplis, 1983) μ

(85,5874)(1)(0,863) 2 = = 182.424,710 3,4942.10 − 4 Dari gambar 3.4-4 Geankoplis,1983, untuk N Re = 182.424,710 diperoleh Npo = 0,41 Sehingga: P =

NpoN 3 Di 5 ρ gc

……………….………………(Geankoplis, 1983)

(0,59)(1) 3 (0,863) 5 (85,5874) P= = 0,751 32,174 Efesiensi penggerak motor = 80% Daya penggerak motor =

0,032 = 0,939 Hp 0,8

13. Pompa Menara Air (L-451) Fungsi

: untuk memompakan air dari menara ke cation exchanger.

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 buah


: 300C


20,775 lbm/det F = 0,334 ft3/det = 3 ρ 62,16 lbm/ft


= 5 in

- Schedul pipa

= 40


= 5,047 in = 0,419 ft



= 5,563 in = 0,462 ft


= 0,139 ft2

- Bahan konstruksi

= comercial steel

Q 0,334 ft 3 /det Kecepatan linier, v = = = 2,402 ft/det a1 0,139 ft 2 Bilangan Reynold, N Re =

= N Re

ρvD µ


= 116.270,867

Dari Appendix C-1, Foust, 1980, untuk bahan pipa comercial steel dan diameter pipa 5,047 in diperoleh ε/D = 0,0013 Dari Appendix C-3, Foust, 1980, untuk N Re = 116.270,867 dan ε/D = 0,0013 diperoleh f = 0,045 Instalasi pipa: - Panjang pipa lurus L 1 = 25 ft - 1 buah gate fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980) L 2 = 1 x 13 x 0,419 ft = 5,447 ft - 2 buah standart elbow 900 (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust,1980) L3 = 2 x 30 x 0,419 ft = 25,14 ft - 1 buah inward protecting pipe intrance (k = 0,78, Appendix C-2c dan C-2d, Foust, 1980) L4 = 7,5 ft - 1 buah protecting pipe exit (k = 1 Appendix C-2c dan C-2d, Foust, 1980) L5 = 9 ft Faktor gesekan, fv 2 ΣL (0,045)(2,402) 2 (77,087) ΣF = = 0,742 ft .lbf/lbm = 2gcD 2(32,174)(0,419) Tinggi pemompaan, ∆z = 15 ft Static head, ∆z.



Velocity head,

Δv 2 =0 2gc

Pressure head,

ΔP =0 ρ

= ∆z.

Ws

g Δv 2 ΔP + + + ΣF gc 2gc ρ


Ws.Q.ρ (15,742)(0,334)(62,16) = = 0,594 Hp 550 550


0,594 = 0,742 Hp 0,8

14. Anion Exchanger (F-460) Fungsi

: untuk mengurangi kesadahan air.

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup elipsoidal


: 300C

- Tekanan

: 1 atm

H 2 SO 4 yang digunakan memiliki konsentrasi 50% (% berat) Densitas air (ρ) = 995,68 kg/m3 = 62,16 lbm/ft3…………..(Perry, 1997) Laju alir massa (F) = 5900,422 kg/jam = 3,611 lbm/det Faktor keamanan = 20% Perhitungan: Ukuraran anion exchanger Dari tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh: -

Diameter permukaan katiaon: 25 ft = 0,6096 m

-

Luas penampang penukar kation = 3,14 ft2

-

Tinggi resi dalam cation excahanger = 5 ft

-

Tinggi silinder = 1,2 x 5 ft = 6 ft = 1,8287 in

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 2 : 1


Maka: H = ½ D = ½ (0,6096) = 0,3048 m Sehingga tinggi cation exchanger = 1,8287 + 0,3048 = 2,1335 m = 6,9995 ft Tebal dinding tangki Direncanakan menggunakan bahan konstruksi carbon steel SA-53, Grade B. Dari Brrownell & Young, Item 4, Appendix D, diperoleh data: - Allowble working stress (S)

= 18.750 psi


= 0,8

- Faktor korosi

= 1/8 in …………………..(Timmerhaus, 1980)


= 1 atm = 14,7 psi


= 20%

- Tekanan desain, P

= 1,2 x 14,7 psi = 17,64 psi

Tebal dinding tangki anion exchanger: t=

PD + CA 2 SE -1,2P

t=

(17,64 psi)(25 ft)(12 in/ft) + 0,125 in = 0,3847 in 2(18750 psi)(0,8) − 1,2(17,64 psi)


15. Tangki Pelarutan NaOH Fungsi

: untuk membuat larutan NaOH.

Bentuk


Bahan konstruksi : plate steel SA-167, tipe 304 -Kondisi penyimpanan: -Temperatur

: 300C

- Tekanan

: 1 atm

- NaOH yang digunakan memiliki konsentrasi 10% (% berat) - Densitas NaOH (ρ) = 1.518 kg/m3 = 94,577 lbm/ft3…………..(Perry, 1997) - Laju alir massa NaOH (F) = 0,189 kg/jam - Kebutuhan perancangan : 1 hari - Faktor keamanan : 20%


Perhitungan: Ukuran tangki Volume air, Va =

0,189 kg/jam x 24 jam/hari x 1hari = 0,029 m3 3 0,1 x 1.518 kg/m

Volume tangki Vt = 1,2 x 0,004 m3 = 0,005 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 1 V=

1 2 πD H 4

0,029 m3 =

1 πD2(D) 4

0,029 m3 = 1/4 πD3 D = 0,333 m Maka: D = 0,333 m = 1,092 ft H = 0,333 m = 1,092 ft Tinggi air dalam tangki =

0,029 m 3 1 π (0,333 m) 2 4

= 0,333 m = 1,092 ft

Tebal dinding tangki Direncanakan menggunakan bahan konstruksi plate steel SA-53, grade B. Dari Brrownell & Young, Item 4, Appendix D, diperoleh data: - Allowble working stress (S)

= 18.750 psi


= 0,8

- Faktor korosi

= 1/8 in …………………..(Timmerhaus, 1980)


= 1 atm = 14,7 psi


= 20%

- Tekanan desain, P

= 1,2 x 14,7 psi = 17,64 psi


PD + CA 2 SE -1,2P

t=




Daya pengaduk: Dt/Di = 3, Baffel = 4

…………………………….…………..….(Brown, 1978)

Dt = 1,092 ft Di = 0,364 ft Kecepatan pengadukan, N = 1 rps Viskositas NaOH 10% = 4,302 x 10-4 lbm/ft.det………….….(Kirk Othmer, 1967) N Re =

ρ N D2 ……………………………..……………….….(Geankoplis, 1983) μ

(94,577)(1)(0,364) 2 = = 4,302.10 − 4 Dari gambar 3.4-4 Geankoplis, 1983, untuk N re = 22.091,929 diperoleh Npo = 0,6 Sehingga: P =

P=

NpoN 3 Di 5 ρ gc

……………….………………(Geankoplis, 1983)

(0,6)(1)3 (0,317)5 (94,577) = 0,006 32,174

Efesiensi penggerak motor = 80% Daya motor penggerak =

0,006 = 0,007 Hp 0,8

16. Pompa cation exchanger (L-461) Fungsi

: untuk memompakan air dari cation exchanger ke anion exchanger.

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 buah


: 300C

Densitas air (ρ) = 995,68 kg/m3 = 62,16 lbm/ft3………….………..(Perry, 1997) Viskositas (µ) = 0,8007 cP = 1,937 lbm/ft.jam………………(Kirk Othmer, 1967) -Laju alir massa (F) = 5900,214 kg/jam = 3,611 lbm/det


F 3,611 lbm/det = = 0,058 ft3/det 3 ρ 62,16 lbm/ft



= 3/4 in

- Schedul pipa

= 40


= 0,824 in = 0,068 ft


= 1,05 in = 0,088 ft


= 0,006 ft2

- Bahan konstruksi

= comercial steel


Q 0,058 ft 3/det = = 9,666 ft/det a1 0,006 ft 2

Bilangan Reynold, N RE =

= N RE

ρvD µ

(62,16 lbm/ft3 )(9,666 ft/det)(0,068 ft)(3600 det/jam) 1,937 lbm/ft.jam

= 75.934,578

Dari Appendix C-1, Foust, 1980, untuk bahan pipa comercial steel dan diameter pipa 0,824 in diperoleh ε/D = 0,0018 Dari Appendix C-3, Foust, 1980, untuk N Re = 75.934,578 dan ε/D = 0,0018 diperoleh f = 0,038 Instalasi pipa: - Panjang pipa lurus L 1 = 10 ft - 1 buah gate fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980) L 2 = 1 x 13 x 0,022 ft = 0,286 ft - 2 buah standart elbow 900 (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust,1980) L3 = 2 x 30 x 0,022 ft = 1,32 ft - 1 buah inward protecting pipe intrance (k = 0,78, Appendix C-2c dan C-2d, Foust, 1980) L4 = 7,5 ft - 1 buah protecting pipe exit (k = 1 Appendix C-2c dan C-2d, Foust, 1980)


L5 = 9 ft Panjang pipa total (∑L) = 10 + 0,884 + 4,08 + 7,5 + 9 = 31,464 ft Faktor gesekan, F=

fv 2 ΣL (0,038)(9,666) 2 (31,464) =25,529ft = 2gcD 2(32,174)(0,068)

.



