LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA Basis perhitungan

= 1 jam operasi

Satuan berat

= kilogram (kg)

Bahan baku

= Ubi Kayu

Produk akhir

= Etanol (C2H5OH)

Kemurnian Etanol

= 96 %

Densitas

= 0,789 gr/cm3 = 789 gr/L

Jumlah hari operasi

= 330 hari

Jumlah jam operasi

= 24 jam

Kapasitas produksi/jam

= 90.000 kL/tahun = 90.000.000 L/tahun = 90.000.000 L/tahun x 789 gr/L = 7,1 x 1010

1 kg 1 tahun 1 hari gr x x x tahun 1000 gr 330 hari 24 jam

= 8964,6464 kg/jam Perubahan massa pada perancangan ini terjadi pada peralatan : 1.

Bak Pencuci (BP-01)

2.

Tangki Pemasak (TP-01)

3.

Fermentor (TF-01)

4.

Rotary Drum Vacuum Filter (RDVF-01)

5.

Menara Destilasi (MD-01)

Komposisi bahan baku : (Sumber : Marganof, 2003) -

Glukosa : 32 % Pati Air Ampas Bahan baku

 (% Glukosa + % Pati )   × Kapasitas produksi / jam   (% Air + % Ampas ) 

: 25,2 % : 19,4 % : 23,4 % (termasuk kotoran : 0,1 %) : 11981 kg/jam ≈

Universitas Sumatera Utara

LA-1 Bak Pencuci (BP-01) Air Proses (2)

Glukosa Pati Air Ampas Kotoran

(1)

(4)

BP-01

Glukosa Pati Air Ampas

(3) Air Bekas Pencuci Kotoran

Bahan baku = 11981 kg (per jam operasi) 1 4 Glukosa : F G = FG = 32 % × 11981 kg = 3833,920 kg 1

Pati

4

: FP = FP 1 =F :F

Air

Air 2

= 25,2 % × 11981 kg = 3019,212 kg 4 Air

F Air

= 19,4 % × 11981 kg = 2324,314 kg = Perbandingan air proses dengan ubi kayu yaitu 1:1 = 1 x 11981 kg = 11981 kg

3

= air proses yang ikut pada air bekas pencuci

FAir

= 1 x 11981 kg = 11981 kg 1

4

Ampas

: FAmpas

= FAmpas = 23,4 % × 11981 kg = 2803,554 kg

Kotoran

: FKotoran1

= FKotoran3= 0,1 % x 11981 kg = 11,981 kg

Tabel LA.1 Neraca Massa Bak Pencuci (BP-01) Komponen Glukosa Pati Air Ampas Kotoran Total

Masuk (kg/jam) Alur 1 Alur 2 3833,920 3019,212 2324,314 11981 2803,554 11,981 11992,981 11981 23973,981

Keluar (kg/jam) Alur 3 Alur 4 3833,92 3019,212 11981 2324,314 2803,554 11,981 11992,981 11981 23973,981

LA-2 Tangki Pemasak (TP-01) Air Proses (5) Glukosa Pati Air Ampas

(4)

TP-01

(6)

Glukosa Pati Air Ampas


Aliran 4 : 4 Glukosa : F G = 3833,920 kg 4

Pati : FP = 3019,212 kg 4

Air : F Air = 2324,314 kg Ampas : Fampas4 = 2803,554 kg Aliran 5 : Perbandingan (berdasarkan berat) air dengan jumlah total aliran 4 = 2:1 5 Sehingga F Air = (2 x jumlah total aliran 4) = (2 x 11981) kg = 23962 kg Aliran 6 : 6 F Air = aliran (4+5) = (2324,314 + 23962) kg = 26286,314 kg Fp6 = 3019,212 kg 6 = 3833,920 kg FG Fampas6 = 2803,554 kg Tabel LA.2 Neraca Massa Tangki Pemasak (TP-01) Komponen Glukosa Pati Air Ampas Total

LA-3

Masuk (kg/jam) Alur 4 Alur 5 3833,920 3019,212 2324,314 23962 2803,554 11981 23962 35943

Keluar (kg/jam) Alur 6 3833,920 3019,212 26286,314 2803,554 35943 35943

Fermentor (TF-01) Saccharomyces (NH4)2SO4 H2SO4 (7) Glukosa Pati Air Ampas

(6) (TF-01)

(8) CO2

Glukosa Etanol Air Ampas Saccharomyces

(9)


FG6 = 3833,920 kg 6

FP

= 3019,212 kg

FAir6 = 26286,314 kg Fampas6 = Fampas9 = 2803,554 kg (C6H10O5)n + n H2O

85%

nC6H12O6

Pati yang masuk pada alur 6 sebanyak 3019,212 kg dengan BM : 162 kg/kmol, karena yang terkonversi 85 %, maka yang bereaksi sebanyak

85 x 3019,212 = 2566,33 kg/jam. 100

Untuk perbandingan komposisi massanya :

Massa C6H12O6

=

2566,33 kg/jam x180 x n = 2851,478 kg/jam 162 x n

Massa H2O

=

2566,33 kg/jam x18 x n = 285,1478 kg/jam 162 x n

Pada fermentor, glukosa terkonversi 90 % membentuk etanol dan CO2 Reaksi pembentukan etanol : 90 %

C6H12O6

2(C2H5OH) + 2(CO2)

Glukosa masuk pada alur 6 sebanyak 3833,920 karena yang terkonversi 90 %, maka yang bereaksi sebanyak :

90 x 3833,920 = 3450,528 kg 100

9

Glukosa pada alur 9, FG = 0,1 FG6 = 0,1 × 3833,920 kg = 383,392 kg 3450,528 = 19,1696 kmol 180 9 6 Air pada alur 9, FAir = FAir = 26286,314 kg 6