Velocity head,

Δv 2 =0 2gc

Pressure head,

ΔP =0 ρ

Ws

Δv 2 ΔP g = ∆z. + + +F gc 2gc ρ = 15 + 0 + 0 + 25,529 = 40,529 ft.lbf/lbm

Tenaga pompa, P =

Ws.Q.ρ (25,909)(0,058)(62,16) = = 0,265 Hp 550 550


0,265 = 0,332 Hp 0,8

17. Pompa Anion Exhanger (L-461) Fungsi

: untuk memompakan air dari anion exchanger ke dearator.

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

:1 buah


: 300C

Densitas air (ρ) = 995,68 kg/m3 = 62,16 lbm/ft3…………..(Perry, 1997) Viskositas (µ) = 0,8007 cP = 1,937 lbm/ft.jam……………(Kirk Othmer, 1967) -Laju alir massa (F) = 4238,66 kg/jam = 2,590 lbm/det


F 0,041 lbm/det = = 0,041 ft3/det 3 ρ 62,16 lbm/ft



= 3/4 in

- Schedul pipa

= 40


= 0,824 in = 0,068 ft


= 1,050 in = 0,087 ft


= 0,00371 ft2

- Bahan konstruksi

= comercial steel


Q 0,041 ft 3 /det = = 11,051 ft/det a1 0,00371 ft 2


= N RE

ρvD µ

(62,16 lbm/ft3 )(11,051ft/det)(0,068 ft)(3600 det/jam) 1,937 lbm/ft.jam

= 10.581,820

Dari gambar 14.1 Timmerhaus, 1991 untuk Nre = 10.581,820 dan ε/D = 0,0017 diperoleh f = 0,032 Instalasi pipa: - Panjang pipa lurus L 1 = 25 ft - 1 buah gate fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980) L 2 = 1 x 13 x 0,068 ft = 0,884 ft - 2 buah standart elbow 900 (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust,1980) L3 = 2 x 30 x 0,068 ft = 4,08 ft - 1 buah inward protecting pipe intrance (k = 0,78, Appendix C-2c dan C-2d, Foust, 1980) L4 = 1,5 ft - 1 buah protecting pipe exit (k = 1 Appendix C-2c dan C-2d, Foust, 1980) L5 = 3,25 ft Panjang pipa total (∑L) = 25 + 0,884 + 4,08 + 1,5 + 3,25 = 34,714 ft


Faktor gesekan, F=

fv 2 ΣL (0,032)(11,051) 2 (34,714) = 0,460 ft .lbf/lbm = 2gcD 2(32,174)(0,068)



Δv 2 Velocity head, =0 2gc Pressure head,

Ws

= ∆z.

ΔP =0 ρ

g Δv 2 ΔP + + +F gc 2gc ρ


Ws.Q.ρ (15,460)(0,041)(62,16) = = 0,009 Hp 550 550


0,009 = 0,01 Hp 0,8

18. Daerator (E-510) Fungsi

: Menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air umpan ketel

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi: carbon steel SA-53, Grade B Kondisi pelarutan: - Temperatur - Tekanan Laju massa air

: 900C : 1 atm

= 4.069,113 kg/jam

Densitas air = 995,68 kg/jam = 85,093 lbm/ft3……..……(Perry, 1997) Kebutuhan perancangan = 1 hari Faktor keamanan = 20% Perhitungan: Ukuran tangki:


Volume larutan, V 1 =

4069,113 kg/jam x 24 jam/hari x 1hari = 98,082 m3 3 995,68 kg/m

Volume tangki (Vt) = 1,2 x 98,082 m3 = 117,698 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 2 : 3 V=

1 2 πD H 4

117,698 m3 =

1 3 πD2 D 4 2

117,698 m3 =

3 πD3 8

D = 4,640 m Maka: D = 4,640 m = 15,223 ft H = 6,961 m = 22,837 ft Tebal dinding tangki Direncanakan menggunakan bahan konstruksi carbon steel SA-53, Grade B Dari Brrownell & Young, Item 4, Appendix D, diperoleh data: -

Allowble working stress (S) = 18.750 psi

-

Effesiensi sambungan (E)

-

Faktor korosi = 1/8 in …………………..(Timmerhaus, 1980)

-

Tekanan hidrostatik, Po

= 1 atm =14,7 psi

-

Faktor keamanan tekanan

= 20%

-

Tekanan desain, P

= 0,8

= 1,2 x 14,7 psi = 17,64 psi


PD + CA 2 SE -1,2P

t=

(17,64 psi )(15,223 ft )(12 in / ft ) + 0,125 in = 0,232 in 2(18750 psi )(0,8) − 1,2(17,64 psi )

Dari tabel 5.4 brownell & Young, 1979 dipilih tebal tangki ¼ in.

19 Pompa Daerator (E-511) Fungsi

: untuk memompakan air dari dearator ke ketel uap.

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 buah



: 300C

Densitas air (ρ) = 995,68 kg/m3 = 62,16 lbm/ft3…………..(Perry, 1997) Viskositas (µ) = 0,8007 cP = 1,937 lbm/ft.jam……………(Kirk Othmer, 1967) -Laju alir massa (F) = 4069,113 kg/jam = 2,487 lbm/det Laju alir volume (Q) =

2,487 lbm/det F = = 0,04 ft3/det 3 ρ 62,16 lbm/ft


= 3/4 in

- Schedul pipa

= 40


= 0,824 in = 0,068 ft


= 1,050 in = 0,087 ft


= 0,00371 ft2

- Bahan konstruksi

= comercial steel


Q 0,04 ft 3 /det = = 10,785 ft/det a1 0,00371 ft 2


ρvD µ

(62,16 lbm/ft3 )(10,785 ft/det)(0,068 ft)(3600 det/jam) = 1,937 lbm/ft.jam N RE

= 10.581,820

Dari gambar 14.1 Timmerhaus, 1991 untuk Nre = 10.581,820 dan ε/D = 0,0017 diperoleh f = 0,032 Instalasi pipa: - Panjang pipa lurus L 1 = 25 ft - 1 buah gate fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980) L 2 = 1 x 13 x 0,068 ft = 0,884 ft - 2 buah standart elbow 900 (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust,1980) L3 = 2 x 30 x 0,068 ft = 4,08 ft


- 1 buah inward protecting pipe intrance (k = 0,78, Appendix C-2c dan C-2d, Foust, 1980) L4 = 1,5 ft - 1 buah protecting pipe exit (k = 1 Appendix C-2c dan C-2d, Foust, 1980) L5 = 3,25 ft Panjang pipa total (∑L) = 25 + 0,884 + 4,08 + 1,5 + 3,25 = 34,714 ft Faktor gesekan,

F=

fv 2 ΣL (0,032)(10,785) 2 (34,714) = 0,460 ft .lbf/lbm = 2gcD 2(32,174)(0,068)



Velocity head,

Δv 2 =0 2gc

Pressure head,

ΔP =0 ρ

Ws

= ∆z.