Glukosa yang bereaksi, NG =

Total substrat = glukosa + air 6

6

= FG + Fair = (3833,920 + 26286,314) kg = 30120,234 kg Fermentasi menggunakan Saccharomyces Cerevisae sebagai bakteri pengurai,


sedangkan (NH4)2SO4 sebagai nutrisi dan H2SO4 berfungsi untuk mengatur pH (Wanto, 1980) Saccharomyces Cerevisae

= 5 % total substrat

(Wanto, 1980)

(NH4)2SO4

= 0,4 % total substrat

(Said, 1984)

H2SO4

= 0,4 % total substrat

Saccharomyces Cerevisae, FSc7

= 5 % × total substrat = 5 % x 30120,234 = 1506,0117 kg

7 (NH4)2SO4, F(NH4)2SO4

`

= 0,4 % x total substrat = 0,4 % x 30120,234 = 120,48 kg

`

=0,4 % x total substrat = 0,4 % x 30120,234 = 120,48 kg

7 H2SO4, FH2SO4

Saccharomyces Cerevisae keluar, FSc9

7 7 = FSc7 + F(NH4)2SO4 + FH2SO4

= (1506,0117 + 120,48 + 120,48) kg = 1746,9726 kg Untuk perbandingan komposisi massanya : =

3450,528 x 2 x 46 = 1763,6032 kg/jam 180

8 Massa 2(CO2), FCO = 2

3450,528 x 2 x 44 = 1686,9248 kg/jam 180

Massa 2(C2H5OH)

9 FEtanol 9 Glukosa

F

9 FAir 9 FPati

(sisa)

=

1763,6032 x 2

= 3527,2046 kg/jam

=

383,392 x 0,1

= 38,3392 kg/jam

= =

(26286,314 –285,1478) = 26001,1662 kg/jam 3019,212 – 2566,33 = 452,882 kg/jam

= 1746,9726 kg Saccharomyces Cerevisae keluar, FSc9 Diasumsikan di fermentor (NH4)2SO4 dan H2SO4 terkonversi 100 %.


Tabel LA.3 Neraca Massa Fermentor (TF-01) Masuk (kg/jam) Alur 6 Alur 7 3833,920 3019,212 26286,314 2803,554 -

Komponen Glukosa Pati Air Ampas Etanol CO2 Saccharomyces Cerevisae (NH4)2SO4 H2SO4

-

1506,01 120,48 120,48 35943 1746,9726 37689,9726

Total

Keluar (kg/jam) Alur 8 Alur 9 38,3392 452,882 26001,1662 2803,554 3527,2046 1686,9248 1686,9248

1746,9726 36003,0478 37689,9726

LA-4 Rotary Drum Vacum Filter (RDVF-01) (9)

Glukosa Pati Air Ampas Etanol Saccharomyces Cerevisae

(RDVF-01)

(10)

(11) Glukosa Etanol Air Pati

Air Ampas Saccharomyces Cerevisae

Diasumsikan seluruh Saccharomyces Cerevisae, ampas terbuang dan mengandung air 10 %. 9 FGlukosa

9

FAir FAir10 FAir11 Fp9

= FG

11

= 38,3392 kg

= 26001,1662 kg = 0,1 x 26001,1662 kg = 2600,1166 kg 9 10 = FAir - FAir = (26001,1662 – 2600,1166) kg = 23401,049 kg = Fp11 = 452,882 kg


Fampas9 9 FE FSc9

= Fampas10 = FE11 = FSc10

= 2803,554 kg = 3527,2046 kg = 1746,9726 kg

Total keluaran dari alur 11 adalah : 11

FG FE11 FAir11 FP11

= 38,3392 kg = 3527,2046 kg = 23401,049 kg = 452,882 kg

Tabel LA.4 Neraca Massa Rotary Drum Vacum Filter (RDVF-01) Komponen Glukosa Etanol Air Pati Ampas Saccharomyces Cerevisae

Masuk (kg/jam) Alur 9 38,3392 3527,2046 26001,1662 452,8820 2803,5540 1746,9726 34570,1186 34570,1186

Total

Keluar (kg/jam) Alur 10 2600,1166 2803,5540 1746,9726 7150,6432

Alur 11 38,3392 3527,2046 23401,0490 452,8820 27419,4748 34570,1186

LA.5 Menara Destilasi (MD-01)

(11) Glukosa Etanol Air Pati

MD-01

Etanol Air (12) (13) Glukosa Etanol Air

Neraca total : 11 12 13 F =F +F 11 F = 27419,4748 kg


12

F = 3527,2046 kg 13 11 12 F =F -F = (27419,4748 – 3527,2046) kg = 23892,2702 kg 11 Neraca alur F : FG11 = 38,3392 kg 11 = 3527,2046 kg FE 11 = 23401,049 kg FAir Fpati11 = 452,882 kg 12 Neraca alur F : 12 F = 3527,2046 kg 12 F E = 0,96 × 3527,2046 kg = 3386,1164 kg 12

F Air = (3527,2046 – 3386,1164) kg = 141,0881 kg 13

Neraca alur F : 13 F = 23892,2702 kg 13 11 FG = FG = 38,3392 kg 13

11

12

F E = FE - FE = (3527,2046 – 3386,1164) kg = 141,0881 kg 13

13

13

13

FAir = F – ( FE + FG ) = 23892,2702 – (141,0881 + 38,3392) kg = 23712,8429 kg Tabel LA.5 Neraca Massa Menara Destilasi (MD-01) Komponen Glukosa Etanol Air Pati Total

Masuk (kg/jam) Alur 11 38,3392 3527,2046 23401,0490 452,8820 27419,4748 27419,4748

Keluar (kg/jam) Alur 12 3386,1164 141,0881 3527,2046

Alur 13 38,3392 141,0881 23712,8429 23892,2702 27419,4748

LAMPIRAN B


PERHITUNGAN NERACA PANAS

Basis perhitungan

= 1 jam operasi

Satuan operasi

= kJ/jam

Tref

= 25oC = 298oK

Perubahan panas pada perancangan ini terjadi pada peralatan : 1. Tangki Pemasak (TP-01) 2. Cooler (CO-01) 3. Fermentor (TF-01) 4. Menara Destilasi (MD-01)