Δv 2 ΔP g + + +F gc 2gc ρ


Ws.Q.ρ (15,460)(0,04)(62,16) = = 0,009 Hp 550 550


0,009 = 0,01 Hp 0,8

20. Boiler (E-520) Fungsi

: Menyediakan uap untuk keperluan proses

Jenis

: Water tube boiler

Bahan konstruksi

: Carbon steel


Data : Uap jenuh yang digunakan bersuhu 4000C pada tekanan 101,33 Kpa (14,7 Psi). Dari steam table, Smith, 1987, diperoleh kalor laten steam 794,4 Btu/lbm. Kebutuhan uap = 4.238,66 Kg/jam = 9.344,542 lbm/jam Perhitungan: Menghitung daya ketel uap: 34,5 x P x 970,3 H

W=

Dimana: P = Daya boiler, Hp W = Kebutuhan uap,lbm/jam H = Kalor laten, Btu/lbm Maka: P=

9.344,542 lbm/jam x 970,3 btu/lbm 34,5 x 794,4

P = 330,83 Hp Menghitung jumlah tube: Luas permukaan perpindahan panas, A = P x 10 ft2/Hp……..(Kern,1965) = 330,83 Hp x 10 ft2/Hp = 3308,3 ft2 Direncanakan dengan menggunakan tube dengan spesifikasi: Panjang tube, L = 20 ft Diameter tube = 3 in Luas permukaan pipa, a = 0,917 ft2/ft Sehingga jumlah tube: NE =

3308,3 ft 2 A = = 180,387 buah L x a 20 ft x 0,917ft 2 /ft

Maka jumlah tube yang dibutuhkan sebanyak 181 buah.


21. Tangki Penampungan Air Domestik (F - 490) Fungsi

: menampung air dari menara air untuk keperluan air domestik

Bentuk

: silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-283, grade C Jumlah

:1

Volume tangki Laju alir massa air

= 1500 kg/jam

Densitas air (ρ)

= 995,68 kg/m3 = 62,16 lbm/ft3 (Perry, 1997)

Tangki dirancang untuk kebutuhan selama 1 hari Volume air, (Va)

=

1500 kg/jam x 24 jam/hari x 1 hari 995,68 kg/m 3

= 36,1561 m3/hari Faktor keamanan tangki

= 20%, maka :

Volume tangki

= 1,2 x 36,1561 m3 = 43,3873 m3

Diameter dan tebal tangki Volume silinder tangki (Vs) Vs =

π Di 2 Hs 4

Dimana

: Vs

(Brownell & Young, 1959) = Volume silinder (ft3)

Di

= Diameter dalam silinder (ft)

Hs

= Tinggi tangki silinder (ft)

Ditetapkan : Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki Hs : Di = 3 : 4 Maka :

Vs

(

)

πDi 2 3 4 Di = = 0,58875 Di3 4

43,3873 = 0,58875 Di3 Di

= 4,1925 m = 13,7547 ft = 165,0591 in

Hs

= 3/4 Di = 3/4 (4,1925) = 3,1443 m = 10,3158 ft

Tinggi cairan dalam tangki Tinggi cairan dalam tangki =

volume cairan x tinggi silinder volume silinder


=

(36,1561m3 )(3,1443m) 43,3873m3

= 2,6202 m = 8,5963 ft = 62,16

P hidrostatis

1 ft lbm 32,2 x x8,5963 ft x 3 144in 2 ft 32,174

= 3,7137 psi Faktor keamanan untuk tekanan = 20 % P desain

= 1,2 x (3,7137 + 14,696) = 22,0916 psi

Bahan yang digunakan adalah Carbon steel SA-283, Grade C : Efisiensi sambungan, E

= 0,8

Allowable stress, S

= 12.650 Psi

Faktor korosi C

= 1/8 in /tahun

(Brownell & Young, 1979) (Perry, 1997)

n

= 10 tahun

Cc

= 0,125 in/tahun x 10 tahun = 1,25 in

t

=

PD + Cc 2 SE −1,2 P

t

=

(22,0916 Psi)(165,0591 in) + 1,25 in 2(12650 Psi)(0,85) - (1,2)(22,0916 Psi)

= 1,4303 in Dari tabel 5.4 Brownell & Young, 1979 dipilih tebal tangki standar 11/ 2 in. Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal tutup 11/ 2 in.

22. Tangki Pelarutan Kaporit [Ca(ClO) 2 ] (M- 471) Fungsi

: Tempat membuat larutan klorin untuk proses klorinasi air domestik

Bentuk


Bahan konstruksi : Carbon steel, SA-283, Grade C Jumlah

:1

Volume tangki Kaporit yang digunakan

= 2 ppm

Kaporit yang digunakan berupa larutan 70% (% berat)


Laju massa kaporit

= 0,004 kg/jam

Densitas larutan kaporit 70% = 1272 kg/m3 = 79,4086 lbm/ft3 (Perry, 1997) Kebutuhan perancangan Volume larutan, (V 1 ) =

= 90 hari 0,004 kg/jam x 24 jam/hari x 90 hari 0,7 x 1.272 kg/m 3

= 0,0097 m3 Faktor kelonggaran

= 20%, maka :

Volume tangki

= 1,2 x 0,0097 m3 = 0,0116 m3

Diameter dan tebal tangki Volume silinder tangki (Vs) Vs =

π Di 2 Hs 4 Dimana

(Brownell & Young, 1959) :

Vs

= Volume silinder (ft3)

Di

= Diameter dalam silinder (ft)

Hs

= Tinggi tangki silinder (ft)

Ditetapkan : Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki Hs : Di = 3 : 2 Maka :

Vs

3π Di 3 = 8

3π Di 3 0,0116 = 8 Di

= 0,2143 m

Hs

= 0,3214 m

Tinggi cairan dalam tangki Tinggi cairan dalam tangki =

=

volume cairan x tinggi silinder volume silinder

(0,0097 m3 )(0,3214m) 0,0116m3

= 0,2687 m P hidrostatis

=ρxgxh = 1.272 kg/m3 x 9,8 m/dt2 x 0,2687 m = 3,349 kPa


Faktor keamanan untuk tekanan = 5 % P desain

= 1,05 x (3,349 + 101,325) = 109,9077 kPa

Joint efficiency = 0,8

(Brownell & Young, 1959)

Allowable stress = 12650 psia = 87218,714 kPa


Tebal shell tangki : t

=

P.D 2.S .E − 1, 2.P

=

(109,9077 kPa )(0,2143 m) = 1,68.10-4 in 2(87.218,714)(0,85) - (1,2)(109,9077 kPa)

Faktor korosi = 1/8 in / tahun Maka tebal shell yang dibutuhkan = 1,68.10-4 in + 1/8in = 0,125 in Tebal shell standart yang digunakan = 3/16 in


Daya Pengaduk Tipe pengaduk : Flat six blade turbin impeller. Jumlah baffle : 4 buah Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 0,2143 m = 0,0714 m = 0,2342 ft E/Da = 1

; E = 0,0714 m

L/Da = ¼

; L = ¼ x 0,0714 m = 0,0178 m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 0,0714 m = 0,0142 m J/Dt

= 1/12 ; J = 1/12 x 0,2143 m = 0,0178 m

Dimana : Dt

= diameter tangki

Da

= diameter impeller

E

= tinggi turbin dari dasar tangki

L

= panjang blade pada turbin

W

= lebar blade pada turbin

J

= lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 1 rps Viscositas Ca(ClO) 2 70% = 6,7197.10-4 lbm/ft.detik

(Othmer, 1967)

Bilangan reynold :


N Re

=

ρ N ( Da) 2 µ

=

(79,4086)(1)(0,07142 ) = 602,4403 6,7197.10− 4

N Re < 10.000 maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus : P

=

KT .n3 .Da 5 .ρ N Re .g c

(McCabe, 1999)

K T = 6,3 =

(McCabe, 1999) (6,3)(13 )(0,23425 )(79,4086) = 3,3.10-8 hp (602,4403)(32,174)(550)

Efisiensi motor penggerak

= 80%

Daya motor penggerak

=

3,3.10−8 = 4,125.10-8 hp 0,8

23. Menara Pendingin Air (Water Cooling Tower) – 01 (CT-01) Fungsi

: Menurunkan temperatur air pendingin bekas dari temperatur 40 0C menjadi 25 0C

Jenis

: Mechanical draft cooling tower

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283, Grade C Jumlah

: 1

Data : Temperatur air masuk, T 2

= 40 0C = 104 0F

Temperatur air keluar, T 1

= 25 0C = 77 0F

Temperatur bola basah, T w

= 75 0F

(Perry, 1997) 2

Konstanta air

= 1,375 gpm/ft

(Perry, 1997)

Laju massa air pendingin

= 26.153,455 kg/jam

(Bab VII)

= 57.658,429 lb m /jam Densitas air

= 995,68 kg/m3

Laju volumetrik air pendingin

=

(Perry, 1997)

26.153,455 995,68

= 26,266 m3/jam = 115,582 gpm


Luas menara

=

115,582 = 84,582 ft2 1.375

= 7,809 m2 Daya untuk standar tower performance 90% = 0,031 hp/ft2 (Fig. 12-15, Perry, 1997) Daya untuk fan