LB-1 Tangki Pemasak (TP-01) Air Proses 5 (30o) Pati Glukosa Air Ampas

4(30o)

TP-01

Steam 200o) 6 (90o)

Pati Glukosa Air Ampas

Kondensat (100o) T. ref T. bahan masuk T. bahan keluar

= 25 0C = 30 0 C = 90 0 C

Bahan masuk ( kg/jam) Alur 4 - Pati = 3019,212 - Glukosa = 3833,920 - Air = 2324,314 - Ampas = 2803,554 Alur 5 - Air Proses = 23962

Bahan keluar (kg/jam) Alur 6 - Pati = 3019,212 - Glukosa = 3833,920 - Air = 26286,314 - Ampas = 2803,554

a) Panas yang masuk (Qin) pada suhu 30o C


Q = m . Cp . Δt……… Aliran 4 Qpati Qglukosa Qair Qampas Qtotal in

(Reklaitis, 1983)

=

(3019,212 kg/jam) (1,84 kJ /kg0C) (30 – 25)oC

= = = = = = = = =

27776,75 kJ/ jam (3833,92 kg/ jam ) (0,75 kJ l/kg0C) ( 30 - 25) 0C 14377,2 kJ / jam (2324,314 kg/jam) (1,0000 kJ /kg0C) (30 – 25) 0C 11621,57 kJ / jam (2803,554 kg/jam) (1,85 kJ /kg0C) (30 – 25) 0C 25932,87 kJ / jam (27776,75 + 14377,2 +11621,57 +25932,87) 79708,39 kJ / jam

b) Panas yang keluar (Qout) pada suhu 90oC Aliran 6 = (3019,212 kg/jam) (1,84 kJ/kg0C) (90 – 25)oC Q pati = 361097,75 kJ / jam Qglukosa = (3833,92 kg/ jam ) (0,75 kJ/kg0C) ( 90 - 25) 0C = 186903,6 kJ / jam Qair = (26286,314 kg/jam) (1,0000 kJ/kg0C) (90 – 25) 0C = 1708610,41 kJ / jam Qampas = (2803,554 kg/jam) (1,85 kJ/kg0C) (90 – 25) 0C = 337127,36 kJ / jam Qtotal out = (361097,75+186903,6+1708610,41+337127,36)kJ /jam = 2593739,12 kJ /jam Q steam = Qout - Qin = (2593739,12 – 79708,39) kJ/ jam = 2514030,73 kJ/jam Steam yang digunakan adalah pada suhu 473,15 K (200oC) dan keluar sebagai kondensat pada suhu 373,15 K (100oC), Dari steam Tabel (Smith,2001) diperoleh : H (200 oC)

= 2791,7 kJ/kg

H (100oC)

= 419,1 kJ/kg

Kandungan panas steam : ∆H = H(200 oC) – H(100 oC) = 2372,6 kJ/kg Banyaknya steam yang diperlukan : m=

Q ∆H


m=

2514030,73 kJ/jam 2372,6 kJ/kg

m = 1059,6 kg/jam Tabel LB.1 Neraca Panas Tangki Pemasak (TP-01) Panas Masuk (kJ/jam) Qin

= 79708,39

QSteam

= 2514030,73

Total

= 2593739,12

Panas Keluar (kJ/jam) Qout

=

2593739,12

Total

=

2593739,12

LB-2 Cooler (CO-01) Air Pendingin Pati Glukosa 6 (90o) Air Ampas

T. ref T. bahan masuk T. bahan keluar

(30o)

CO-01

Pati 7 (30o) Glukosa Air

(45o) Air Bekas

= 250C = 900C = 300C Komponen

Massa (kg/jam)

Pati Glukosa Air Ampas

3019,212 3833,920 26286,314 2803,554

a) Panas yang masuk (Qin) pada suhu 90o C Q = m . Cp . Δt……… (Reklaitis, 1983) Q in = total Qout (pada tangki pemasak) = 2593739,12 kJ/ jam Qtotal in = (Qpati + Qglukosa + Q air + Qampas) = (361097,75+186903,6+1708610,41+337127,36)kJ /jam = 2593739,12 kJ /jam Panas yang keluar (Qout) pada suhu 30oC = (3019,212 kg/jam) (1,84 kJ/kg0C) (30 – 28)oC Qpati


= 11110,7 kJ/ jam Qglukosa = (3833,92 kg/ jam ) (0,75 kJ/kg0C) (30 - 28) 0C = 5750,88 kJ/ jam Qair = (26286,314 kg/jam) (1,0000 kJ/kg0C) (30 – 28) 0C = 52572,62 kJ/ jam Qampas = (2803,554 kg/jam) (1,85 kJ/kg0C) (30 – 28) 0C = 10373,14 kJ/ jam Qtotal out = (Qpati + Qglukosa + Qair + Qampas) = (11110,7 + 5750,88+ 52572,62 + 10373,14) = 79807,34 kJ/jam Panas yang diserap air pendingin : Qs = Qin - Qout = (2593739,12 -79807,34) kJ/jam = 2513931,78 kJ Air pendingin yang digunakan adalah air pada suhu 303,15 K (30oC) dan keluar sebagai air pendingin bekas pada suhu 318,15 K (45oC), 301,15

o

H (30 C)

=

∫ Cp

(l)

dT kJ/kg = 125,7 kJ/kg

(l)


298,15 318,15

H (45 oC)

=

∫ Cp

298,15

∆H = H(45 oC) - H(30oC) = 188,2 kJ/kg –125,7 kJ/kg = 62,5 kJ/kg Jumlah air pendingin yang diperlukan : m=

Q ∆H

m=

2513931,78 kJ/jam 62,5 kJ/kg

m = 4022,9 kg/jam Tabel LB.2 Neraca Panas Cooler (CO-01) Panas Masuk (kJ/jam) Panas Keluar (kJ/jam) Qin

= 2593739,12 -

Total

= 2593739,12

Qout

=

79807,34

Qs

=

2513931,78

Total

=

2593739,12


LB-3 Fermentor (TF-01) Air Pendingin (30o) Pati (6)(30o) Glukosa Air Ampas

(TF-01)

Air Bekas (45o) Bahan masuk ( kg/jam) Aliran 6 - Pati = 3019,212 - Glukosa = 3833,92 - Air = 26286,314 - Ampas = 2803,554

Glukosa Etanol Air Ampas Saccharomyces

(9)(30o)

(8) CO2 (30o)

Bahan keluar (kg/jam) Aliran 8 - CO2 = 1686,9248 Aliran 9 - Pati = 452,882 - Glukosa = 38,3392 - Etanol = 3527,2046 - Air = 26001,1662 - Ampas = 2803,554

Pada fermentor terjadi reaksi pembentukan etanol dari glukosa dengan adanya Saccharomyces cerevisae, sehingga harus dihitung panas reaksi, untuk itu bahan-bahan yang tidak terlibat dalam reaksi seperti asam sulfat, amonium sulfat tidak dihitung panasnya karena dianggap tidak terjadi perubahan panas. Reaksi yang terjadi : C6H12O6

Saccharomyces cerevsiaea

2(C2H5OH) + 2(CO2)

a) Panas yang masuk (Qin) pada suhu 30o C Q = m . Cp . Δt……… (Reklaitis, 1983) Aliran 6 Qpati = (3019,212 kg/jam) (1,84 kJ/ kg0C) (30 – 25)oC = 27776,75 kJ / jam Qglukosa = (3833,92 kg/ jam ) (0,75 kJ/kg0C) ( 30 - 25) 0C = 14377,2 kJ / jam Qair = (26286,314 kg/jam) (1,0000 kJ/ kg0C) (30 – 25) 0C = 131431,57 kJ / jam Qampas = (2803,554 kg/jam) (1,85 kJ /kg0C) (30 – 25) 0C = 25932,87 kJ / jam Qtotal in = (Qpati + Qglukosa + Qair + Qampas) = (27776,75 +14377,2 +131431,57 + 25932,87) = 199518,39 kJ/jam


b) Panas yang keluar (Qout) pada suhu 30oC Aliran 8 QCO2 = (1686,9248 kg/jam) (1,90 kJ/ kg0C) (30 – 25)oC = 16025,78 kJ / jam Aliran 9 Qpati = (452,882 kg/jam) (1,84 kJ/ kg0C) (30 – 25)oC = 4166,51 kJ / jam Qglukosa = (38,3392 kg/ jam ) (0,75 kJ /kg0C) ( 30 - 25) 0C = 143,77 kJ/ jam Qetanol = (3527,2046 kg/jam) (0,87 kJ/ kg0C) (30 – 25) 0C = 15343,34 kJ / jam Qair = (26001,1662 kg/ jam ) (1,00 kJ /kg0C) ( 30 - 25) 0C = 130005,83 kJ / jam Qampas = (2803,554 kg/jam) (1,85 kJ /kg0C) (30 – 25) 0C = 25932,87 kJ / jam Qtotal out = (16025,78 +4166,51 +143,77 +15343,34+ 130005,83 +25932,87) kJ /jam = 191618,1 kJ / jam o - ΔHf25 C (Reaktan) Massa glukosa ΔHf25oC Glukosa = x ∆H f glukosa BM glukosa =

38,3392 kg/jam x (−235,51 kJ / kmol ) = −50,16 kJ / jam 180 kg/kmol

- ΔHf25oC (Produk) ΔHf25oC Etanol

=

= = ΔHf25oC CO2

=

= - ΔHf25oC (Total Produk) = = o ΔHf25 C = = =

Massa Etanol x(∆H f Etanol) BM Etanol 3527,2046 kg/jam 46 kg / kmol

x (−66,351 kJ / kmol )

-5087,68 kJ/jam MassaCO2 x(∆H f kkal / kmol BMCO2 1686,9248 kg/jam x(−235,51 kJ / kmol ) 44 kg / kmol = −9029,26 kJ / jam

(-5087,68)+(-9029,26) kJ -14116,94 kJ ΔHf25oC (Produk)- ΔHf25oC (Reaktan) (-14116,94)-(-50,16) kJ -14066,78 kJ (Eksotermis)


- Panas diserap air pendingin ; Qc Qc = (Qmasuk- ΔHf25oC)- Qkeluar = {(199518,39)+( 14066,78 kJ)}- 191618,1 kJ = 21967,07 kJ Air pendingin yang digunakan adalah air pada suhu 303,15 K (30oC) dan keluar sebagai air pendingin bekas pada suhu 318,15 K (45oC), H (30oC) = 125,7 kJ/kg 318,15

o

H (45 C)

=

∫ Cp

(l)


303,15

∆H = H(45oC) - H(30oC) = 188,2 kJ/kg – 125,7 kJ/kg = 62,5 kJ/kg Jumlah air pendingin yang diperlukan : m=

Q ∆H

m=

21967,07 kJ/jam 62,5 kJ/kg

m = 351,5 kg/jam Tabel LB.3 Neraca Panas Fermentor (TF-01) No 1. 2. 3. 4. 5. 6.