= 0,031 hp/ft2 . 84,059 ft2 = 2,60 hp

Dipakai fan dengan daya 2,60 hp Kecepatan rata-rata udara masuk = 4 – 6 ft/det

(Perry, 1997)

= 3,2 .105 ft3/det

Kapasitas fan dipakai

(Perry, 1997)

Pada temperatur bola basah 75 0F, densitas udara = 0,073 lb/ft3 L =

(Kern, 1965)

57.658,429 = 685,928 lb/ft2.jam 84,059

G (Kec. udara masuk) =5 ft/det x 0,073 lb/ft3 = 0,365 lb/ft2.det = 1.314 lb/ft2.jam 685,928lb / ft 2 . jam L = = 0,5220 G 1.314lbft 2 . jam Pada temperatur bola basah 75 0F diperoleh H 1 = 34,09 Btu/lb

(Perry, 1997)

H 2 = H 1 + L/G (T 2 -T 1 ) = 34,09 + 0,5220 . (104-77) = 48,184 Btu/lb udara kering Dari gambar 17.12 Kern, 1965 diperoleh : Pada temperatur air masuk, T 2

= 104 0F, H 2 ’ = 83 Btu/lb

Pada temperatur air keluar, T 1

= 77 0F, H 1 ’ = 40 Btu/lb

Log Mean Enthalpy Difference : Bagian atas menara

: H 2 ’ – H 2 = 83– 48,184 = 34,816 Btu/lb

Bagian bawah menara

: H 1 ’ – H 1 = 40 – 34,09 = 5,91 Btu/lb

Log mean (H’-H)

=

(34,816 − 5,91)  34,816  2,3 log   5,91 

= 16,33 Btu/lb Tinggi tower, Z

=

nd x L K xa

(Kern, 1965)


Z nd

HDU

=

Dimana : L

= Liquid loading (Lb/ft2.jam)

K x a = Koefisien perpindahan panas overall (lb/ft2.jam.(lb/lb)) Z

= Tinggi tower (ft)

HDU = Height of Diffusion Unit (ft) nd =

104 − 77 KxaV dT = = = 1,653 L (H' − H) 16,33

Untuk industri digunakan harga K x a = 100 lb/ft2.jam.(lb/lb)) Tinggi tower,Z HDU

=

nd . L = Kxa

=

(1,653)(685,928)

= 11,338 ft = 3,455 m

100

11,338 Z = = 6,859 ft = 2,090 m nd 1,653

24. Pompa Menara Air Pendingin (L-531) Fungsi

: memompa air dari menara pendingin air ke unit proses

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1

Bahan konstruksi : Commercial steel Data : Laju alir massa (F) = 26.525,872 kg/jam

= 16,2442 lbm/s

Densitas air (ρ)

= 955,68 kg/m3

= 62,16 lbm/ft3

Viscositas (µ)

= 0,8007 cP

= 0,0005 lbm/ft.s

Perhitungan :

lbm 3 s = 0,261 ft = lb s 62,16 m3 ft 16,2442

Laju alir volume (Q)

Diameter pipa ekonomis untuk aliran turbulen : D opt

= 3,9 ( Q ) 0,45 ( ρ )0,13

(Timmerhaus, 2004)

= 3,9 (0,261) 0,45 (62,16)0,13 = 3,645 in Dari appendix A.5 Geankoplis, 1997, dipilih pipa commersial steel : Ukuran nominal

= 4 in


Schedule number

= 40

Diameter dalam (ID)

= 4,026 in = 0,3355 ft

Diameter luar (OD)

= 4,500 in = 0,375 ft

Inside sectional area

= 0,08840 ft2

Kecepatan rata-rata fluida dalam pipa : V = Sehingga : N Re

=

Q 0,261 = = 2,9524 ft / s A 0,08840 :

ρ VD µ 62,16

=

lbm ft x 2,9524 x 0,3355 ft 3 s ft = 123.142,7145 lb m 0,0005 ft.s

Untuk pipa commercial steel diperoleh harga ε = 0,00015 dan ε/D = 0,0004 Maka harga f = 0,0047

(Gbr 2.10-3, Geankoplis, 1997)

Kehilangan karena gesekan (friction loss) : -

1 sharp edge enterance (h c )

 A  v2 = 0,551 − 2  A1  2α .g c  = 0,55 (1 - 0)

-

2 elbow 900 (h f )

-

1 check valve (h f ) = n.Kf .

-

= n.Kf .

Pipa lurus 30 ft (F f )

2,9524 2 = 0,0745 ft.lb f / lbm 2(1)(32,174)

v2 2,9524 2 = 2(0,75). = 0,2031 ft.lb f / lbm 2.g c 2(32,174) v2 2,9524 2 = 1(2). = 0,2709 ft.lb f / lbm 2.g c 2(32,174)

∆L.v 30(2,9524 2 ) = 4f = 4(0,0047) D.2.g c (0,3355)2(32,174) = 0,3795 ft.lb f /lb m 2

-

1 sharp edge exit (h ex )

 A  v2 = 1 − 2  A1  2α .g c 

= (1 − 0) 2

2,9524 2 = 0,1354 ft.lb f / lbm 2(1)(32,174)


Total friction loss ∑ F = 1,0634 ft.lb f /lb m Dari persamaan bernaulli : 1 2 2 P −P v2 − v1 ) + g ( z2 − z1 ) + 2 1 + ∑ F + Ws = 0 (Geankoplis, 1997) ( 2α ρ Dimana :

v1 = v2 P 1 = 101,325 kPa = 2.116,22807 lbf/ft2 P 2 = 101,325 kPa = 2.116,22807 lbf/ft2 ΔP = 0 lbf/ft2 Δz = 30 ft

0+

32,174 ft / s 2 .(30 ft ) + 0 + 1,0634 ft.lb f / lbm + Ws = 0 32,174 ft.lbm / lb f .s 2

Ws = −31,0634 ft.lb f / lbm

Effisiensi pompa,

η = 80% Ws = - η x Wp W p = 38,829 ft.lbf/lbm

Daya pompa :

P

= m x Wp = 16,2442lbm / s x 38,829 ft.lb f / lbm x

1hp 550 ft.lb f / s

= 1,1468 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 1,1468 hp


LAMPIRAN E PERHITUNGAN ANALISA EKONOMI Dalam rencana Pra Rancangan Pabrik Asam Oleat digunakan asumsi sebagai berikut: 1. Pabrik beroperasi selama 330 hari. 2. Kapasitas produksi Asam Oleat 208,333 kg/jam. 3. Perhitungan didasarkan pada harga alat terpasang. 4. Harga alat disesuaikan dengan basis April 2008 dimana nilai tukar dolar terhadap rupiah adalah US$ 1 = 9.950,-

L.D.1 Modal Investasi Tetap / Fixed Capital Investment (FCI) L.D.1.1 Modal Investasi Tetap Langsung (MITL) A. Biaya Tanah Lokasi Pabrik Harga tanah lokasi pabrik diperkirakan

= Rp.300.000/m2

Luas tanah yang diperlukan

= 20.830 m2

Harga tanah seluruhnya

= 20.830 m2 x Rp 300.000/m2 = Rp 6.249.000.000,-

Biaya peralatan tanah 10% dari harga tanah seluruhnya (Petter & Timmerhaus,2004). Biaya perataan tanah = 0,1 x Rp 6.249.000.000,- = Rp 624.900.000,Total biaya tanah

= Rp 6.249.000.000,- + Rp 624.900.000,= Rp 6.873.900.000,-

LE-1


B. Harga Bangunan Perincian harga bangunan dapat dilihat pada tabel LE-1 Tabel LE-1 Perincian Harga Bangunan No. Jenis Area Luas 1 Areal Proses 5,800 2 Rencana Perluasan 3,500 3 Perumahan Karyawan 4,900 4 Unit Pengolahan Air 1,750 5 Taman 100 6 Parkir 350 7 Ruang Listrik 150 8 Kantor 1,000 9 Areal Bahan Baku 500 10 Unit Pemadam Kebakaran 50 11 Gudang Produksi 800 12 Bengkel 60 13 Peralatan Pengaman 40 14 Ruang Boiler 80 15 Laboratorium 60 16 Ruang Kontrol 50 17 Perpustakaan 100 18 Musholla 40 19 Kantin 60 20 Pos jaga 40 21 Poliklinik 100 22 Pengolahan Limbah 600 23 Jalan 700 TOTAL

Harga 2,500,000 800,000 2,200,000 1,700,000 400,000 800,000 2,250,000 2,200,000 2,100,000 1,200,000 2,200,000 2,250,000 2,200,000 3,400,000 2,250,000 2,250,000 2,000,000 2,000,000 2,000,000 1,600,000 2,000,000 2,200,000 600,000

Jumlah 14,500,000,000 2,800,000,000 10,780,000,000 2,975,000,000 40,000,000 280,000,000 337,500,000 2,200,000,000 1,050,000,000 60,000,000 1,760,000,000 135,000,000 88,000,000 272,000,000 135,000,000 112,500,000 200,000,000 80,000,000 120,000,000 64,000,000 200,000,000 1,320,000,000 420,000,000 39,929,000,000

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

I Cx = Cy  x I  y Dimana: C x

 X 2   X  1

  

m

= Harga alat pada tahun pembelian (2008)

Cy

= Harga alat pada kapasitas yang tersedia

Ix

= Indeks harga pada tahun 2008

Iy

= Indeks harga pada tahun yang tersedia


X1

= Kapasitas alat yang tersedia

X 2 = Kapasitas alat yang diinginkan m

= Faktor eksponensial untuk jenis alat yang tersedia

Untuk menghitung semua harga peralatan pada pabrik, digunakan metode Marshall R Swift Equipment Cost Indeks, Indeks yang digunakan adalah Chemical Engineering Plant Cost Indeks (Timmerhaus, 2004). Tabel LD.2 Harga Indeks Marshall dan Swift Tahun Yi Xi 1993 964,2 1 1994 993,4 2 1995 1027,5 3 1996 1039,1 4 1997 1056,8 5 1998 1061,9 6 1999 1068,3 7 2000 1089,0 8 2001 1093,9 9 2002 1102,5 10 Total 10.496,6 55 Sumber: Timmerhaus, 2004

Yi2 929681,64 986843,56 1055756,25 1079728,81 1116826,24 1127631,61 1141264,89 1185921 1196617,21 1215506,25 11.035.777,46

Xi2 1 4 9 14 25 36 49 64 81 100 385

Yi.Xi 964,2 1986,8 3082,5 4156,4 5284 6371,4 7478,1 8712 9845,1 11025 58.905,5

Untuk mencari indeks harga pada tahun 2006 digunakan metode Regresi Koefisien Korelasi, yaitu :

r=

(n. ∑ X .Y ) − (∑ X . ∑ Y ) {(n. ∑ X − ( ∑ X ) }x {n. ∑ Y − (∑ Y ) )} i

i

2

i

i

2

2

2

i

r=

i

i

i

(10 x 58905,5) − (55 x 10496,6)

{(10 x 385 ) − 55 }x {(10 x11035777,46) − (10496,6) } 2

2

= 0,97

Harga koefisien yang mendekati +1 menyatakan bahwa terdapat hubungan linear antar variabel X dan Y, sehingga persamaan regresi yang mendekati adalah Persamaan Regresi Linear. Persamaan umum Regresi linear adalah Y = a + b X Dengan : Y X

= Indeks harga pada tahun yang dicari (2006) = Variabel tahun ke n –1

A, b = Tetapan persamaan regresi


Dimana a dan b dapat dicari dengan menggunakan rumus :

( ∑ X x ∑ Y ) − (∑ X a= 2

i

i

i

x Yi

)

( n.∑ X i ) − ( ∑ X i )2 2

a=

b=

b=

y=

x=

(385 x 10496,6) − (55 x 5890,5) = 971,38 (10 x 385) − 55 2

(n x ∑ X i .Yi ) − (∑ X i x ∑ Yi ) ( n . ∑ X i ) − (∑ X i ) 2 2

(10 x 5890,5) − (55 x 10496,6) =14,23 (10 x 385) − 55 2

∑Y

i

n

=

10496,6 =1049,66 10

(Y − a ) 1094,66 − 971,38 = = 5,5 14,23 b

Dengan demikian harga indeks pada tahun 2006 ( n = 14 tahun yang ke-14 maka X = 13 ) adalah : Y = 971,38 + ( 14,23 x 13 ) = 1156,37 Untuk alat yang tidak tersedia, faktor eksponennya (m) dianggap 0,6 ( Timmerhaus, 2004 ). Contoh perhitungan estimasi harga peralatan : Nama alat

: Kolom Hidrolisa (Splitting)

Jumlah

: 1 buah

Volume tangki (X 2 ) : 12,240 m3 1 US $

: Rp 9950,-

Untuk separator, volume tangki yang disediakan X1

= 10 m2

Cy

= 12.000 US $

Ix

= 1156,7

Iy

= 1102,5


m

= 0,6

maka tangki Kolom Hidrolisa pada tahun 2008 : 0.6

 12,240   1156,7  C x =US $12.000 x      10   1102,5  C x =US $14.213,212 x 9950 C x = Rp141.421.459 ;− Dengan cara yang sama perkiraan harga alat proses yang lainnya dapat dilihat pada tabel LE-3 dan tabel LE-4 untuk perkiraan harga peralatan utilitas pada Pra Rancangan Pabrik Asam OLeat.

Tabel LE-3 Perkiraan Harga Peralatan Proses No 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23

Nama Alat Harga/Unit Unit Tangki CPO 70,338,530 Heater 16,831,910 Splitting 141,421,459 Seperator 82,553,117 Flash Tank I 68,965,888 Flash Tank II 80,358,910 Condensor 1 24,113,575 Condensor 2 24,113,575 Condensor 3 24,113,575 Condensor 4 24,113,575 Cooler 1 18,772,525 Cooler 2 18,772,525 Kolom Fraksinasi 1 50,315,430 Kolom Fraksinasi 2 50,315,430 Tangki Asam Palmitat 72,750,260 Tangki Asam Oleat 75,750,260 Tangki Asam Linoleat 75,680,320 Tangki Gliserol 70,731,210 Pompa 101 4,500,000 Pompa 102 4,500,000 Pompa 103 4,500,000 Pompa 104 4,500,000 Pompa 105 4,500,000 TOTAL

1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1

Harga Alat 70,338,530 16,831,910 141,421,459 82,553,117 68,965,888 80,358,910 24,113,575 24,113,575 24,113,575 24,113,575 18,772,525 18,772,525 50,315,430 50,315,430 72,750,260 75,750,260 75,680,320 70,731,210 4,500,000 4,500,000 4,500,000 4,500,000 4,500,000 1,012,512,074


Tabel LE-4 Perincian Harga Peralatan Utilitas No 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24

Nama Alat Unit Harga Total Harga Pompa Sumur Bor 1 3,500,000 3,500,000 Bak Pengendapan 1 18,987,254 18,987,254 Clarifier 1 12,589,748 12,589,748 Tangki Pelarutan Alum 1 16,689,000 16,689,000 Tangki Pelarutan Soda Abu 1 14,500,000 14,500,000 Pompa Bak Pengendapan 1 3,500,000 3,500,000 Sand Filter 1 9,587,365 9,587,365 Pompa Clarifier 1 3,500,000 3,500,000 Menara Air 1 25,625,300 25,625,300 Pompa Sand Filter 1 3,500,000 3,500,000 Kation Exchanger 1 25,897,351 25,897,351 Tangki Pelarutan Asam Sulfat 1 698,698,587 698,698,587 Pompa Menara Air 1 3,500,000 3,500,000 Anion Exchanger 1 36,982,000 36,982,000 Tangki Pelarutan NaOH 1 13,562,400 13,562,400 Pompa Kation Exchanger 1 3,500,000 3,500,000 Tangki Kaporit 1 15,897,000 15,897,000 Tangki Penampungan air Umpan Ketel 1 6,100,752 6,100,752 Daerator 1 19,859,640 19,859,640 Pompa Daerator 1 3,500,000 3,500,000 Boiler 1 368,254,875 368,254,875 Tangki Air Panas 1 368,251,900 368,251,900 Pompa Tangki Air Panas 1 3,500,000 3,500,000 Genset 3 180,658,000 541,974,000 TOTAL 2,253,819,422 Untuk harga alat sampai di lokasi maka harga alat proses dan utilitas harus

ditambahkan biaya-biaya sebagai berikut: Biaya transportasi

= 5%

Biaya asuransi

= 1%

Bea masuk

= 15%

Ongkos bongkar muat

= 0,5%

PPN

= 10%

PPh

= 10%

Biaya Gudang pelabuhan

= 0,5%

Biaya transportasi lokal

= 0,5%

Biaya tak terduga

= 0,5% +

Total

= 43%……………………(Timmerhaus, 1991)