Komponen Pati Etanol Glukosa Air Ampas CO2 Jumlah

6. Panas reaksi 25oC 7. Panas diserap air pendingin Total

Panas (kJ/jam) Panas Masuk Panas Keluar 27776,75 4166,51 15343,34 14377,2 143,77 131431,57 130005,83 25932,87 25932,87 16025,78 199518,39 191618,1 14066,78 213585,17

21967,07 213585,17


LB.4 Menara Destilasi (MD-01)

(11)

(12)

Glukosa Etanol Air Pati

Etanol Air

MD-01

(13) Glukosa Etanol Air Menentukan suhu umpan masuk : Umpan yang masuk ke kolom destilasi merupakan cairan jenuh, Untuk menentukan suhu umpan, maka dilakukan perhitungan bubble point dengan cara trial suhu umpan hingga syarat

∑ Ki.Xi = 1 terpenuhi,

P = 1 atm K = Pi/P Trial : T = 368,5 K (95,35oC) Komponen

Pi

Xi

Ki

Ki,Xi

Glukosa

1.687248123

0,1 1.687248123 0.168724812

Etanol

1.880661736

0,25 1.880661736 0.470165434

Air

0.837463764

0,45 0.837463764 0.376858694

Pati

3.47162E-05 0,2 3.47162E-05 6.94324E-06 Total 1.015755883 Maka, suhu umpan pada kolom destilasi (MD-01) adalah 368,5 K (95,35oC), LB.4.1 Kondensor (CD-01) Fungsi : Mengkondensasikan uap dari kolom destilasi

Etanol 79,35oC Air 1 atm

Air pendingin 30oC 1 atm o

78,35 C 1 atm

Etanol Air

Air pendingin 45oC 1 atm Universitas Sumatera Utara

Perhitungan suhu operasi kondensor : Untuk menentukan suhu operasi pada kondensor, dilakukan perhitungan dew point Yi hingga syarat ∑ = 1 terpenuhi, Ki. P = 1 atm K = Pi/P Trial : T = 352,5 K (79,35oC) Komponen Etanol Air

Pi

Yi

1,04242448

Ki 0,96

Yi/Ki

1,04242448 0,920930023

0,451726999

0,04 0,451726999 0,088549058

Total

1,00947908

Temperatur operasi kondensor (suhu destilat) yang diperoleh dari perhitungan adalah 352,5 K (79,35oC) Panas masuk T = 352,5 K (79,35oC) dan tekanan 1 atm 368,5   BP Panas masuk : Qin = ∑ N i  ∫ Cp (l ) dT + (∆Hvl) + ∫ Cp (g) dT    BP  298,15  Tabel LB.4.1 Panas masuk Kondensor (CD-01) T2

Komponen

N (kmol)

∆Hvl

∫ Cp (l) dT

T1

Etanol Air

0,213 1324,238 6

40656, 2

T2

∫ Cp

(g)

dT

Q in

T1

5317.170746

-

78,4905

-

-

78,4905

Total

Panas keluar T = 351,5 K (78,35oC) dan tekanan 1 atm 351,5   BP Panas keluar : Qout = ∑ N i  ∫ Cp (l ) dT + (∆Hvl) + ∫ Cp (g) dT    BP  298,15  Tabel LB.4.2 Panas keluar Kondensor (CD-01) T2

Komponen

N (kmol)

∆Hvl

∫ Cp

T2 (l)

dT

T1

Etanol Air

76,2949 40656,2 0,9798

-

∫ Cp

(g)

dT

Q out

T1

7694,868055

-

26817.65735

4491,143252

-

-


Total

26817.65735

Q = Qout - Qin = 26817,65735 –784905 = -758087,3427 kJ/jam Air pendingin yang digunakan adalah air pada suhu 303,15 K (30oC) dan keluar sebagai air pendingin bekas pada suhu 318,15 K (45oC), 318,15

H (30 oC)

=

∫ Cp

(l)


(l)


303,15 318,15

H (45 oC)

=

∫ Cp

303,15

∆H = H(45oC) - H(30oC) = 188,2 kJ/kg – 125,7 kJ/kg = 62,5 kJ/kg Jumlah air pendingin yang diperlukan : Q m= ∆H - 758087,3427 kJ/jam m= 62,5 kJ/kg m = 1229,3 kg/jam Sehingga diperoleh : Tabel LB.4.3 Neraca Panas Pada Kondensor (CD-01) Panas masuk Panas keluar (kJ/jam) (kJ/jam) Umpan 784905 Produk

-

26817,6574

Air pendingin

-

758087,3427

Total

784905

784905

LB.4.2 Reboiler (RB-01) Fungsi : Menguapkan kembali cairan dari kolom destilasi Superheated steam 200 oC, 1 atm Etanol Air

o

78,35 C 1 atm

100 oC

Etanol Air

1 atm Kondensat 100 oC, 1 atm


Perhitungan suhu operasi reboiler : Untuk menentukan suhu operasi reboiler, dilakukan dengan perhitungan bubble point hingga tercapai syarat

∑ Ki.Xi = 1

P = 1 atm K = Pi/P Trial : T = 373,15 K (100oC) Tabel LB.4 Data perhitungan suhu operasi reboiler Komponen Etanol Air

Pi

Xi

Ki

Ki,Xi

2,207715294

0,04

2,207715294 0,088308612

0,990979699

0,96 0,9909796998 0,951340511

Total

1,039649122 o

Maka suhu operasi reboiler adalah 373,15 K (100 C). Panas masuk T = 351,5 K (78,35oC) dan tekanan 1 atm 351,35   BP Panas masuk : Qin = ∑ N i  ∫ Cp (l ) dT + (∆Hvl) + ∫ Cp (g) dT    BP   298,15 Tabel LB.4.4 Panas masuk reboiler (RB-01) Komponen Etanol Air

N (kmol) 0,3834

∆Hvl 31490

1324,2386 40656,2 Total

T2

T2

T1

T1

∫ Cp (l) dT

∫ Cp

(g)

dT

Q in

7694,868055

5957.335634

2425,900482

12337,53201

2458.494612

3255633,463 3258059.363

Panas keluar T = 373,15 K (100oC) dan tekanan 1 atm 373,15   BP Panas keluar : Qout = ∑ N i  ∫ Cp (l ) dT + (∆Hvl) + ∫ Cp (g) dT    BP   298,15 Alur 12 Tabel LB.45 Panas keluar Reboiler pada alur 12 (RB-01) Komponen

N (kmol)

T2

∆Hvl

∫ Cp (l) dT

T1

Etanol

2,4446

31490

Air

2,6891 40656,2 Total

T2

∫ Cp

(g)

dT

Q out

T1

7694,868055

5957,335634

110354,6311

12337,53201

2458,494612

149116,5826 1941024,1225


Alur 13 Tabel LB.4.6 Panas keluar Reboiler pada alur 13 (RB-01) Komponen

T2

N (kmol)

∆Hvl

∫ Cp (l) dT

T1

Etanol

0,8981

31490

Air

1,0147 40656,2 Total

T2

∫ Cp

(g)

dT

Q out

T1

7694,868055

5957,335634

40542,2131

12337,53201

2458,494612

56267,3743 715014,4049

Q = Qout - Qin = (1941024,1225 + 715014,4049) – 325805,9363 = 2330232,591 kJ/jam Steam yang digunakan adalah superheated steam pada suhu 473,15 K (200oC) dan keluar sebagai kondensat pada suhu 473,15 K (100oC), Dari steam tabel (Smith,2001) diperoleh : H (200 oC)

= 2791,7 kJ/kg

H (100 oC)

= 419,1 kJ/kg

Kandungan panas steam : ∆H = H(200 oC) – H(100 oC) = 2372,6 kJ/kg Jumlah steam yang diperlukan : Q ∆H 2330232,591 kJ/jam m= 2372,6 kJ/kg m = 982,1 kg/jam Sehingga diperoleh : Tabel LB.4.4 Neraca Panas Pada Reboiler (RB-01) Panas masuk Panas keluar (kJ/jam) (kJ/jam) Umpan 325805,9363 m=

Produk

-

2656038,527

Steam

2330232,591

-

Total

2656038,527

2656038,527


LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

LC-1 Gudang (G-111) Fungsi

: Tempat untuk menyimpan bahan baku ubi kayu.

Bentuk

: Prisma tegak segi empat.

Bahan konstruksi

: Dinding beton dan atap seng.

Data kondisi operasi

: - Temperatur : 30 oC - Tekanan

Laju alir massa

: 1 atm

= 11981 kg/jam

Densitas ubi kayu (ρ) = 870,711085 kg/m3 ......................(http://Aqua-calc.com, 2011) Faktor kelonggaran (fk)

= 20 % ...............................(Perry, 1999)

Direncanakan gudang bahan baku dengan perbandingan : Panjang gudang : Lebar gudang

=1:2

Panjang gudang : Tinggi gudang

=2:1

Lebar gudang : Tinggi gudang

=2:1

Perhitungan : Direncanakan kapasitas penyediaan 1 hari : =

11981 kg/jam 1 jam

x

24 jam 1 hari

= 287544 kg ubi kayu V = kapasitas/densitas =

287544 kg = 330,25 m3 3 870,711085 kg / m

Faktor kelonggaran (fk)

= 20 %, maka :

Volume total gudang

= =

100 % x 330,25 m 3 = 396,28 m 3 80 %

Volume = p x l x t = 2t x 2t x t = 4t3 396,28 m3 = 4t3 396,28  t =   4  Maka diperoleh :

1

3

= 3,969928 m

Tinggi gudang = 3,969928 m Panjang gudang = 2t = 2 x 3,969928 m = 7,93 m


Lebar gudang = Panjang gudang = 7,93 m

LC-2 Belt Conveyor (BC – 01) Fungsi

: Mengangkat ubi kayu dari gudang ke bak pencucian

Jenis

: Flat Belt on Continous Flow

Bahan konstruksi

: Carbon Steel

Kondisi Operasi

: 30 oC ; 1 atm

Laju alir bahan baku

: 11981 kg/jam

Jumlah alat

: 1 (satu) buah

Faktor kelonggaran

: 20 %

Kapasitas alat

= (1 + 0,2 ) x 11981 kg / jam = 14377,2 = 14,3772 ton/jam

Dari Tabel 21 – 7 Perry, 1999, untuk kapasitas 14,3772 ton/jam diperoleh : Kecepatan Belt

= 200 ft/menit

Lebar Belt

= 14 ft = 4,2 m

Panjang Belt

= 20 ft = 6 m

Tinggi Belt

= L. Sin. ά = 20 Sin 20 = 6,84 ft

Power Belt Conveyer

= V (L.0,0025 + H. 0,001) C

Power Belt Conveyer

= 14,3772 ( 20 x 0,0025 + 6,84 x 0,001) 2,5 = 2,04 Hp

Efisiensi Motor

= 80 %

Hp motor

= 2,04/0,8 = 2,5 Hp

Dimana : V = Kapasitas belt L = Panjang belt H = Tinggi belt C = Material faktor ( 2,5)


LC-3 Bak Pencuci (BP – 01) Fungsi

: Untuk mencuci ubi kayu dengan air

Type

: Bak persegi empat

Laju alir bahan baku

: 11981 kg/jam

Densitas campuran ( ρ c )

ρ air

= 1,000 kg/m3

ρ ubi kayu

= 870,711085 kg/m3 …………….(Aqua-calc, 2011)

=

Bult density

ρ u .k xM u .k M tot

+

ρ air xM air M tot

3 3 = 870,711085 kg / m x 11981 kg / jam + 1,000 kg / m x 11981 kg / jam

23962 kg / jam

23962 kg / jam

= 435,8 kg/m3 Volume bahan =

m

ρ

=

11981 kg / jam 435,8 kg / m 3

= 27,4 m3 Volume Bak (VB) : VB = 1,2 x V = 1,2 x 27,4 = 32,99 m 3 Ukuran Bak pencuci : Tinggi (T) = 4 meter Lebar (L)

= X

Panjang (P) = 1,5 x L = 1,5X VB

= P . L . T

32,99

= (1,5X)(X)(4)

32,99

= 6 X2

L

=

VB = 6

32,99 = 2,34 m 6

Maka : L (lebar) = 2,34 m P (panjang)= 1,5 x 2,34 = 3,51 m


LC-4 Crusher Fungsi

: Untuk memotong atau memperkecil ukuran ubi kayu.