Total harga peralatan = Rp 1.012.512.074,- + Rp 2.253.819.422,= Rp 3.266.331.496,Harga alat sampai dilokasi pabrik: = 1,43 x (total harga peralatan proses dan utilitas) = 1,43 x Rp 3.266.331.496 = Rp 4.670.854.039,Biaya pemasangan alat diperkirakan 10% dari harga alat sampai di lokasi pabrik: = 0,1 x Rp 4.670.854.039,= 467.085.404,Harga peralatan proses dan utilitas terpasang (HPT): = Rp 4.670.854.039 + Rp 467.085.404 = Rp 5.137.939.443,-

D. Harga Alat Instrumentasi Diperkirakan 5% dari HPT:

………………………..(Timmerhaus,1991)

= 0,05 x Rp 5.137.939.443 = Rp 256.896.972,E. Biaya Perpipaan Diperkirakan 10% dari HPT:

………………………..(Timmerhaus,1991)

= 0,1 x Rp 5.137.939.443 = Rp 513.793.944,F. Biaya Instalasi Listrik Diperkirakan 5% dari HPT:

………………………..(Timmerhaus,1991)

= 0,05 x Rp 5.137.939.443 = Rp 256.896.972,G. Biaya Insulasi Diperkirakan 5% dari HPT:

………………………..(Timmerhaus,1991)

= 0,05 x Rp 5.137.939.443 = Rp 256.896.972,H. Biaya Inventaris kantor Diperkirakan 2% dari HPT:

………………………..(Timmerhaus,1991)

= 0,02 x Rp 5.137.939.443 = Rp 102.758.789,I. Biaya Perlengkapan Pemadam Kebakaran Diperkirakan 2% dari HPT:

………………………..(Timmerhaus,1991)

= 0,02 x Rp 5.137.939.443 = Rp 102.758.789,-


J. Sarana Transportasi Tabel LD-5 Sarana Transportasi Jenis Kenderaan Mobil Direktur Mobil Manager Bus Karyawan Truk

Total MITL

Jenis Unit Harga/unit Jumlah BMW 1 500.000.000 500.000.000 Honda Civic 4 285.000.000 1.140.000.000 Bus 2 200.000.000 400.000.000 Fuso FN 517 4 250.000.000 1.000.000.000 TOTAL 3.040.000.000

=A+B+C+D+E+F+G+H+I+J = Rp 6.873.900.000 + Rp 39.929.000.000 + Rp 5.137.939.443 + Rp 256.896.972 + Rp 513.793.944 + Rp 256.896.972 + Rp 256.896.972 + Rp 102.758.789 + Rp 102.758.789 + Rp 3.040.000.000 = Rp 55.935.735.825,-

L.D.1.2 Modal Investasi Tetap Tidak Langsung (MITTL) A. Pra Investasi Diperkirakan 5% dari MITL

…………………….(Timmerhaus,1991)

= 0,05 x Rp 55.935.735.825,- = Rp 2.796.786.791,B. Engineering dan Supervisi Diperkirakan 5% dari MITL

…………………….(Timmerhaus,1991)

= 0,05 x Rp 55.935.735.825,- = Rp 2.796.786.791,C. Biaya Konstruksi Diperkirakan 5% dari MITL

…………………….(Timmerhaus,1991)

= 0,05 x Rp 55.935.735.825,- = Rp 2.796.786.791,D. Biaya Tak Terduga Diperkirakan 10% dari MITL

…………………….(Timmerhaus,1991)

= 0,1 x Rp 55.935.735.825,- = Rp 5.593.573.583,Total MITTL = A + B + C + D = Rp 2.796.786.791 + Rp 2.796.786.791 + Rp 2.796.786.791 + Rp 5.593.573.583 = Rp 13.983.933.956,Total MIT

= MITL + MITTL = Rp 55.935.735.825,- + Rp 13.983.933.956,= Rp 69.919.669.781,-


L.D.2 Modal Kerja/Working Capital Modal kerja dihitung untuk mengoperasikan pabrik selama 3 bulan : A. Persediaan bahan baku proses dan utilitas  CPO

= 842,435 kg/jam

Harga CPO = Rp 4000,-/kg Harga total

……………(PT. PKS Abdi Budi Mulia, 2008)

= 90 hari x 842,435 kg/jam x 24 jam/hari x Rp 4000/kg = Rp 7.278.638.400,-

 Soda Abu Kebutuhan = 0,916 kg/jam Harga

= Rp 7100 / kg ………….……………….(CV.Rudang jaya,2008)

Harga total = 90 hari x 0,916 kg/jam x 24 jam/hari x Rp 7.100/kg = Rp 14.047.776, Alum Al 2 (SO 4 ) 3 Kebutuhan = 1,696 kg/jam Harga

= 8000 /kg ………………………………(CV.Rudang jaya,2008)

Harga total = 90 hari x 1,696 kg/jam x 24 jam/hari x Rp 8000/kg = Rp 29.306.880, Kaporit Harga

= 0,004 kg/jam ………………………..…(CV.Rudang jaya,2008) = 7000 /kg

Harga total = 90 hari x 0,004 kg/jam x 24 jam/hari x Rp 7000 /kg = Rp 60.480, H 2 SO 4 Harga

= 9,388 kg/jam……………………….……(CV.Rudang jaya,2008) = Rp 365.000/liter

Total kebutuhan =

9,388 kg/jam 1000 L = 5,152 liter/jam x 3 1m3 1822,1898 kg/m

Harga total = 90 hari x 5,152 L/jam x 24 jam/hari x Rp365.000/L = Rp 4.061.870.613, NaOH Harga

= 0,189 kg/jam = Rp 20.000 /kg

………………………(CV.Rudang jaya,2008)

Harga total = 90 hari x 0,189 kg/jam x 24 jam/hari x Rp 20.000/kg = Rp 8.164.800,• Solar

= 3486,24 L/hari


Harga

= 5000/L

Harga Total = 3486,24 L/hari x 90 hari x 5000/L = Rp 1.568.808.000,Harga total bahan baku selama 3 bulan = Rp 12.960.895.949,Harga total Pertahun = 4 x Rp 12.960.895.949 = Rp 51.843.587.796 ,-

B. Kas 1. Biaya untuk Gaji Tabel LE-6 Sistem gaji karyawan No

Jabatan

Jumlah

Gaji/bln

Jumlah

1.

Dewan Komisaris

3

25.000.000

75.000.000

2.

Direktur utama

1

30.000.000

30.000.000

3.

Sekretaris

1

2.000.000

2.000.000

4.

Manjer

2

15.000.000

30.000.000

5.

Kepala Bagian

4

10.000.000

40.000.000

6.

Kepala Seksi Administrasi

14

8.000.000

112.000.000

7.

Karyawan Produksi

64

1.500.000

96.000.000

8.

Karyawan Teknik

25

1.500.000

37.500.000

9.

Karyawan Keu dan Personalia

10

2.000.000

20.000.000

10

Karyawan Administrasi

10

2.000.000

20.000.000

11

Dokter

1

4.000.000

4.000.000

12

Petugas Keamanan

10

700.000

7.000.000

13

Supir

10

700.000

7.000.000

14

Petugas Kebersihan

10

700.000

7.000.000

TOTAL

150

423.500.000

a. Total gaji pegawai Untuk 1 bulan

= 1 x Rp 423.500.000 = Rp 423.500.000,-

Untuk 3 bulan

= 3 x Rp 423.500.000 = Rp 1.270.500.000,-


b. Biaya Administrasi umum Diperkirakan 20% dari 3 bulan gaji pegawai ………(Timmerhaus, 1991) = 0,2 x Rp 1.270.500.000 = Rp 254.100.000,c. Biaya pemasaran Diperkirakan 15% dari harga gaji karyawan selama 3 bulan: = 0,15 x Rp 1.270.500.000 = Rp 190.575.000,-

d. Pajak bumi dan bangunan (PBB) Perhitungan pajak bumi dan bangunan menurut UU No.2 tahun 2000 JO.UU No.21 tahun 1997, maka: Tanah Luas tanah

= 20.830 m2

Luas tanah tidak kena pajak = Tempat ibadah + jalan = 160 m2 + 200 m2 + 600 m2 = 960 m2 Luas tanah kena pajak

= Luas tanah total – Luas tanah tidak kena pajak = 20.830 m2 – 960 m2 = 19.870 m2