Jenis

: Rotary knife cutter

Kondisi operasi

: 30 oC ; 1 atm

Laju alir bahan baku : 11981 kg/jam Jumlah alat

: 1 (satu) buah

Faktor kelonggaran

: 20 %

Kapasitas alat

= (1 + 0,2 ) x 11981 kg / jam = 14377,2 kg/jam

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

= 21 cm

Bahan konstruksi

= Stainless steel

Kecepatan putaran

= 920 rpm

Power

= 5 Hp

Jumlah cutter

= 5 buah

LC-5 Screw Conveyor (SC – 01) Fungsi

: Sebagai alat pengangkut ubi kayu menuju raw mill.

Jenis

: Rotary Vane Feeder

Bahan konstruksi

: Carbon Steel

Kondisi operasi

: 30 oC ; 1 atm


: 1 (satu) buah

Faktor kelonggaran

: 20 %

Kapasitas alat

= (1 + 0,2 )x 11981 kg / jam = 14377,2 kg/jam

Dari Tabel 21 – 6 Perry, 1997, untuk kapasitas 14377,2 kg/jam diperoleh : - Diameter pipa

= 2,5 inchi

- Diameter shaft

= 2 inchi

- Diameter pengumpan

= 9 inchi

- Panjang maksimum

= 75 ft

- Pusat gantungan

= 10 ft


- Kecepatan motor

= 55 rpm

- Daya motor

= 3,75 Hp

LC-6 Raw Mill Fungsi

:

Menggiling ubi kayu menjadi halus

Berdasarkan Tabel 12.6 Perry, 1997 diperoleh ukuran Raw Mill sebagai berikut : - Kapasits kerja

=

11981 kg/jam

- Panjang

=

3 ft

- Lebar

=

2 ft

- Ball load

=

1000 lb

- Kecepatan

=

33 rpm

- Power motor

=

7,5 Hp

LC-7 Screw Conveyor (SC – 02) Fungsi

: Sebagai alat pengangkut ubi kayu menuju tangki pemasak.

Jenis

: Rotary Vane Feeder

Bahan konstruksi

: Carbon Steel

Kondisi operasi

: 30 oC ; 1 atm


: 1 (satu) buah

Faktor kelonggaran

: 20 %

Kapasitas alat

= (1 + 0,2 )x 11981 kg / jam = 14377,2 kg/jam

Dari Tabel 21 – 6 Perry, 1997, untuk kapasitas 14377,2 kg/jam diperoleh : - Diameter pipa

= 2,5 inchi

- Diameter shaft

= 2 inchi

- Diameter pengumpan

= 9 inchi

- Panjang maksimum

= 75 ft

- Pusat gantungan

= 10 ft

- Kecepatan motor

= 55 rpm

- Daya motor

= 3,75 hp


LC-8 Tangki Pemasak (TP – 01) Fungsi

= Memasak ubi kayu supaya diperoleh bubur pati

Kapasitas (M)

= 35943 kg/jam

ρcampuran

= 1172,4939 kg/m3

Volume Bahan (VB)

= =

M

ρ 35943 kg/jam x 1 jam = 30,65 m 3 3 1172,4939 kg/m

Diperkirakan bahan mengisi tangki 85%, maka volume tangki (VT): VT =

100 100 xVB = x 30,65 = 36,05 m 3 85 85

Jika diasumsikan bahwa perbandingan H : D = 1,5 maka : H

= 1,5 x D sehingga :

1 VT = π D 2 H …………………… (Brownell, 1959) 4

Direncanakan : Type

=

Tangki vertikal dengan tutup atas dishead, dan tutup bawah datar

=

1 x 3,14 x D 2 x 1,5 D 4

=

1,1775 D3

D

=

3

H

=

1,5 x 3,13 = 4,695 m = 15,403 ft = 184,842 in

Maka : 36,05

36,05 1,1775

= 3,13 m

1. Menghitung tebal shell (ts) Ts =

Pr Ra + C …………. (Tabel 9 McCetta and Cunningham, 1993) 2 FE − 0,6 Pr

Dimana : Pr

= Popr + (Poprn x 0,05 ) = 1 atm = 14,7 Psi 1 1 Di = x 3,13 = 1,565 m = 5,134 ft = 61,614 in 2 2

Ra

=

F

= 18750 (bahan kontruksi carbon steel, SA 240 grade V)


E (efesiensi sambungan) C

= 80 %

= Faktor korosi = 0,125 in

Tekanan hidrostatika : PH PH = ρ . g . h ……………………………….. (Smith, 2001) h

=

80 .H = 0,8 x 4,695 = 3,756 m 100

PH

Pr

=

1172,4939 x 9,8 x 3,756

=

43158,09 N

=

6,25 psi

=

14,7 Psi + PH …………………. (Brownell, 1959 )

m2

= 14,7 Psi + 6,25 Psi = 20,95 Psi Jika digunakan bahan kontruksi carbon steel, SA 240 grade V gd f = 18750 Psi Dengan efesiensi sambungan 80 %, maka : ts =

20,95 x 61,614 1290,81 + 0,125 = + 0,125 2 x 18750 x 0,8 − 0,6 x 20,95 29987,43

= 0,16 in Digunakan tebal shell standart 3/16 in 2. Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama yaitu 3/16 in. 3. Perhitungan tutup bawah (plat datar) tp = d

C ( ρr / f ) + C …………………. (Brownell, 1959 )

= 3,13

 20,95  0,125  + 0,125  18750 

= 3,13 x

0,125 x 0,00111 + 0,125

= 3,13 + 0,3537 = 3,48 in = 3 ¾ in = 0,1 m (pakai plat) 4. Perhitungan tinggi tutup atas (OA) OD