Pajak tanah

= 70% dari harga tanah = 0,7 x Rp 300.000/m2 = Rp 210.000/m2

Total NJOP tanah

= Rp 210.000/m2 x 19.870 m2 = Rp 4.172.700.000,-

Bangunan Luas bangungan

= 20.830 – 1000 = 19.830 m2

Pajak bangunan

= Rp 300.000/m2

NJOP bangunan

= Rp 19.830 m2 x Rp 300.000/m2 = Rp 5.949.000.000,-

NJOP Bangunan tidak kena pajak adalah tempat ibadah + taman = 160 m2 NJOP tidak kena pajak = 160 m2 x Rp 300.000/m2 = Rp 48.000.000,Total NJOP bangunan = Rp 5.949.000.000 – Rp 48.000.000 = Rp 5.901.000.000,NJOP untuk perhitungan PBB = NJOP tanah + NJOP Bangunan = Rp 4.172.700.000 + Rp 5.901.000.000 = Rp 10.073.700.000,Nilai jual kena pajak (NJKP) = 20% NJOP untuk perhitungan PBB = 0,2 x Rp 10.073.700.000 = Rp 2.014.740.000,-


PBB yang terhitung

= 0,5% NJKP = 0,005 x Rp 2.014.740.000 = Rp 10.073.700,-

Tabbel LE-7 Perincian Biaya Kas No 1 2 3 4

Jenis Biaya Gaji pegawai Administrasi umum Pemasaran Pajak bumi bangunan Total

Jumlah 1.270.500.000 254.100.000 190.575.000 10.073.700 1.725.248.700

C.Biaya Start Up Diperkirakan 3% dari MIT …………………………(Timmerhaus,1991) = 0,03 x Rp 69.919.669.781,- = Rp 2.097.590.093,D. Piutang Dagang PD = (JP/12) x HPT ,Dimana: PD

= Piutang Dagang

JP

= Jagka waktu kredit yang diberikan (tahun)

HPT

= Hasil penjualan 1 tahun

Hasil Penjualan Tahunan • Asam Oleat

= 208,333 kg/jam

Harga

= Rp 55.000/kg …………..(PT. Varkabayak, Medan 2008)

Total penjualan = 208,333 kg/jam x Rp 55.000 /kg x 24 jam/hari x 90 hari = 24.749.960.400,• Asam Linoleat

= 49,137 kg/jam

Harga

= 21.000/kg ……………..(PT. Varkabayak, Medan 2008)

Total penjualan

= 49,137 kg/jam x Rp 21.000 /kg x 24 jam/hari x 90 hari = 2.228.854.320,-

• Asam Palmitat

= 1415,562 kg/jam

Harga

= 25.000/kg ……………..(PT. Varkabayak, Medan 2008)

Total penjualan


• Gliserol

= 217,469 kg/jam

Harga

= 30.000/kg………………..(PT. Varkabayak, Medan 2008)


Total penjualan


Total seluruh penjualan = Rp. 117.511.153.920,Piutang dagang = 3/12 x Rp 117.511.153.20 = Rp 29.377.788.480,-

Tabel LE-8 Perincian Modal Kerja (Working Capital) No 1 2 3 4

Jumlah biaya Bahan baku dan Utilitas Kas Start up Piutang dagang Total

Jumlah 12.960.896.949 1.725.248.700 2.097.590.093 29.377.788.480 46.161.524.222

Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja = Rp 69.919.669.781 + Rp 46.161.524.222 = Rp 116.081.194.003,Modal ini berasal dari: Modal sendiri

= 60% dari modal investasi = 0,6 x Rp 116.081.194.003,= Rp 69.648.716.402,-

Modal Pinjaman Bank= 40% dari modal investasi = 0,4 x Rp 116.081.194.003,= Rp 46.432.477.601,-

L.D.3 Biaya Produksi Tetap L.D.3.1 Biaya Tetap (Fixed Cost/FC) A. Gaji Tetap Karyawan Gaji tetap 1 tahun + 3 bulan gaji sebagai tunjangan = Rp 6.352.500.000,B. Bunga Pinjaman Bank Diperkirakan 20% dari modal Pinjaman = 0,2 x Rp 46.432.477.601,= Rp 9.286.495.520,-


C. Depresiasi dan Amortisasi Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol. Rumus:

D = (P-L)/n

Dimana:

D = Depresiasi per tahun P = Harga awal Peralatan L = Harga akhir Peralatan N = Umur peralatan (tahun)

Semua modal investasi tetap langsung (MITL) kecuali tanah mengalami penyusutan yang disebut depresiasi, sedangkan modal investasi tetap tidak langsung (MITTL) juga mengalami penyusutan yang disebut amortisasi. Biaya amortisasi diperkirakan 20% dari MITTL, sehingga Amortisasi = 0,2 x Rp 13.983.933.956,= Rp 2.796.786.791,-

Tabel LE-9 Perkiraan Biaya Depresiasi No. 1 2 3 4 5 6 7 8 9

Komponen Biaya Bangunan 39,929,000,000 Peralatan Proses da Utilitas 5,137,939,443 Instrumentasi dan Kontrol 256,896,972 Perpipaan 513,793,944 Instalasi Listrik 256,896,972 Insulasi 256,896,972 Inventaris Kantor 102,758,789 Perlengkapan Kebakaran 102,758,789 Sarana Transportasi 3,040,000,000 TOTAL

Umur (thn) 15 10 15 10 15 15 5 10 10

Depresiasi 2,661,933,333 513,793,944 17,126,465 51,379,394 17,126,465 17,126,465 20,551,758 10,275,879 304,000,000 3,613,313,703

Total biaya depresiasi dan amortisasi = Rp 2.796.786.791,- + Rp 3.613.313.703 = Rp 6.410.100.494,-

D. Biaya Tetap Perawatan Perawatan mesin dan alat-alat proses Diperkirakan 10% dari HPT = 0,1 x Rp 5.137.939.443,-

= Rp 513.793.444,-


Perawatan bangunan Diperkirakan 5% dari harga bangunan = 0,05 x Rp 39.929.000.000,= Rp 1.996.450.000,-

Perawatan kenderaan Diperkirakan 5% dari harga kenderaan = 0,05 x Rp 3.040.000.000 = Rp 152.000.000,-

Perawatan Instrumentasi dan alat-alat kontrol Diperkirakan 5% dari harga alat instrumentasi dan alat kontrol = 0,05 x Rp 256.896.972,= Rp 12.844.849,-

Perawatan Pipa Diperkirakan 5% dari harga perpipaan = 0,05 x Rp 513.793.944,= Rp 25.689.697,-

Perawatan instalasi listrik Diperkirakan 5% dari harga instalasi listrik = 0,05 x Rp 256.896.972,= Rp 12.844.849,-

Perawatan Insulasi Diperkirakan 5% dari harga insulasi = 0,05 x Rp 256.896.972,= Rp 12.844.849,-


Perawatan Inventaris kantor Diperkirakan 5% dari harga inventaris kantor = 0,05 x Rp 102.758.789,= Rp 5.137.939,Perawatan pemadam kebakaran Diperkirakan 5% dari harga alat-alat kebakaran = 0,05 x Rp 102.758.789,= Rp 5.137.939,Total biaya perawatan = Rp 2.736.743.566,-

E. Biaya Tambahan Diperkirakan 20% dari modal investasi tetap = 0,2 x Rp 69.919.669.781,= Rp 13.983.933.956,-

F. Biaya distribusi Diperkirakan 15% dari biaya tambahan = 0,15 x Rp 13.983.933.956,= Rp 2.097.590.093,-

G. Biaya Asuransi Asuransi Pabrik Diperkirakan 1% dari MIT = 0,01 x Rp 69.919.669.781,= Rp 699.196.698,Asuransi Karyawan Diperkirakan 1% dari gaji total = 0,01 x Rp 6.325.500.000 = Rp 63.255.000,Total Biaya Asuransi = Rp 762.451.698,-


H. Pajak bumi dan Bangunan PBB = Rp 10.073.700,-

Tabel LE10 Perincian biaya tetap (Fixed Cost) No 1 2 3 4 5 6 7 8

Jenis Biaya Jumlah (Rp) Gaji Karyawan 6.325.500.000 Bungan Bank 9.286.495.520 Depresiasi dan Amortisasi 6.410.100.494 Perawatan 2.736.743.566 Tambahan 13.983.933.956 Distribusi 2.097.590.093 Asuransi 762.451.698 PBB 10.073.700 Total 41.612.889.027

L.E.3.2 Biaya Variabel (Variabel Cost) a. Biaya Variabel Bahan Baku dan Proses = Rp 12.960.895.949,b. Biaya Variabel Pemasaran Diperkirakan 10% dari biaya pemasaran = 0,1 x Rp 190.575.000 = Rp 19.057.500,c. Biaya Variabel Perawatan Diperkirakan 15% dari biaya tetap perawatan = 0,15 x Rp 2.736.743.566,= Rp 410.511.535,d. Biaya Variabel lainnya Diperkirakan 5% dari biaya tambahan = 0,05 x Rp 13.983.933.956,= Rp 699.196.698,Total Biaya Variabel = Rp 14.089.661.682,Total Biaya Produksi = Fixed Cost + Variabel Cost = Rp 41.612.889.027 + Rp 14.089.661.682 = Rp 55.702.550.709,-


L.E.4 Perhitungan Rugi –Laba Usaha a.Laba sebelum Pajak Laba sebelum pajak = Total penjualan –Total biaya produksi = (Rp 117.511.153.920 - Rp 55.702.550.709) = Rp 61.808.603.211,b.Pajak Penghasilan Berdasarkan keputusan Menteri Keuangan RI No.2 Tahun 2000, pasal 17 tarif pajak penghasilan adalah: - Penghasilan ≤ Rp 50.000.000,- dikenakan pajak sebesar 10% - Penghasilan antara Rp 50.000.000,- s/d Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 15% - Penghasilan diatas Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 30% Maka perincian pajak penghasilan (PPh) 0,1 x Rp 50.000.000,-

= Rp

5.000.000,-

0,15 x Rp (Rp 100.000.000 - Rp 50.000.000)

= Rp

7.500.000,-

0,30 x (Rp 61.808.603.211 - Rp 100.000.000)

= Rp 18.513.580.963,-

Total PPh

= Rp 18.513.580.963,-

Laba setelah pajak

= Laba sebelum pajak – PPh = Rp 61.808.603.211 – Rp 18.525.080.963 = Rp 43.283.522.248,-

E. Analisa Aspek ekonomi a.Profit margin (PM) PM

=

Laba sebelum pajak x Total penjualan

100%

=

Rp 61.808.603.211 Rp117.511.153.920

x 100%

= 52,60 %


b. Break Even Point (BEP) BEP

=

Biaya Tetap x 100% Total penjualan - Biaya Variabel

=

Rp 41.612.889.027 x 100% Rp117.511.153.920 − Rp14.089.661.682

= 40,23 % c. Return of Invesment (ROI) ROI

=

Laba setelah pajak x 100% Total Modal Investasi

=

Rp 43.283.522.248 x 100% Rp 116.081.194.003

= 37,29% d. Pay Out Time (POT) POT

= 1/ROI = 1/0,3729 = 2,68 Tahun

e. Return On Network (RON) RON =

Laba setelah pajak x 100% Modal sendiri

RON =

Rp 43.283.522.248 x 100% Rp 69.648.716.402

= 62,15% f. Internal Rate of Return (IRR) Untuk menentukan nilai IRR harus digambarkan jumlah pendapatan dan pengeluaran dari tahun ke tahun yang disebut Cash Flow. Untuk memperoleh cash flow diambil ketentuan sebagai berikut: - Laba kotor diasumsikan mengalami kenaikan sebesar 10% tiap tahun. - Masa pembangunan disebut tahun ke nol. - Perhitungan dilakukan dengan menggunakan nilai pada tahun ke sepuluh. - Cash Flow = laba sebelum pajak – pajak Dari hasil perhitungan diperoleh IRR = 49,94%


STRUKTUR ORGANISASI PABRIK ASAM OLEAT DARI CRUDE PALM OIL

RUPS

DIREKTUR UTAMA

DEWAN KOMISARIS

SEKRETARIS

Manager Umum dan Keuangan

Kepala Bagian Umum dan Personalia

Kasie Kepeg awaian

Kasie Humas

Kasie Keseha tan

MANAGER BAGIAN TEKNIK & PRODUKSI

Kepala Bagian Teknik

Kepala Bagian keuangan dan Administrasi

Kasie Keamanan

Kasie Administra si

Kasie Akuntan si

Kasie Pemasar an

Kasie Mesin

Kasie Listrik

Kasie Instrumen tasi

KEPALA PRODUKSI

Kasie Pemelihar aan pabrik

Kasie Proses

Kasie laboratori um

Kasie Utilitas

KARYAWAN


Gambar 9.1 Struktur Organisasi Pabrik Asam Oleat


4

18 11

2 10

U 12

14

13

B

3

T

1 22

S

9

16

7 21 5

15

8

19

20 17

23

6

JALAN RAYA Keterangan : 1. Areal Proses 2. Rencana Perluasan 3. Perumahan Karyawan 4. Unit Pengolahan Air 5. Taman 6. Parkir 7. Ruag Listrik 8. Kantor 9. Areal Bahan Baku 10. Unit Pemadam Kebakaran 11. Gudang Produksi 12. Bengkel

13. Peralatan Pengaman 14. Ruang Boiler 15. Laboratorium 16. Ruang Kontrol 17. Perpustakaan 18. Tempat Ibadah 19. Musholla 20. Kantin 21. Poliklinik 22. Pengolahan Limbah 23. Pos Jaga 24. Jalan

PROGRAM STUDI TEKNOLOGI KIMIA INDUSTRI FAKULTAS TEKNIK UNIVERSITAS SUMATERA UTARA MEDAN 2008 TATA LETAK PABRIK ASAM OLEAT DARI CPO DENGAN KAPASITAS 1500 TON/TAHUN PRA RANCANGAN PABRIK ASAM OLEAT DARI CPO Skala : 1 : 1.000.000 Digambar : Diperiksa/Disetujui :

Tanggal

Tanda Tangan

Nama : Ganda Julianus H Nim : 025201029 1.Dr.Ir. Taslim,M.Si NIP : 131 882 284 2. Ir. Netty Herlina,MT NIP : 132 243 746



90

Nilai (Milyar Rupiah)

80 70

Total Penjualan Biaya Variabel

60

Biaya Tetap Biaya Produksi

50 40 30 20 10 -

20

40

60

80

100

120

Kapasitas Produksi (% )

Gambar LE.1 Grafik Break Event Point Pabrik Asam Oleat


Tahun ke Laba kotor 0 0 1 61,808,603,211 2 67,989,463,532 3 74,788,409,885 4 82,267,250,874 5 90,493,975,961 6 99,543,373,557 7 109,497,710,913 8 120,447,482,004 9 132,492,230,205 10 145,741,453,225

IRR

= 49% +

Tabel LE.1 Penentuan Net Cash Flow untuk Menghitung IRR Pajak 18,525,080,963 20,377,589,059 22,415,347,965 24,656,882,762 27,122,571,038 29,834,828,142 32,818,310,956 36,100,142,051 39,710,156,257 43,681,171,882

0

Depresiasi 6,410,100,494 6,410,100,494 6,410,100,494 6,410,100,494 6,410,100,494 6,410,100,494 6,410,100,494 6,410,100,494 6,410,100,494 6,410,100,494 TOTAL

0

Laba bersih 43,283,522,248 47,611,874,473 52,373,061,920 57,610,368,112 63,371,404,923 69,708,545,416 76,679,399,957 84,347,339,953 92,782,073,948 102,060,281,343

0

Net Cash Flow 49,693,622,742 54,021,974,967 58,783,162,414 64,020,468,606 69,781,505,417 76,118,645,910 83,089,500,451 90,757,440,447 99,192,174,442 108,470,381,837

0

P/F, I = 49% 1 0.6711 0.4504 0.3023 0.2029 0.1362 0.0914 0.0613 0.0412 0.0276 0.0185

PV pada 49% -116,081,194,003 33,351,424,659 24,333,126,871 17,770,274,697 12,988,941,926 9,501,867,987 6,956,222,158 5,096,150,780 3,735,872,897 2,740,318,200 2,011,168,623 2,404,174,795

P/F, I = 50% 1 0.6667 0.4444 0.2963 0.1975 0.1317 0.0878 0.0585 0.0390 0.0260 0.0173

PV pada 50% -116,081,194,003 33,129,081,828 24,009,766,652 17,417,233,308 12,646,018,490 9,189,334,047 6,682,569,737 4,863,034,320 3,541,213,954 2,580,216,091 1,881,042,372 -141,683,205

2.404.174.795 x (50% − 49%) 2.404.174.795 − (−141.683.205)

= 49,94%


Nilai Penjualan (Milyar Rupiah)

140

Total Penjualan Biaya Variabel Biaya Tetap Biaya Produksi

120 100

BEP = 40,23 %

80 60 40 20 -

20

40

60

80

100

120

Kapasitas Produksi (%)

Gambar LE.1 Grafik Break Event Point Pabrik Asam Oleat


LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

Recommend Documents