OA

B A

ID

t

a C OA = Sf + b + th ………………………. (Brownell, 1959 ) Dari Tabel 5.4 Brownell and Young diperoleh : Sf = 2 ½ in

r = W2 = 102 in………. ( Tabel 5.7 Brownell and Young)

Icr = ¾ , in ID = 105,0833 a

= ID/2 =

105,0833 = 52,5416 in 2

AB = ID/2 – Icr = 52,5416 in – 0,75 in = 51,7916 in BC = r – Icr = 102 – 0,75 = 101,25 in AC =

( BC ) 2 − ( AB) 2 = 10251,5625 − 2682,3698

= 87,0011 in ( BC ) 2 − ( AB) 2 …………….…. (Brownell, 1959 )

b

=r-

b

= 102 – 87,0011 in = 14,9989

OA = ts + b + sf …………………………... (Brownell, 1959 ) = 0,16 + 14,9989 + 2,5 = 17,6589 in = 0,448 m 5. Tinggi total tangki = (Htot) Htot = H + OA + tp ………….…. (Brownell, 1959 ) = 4,695 m + 0,448 m + 0,1 m = 5,243 m = 17,21 ft = 206,417 in 6. Menghitung luas perpindahan panas : Q = 2514030,73 kJ/jam = 234314,98 Btu/jam UD =

Q ………….…. (Kern, 1988 ) Ao.∆t


atau Ao =

Q UD.∆t

Dari Tabel 8 Kern diperoleh : UD = 6 - 60 Maka : di trial UD = 50 Btu/jam⋅ft2⋅°F

∆t =

(200) − (200 − 30) ………….…. (Kern, 1988 )  (200 − 100)   Ln  (200 − 30) 

= 51oC = 123 0F Ao =

2394314,98 BTU/jam 50 Btu/jam ft 2 .o F x 123 o F

= 389,31 ft2 7. Jacket pemanas : = a + 2T …….…….. (Kern, 1988 )

Diameter dalam jacket, Dij

= 52,5416 in + 2 (0,17) = 52,8816 in Tebal jacket (z)

= 0,5 in

Diameter luar jacket, D0j

= Dij + 2.z …….……. (Kern, 1988 ) = 52,8816 in + 2(0,5) = 53,8816 in

LC-9 Pompa Tangki Pemasak (PO– 01) Fungsi

= Untuk memompa bahan pada tangki pemasak ke cooler

Kapasitas (M)

= 35943 kg/jam = 22,01 lb/detik

ρcampuran

= 1172,4939 kg/m3 = 72,1988 lb/ft

Laju alir (Qf)

=

M

ρ

=

3

22,01 lb/detik 72,1988 lb/ft 3

= 0,3 ft3/detik Diameter pipa optimum (Diopt) : Diopt

= 3,9 . Qf0,45 . ρ0,13………….…. (Timmerhaus, 2004)

Dimana : ρ camp Diopt

= 1172,4939

3 kg = 72,1988 1b/ ft 3 m

= 3,9 x (0,3)0,45 x (72,1988)0,13

= 3,95711 in Dari App. 5, Perry, 1997 dipilih :


Nominal size pipa

= 4 in

Schedule

= 40 in

Inside diameter (D) = 4,026 in

= 0,3355 ft

Outside diameter

= 0,375 ft

= 4,50 in

Luas permukaan (A) = 12,7 m2

= 0,0882 ft

1. Kecepatan aliran dalam pipa (V) 3

Qf

0,3 ft dtk V= = A 0,0882 ft

= 3,4

ft dtk

2. Perhitungan bilangan reynold (NRe) : NRe = =

ρ .V .D ; dimana µ camp = 8,72.10-4 1b/ft dtk µ 72,1988 x 3,4 x 0,3355 8,72.10 − 4

= 94484,09 (turbulen) Direncanakan

- panjang pipa lurus (L)

= 10 meter

- tinggi pemompaan

= 32,0 ft

- 3 elbow 900 -

Le = …………….. (Peter Tabel 1 hal 484 ) D

Le = 32 x 3 x 0,3355 = 32,2 ft - 1 Gate value open : Le = 7............. ……(Peter Tabel 1, hal 484) D

Le = 7 x 1 x 0,3355 = 2,34 ft L = 32,2 ft + 2,34 ft = 34,54 ft - Dipilih pipa komersial steel

ε = 0,00015 ………….…. (Peter, 2003 ) ε = 0, 00015 0,3355 = 4,47.10 −4 Maka dari Fig 14-1 Peter, halaman 482 diperoleh : F = 0,0055 3. Friksi yang terjadi : (F)


1. Friksi sepanjang pipa lurus : 2.F .V 2 .L 2 x 0,0055 x 3,4 2 x 34,54 = gc.D 32,2 x 0,3355

FL =

= 0,4 Ibf ft/1bm 2. Friksi karena sambungan FLe =

2.F .V 2 .Le 2 x 0,0055 x 3,4 2 x 32,2 = gc.D 32,2 x 0,3355

= 0,3 1bfft 1bm 3. Friksi karena kontraksi dengan K=0,5 Fc =

∑

K .V 2 0,5 x 3,4 2 = 0,089 = 2.gc 2 x 32,2

lbfft lbm

F = FL + FLe + FC = 0,4 + 0,3 + 0,089 = 0,78

1bfft 1bm

4. Penentuan kerja pompa (W) Berdasarkan Persamaan Bernaully :

W=

∆ρ

δ

+ ∆Η.

g V2 + + ΣF ……………(Geankoplis, 1997) gc 2α .gc

Dimana :

∆Ρ = maka

∆Ρ

ρ

=0

∆V = 3,4 ft det ik ΔZ diperkirakan 16,4 ft Maka : Ws

=16,4 +

3,4 2 + 0,78 2 x 32,2

= 17,35 ft.1br 1bm Efisiensi pompa, η= 70 % W Wp = η =

(Geankoplis, 2003)

17,35 0,7


= 24,78 ft.lbf/lbm. 5. Penentuan daya pompa (p) P

=

Ws x ρ x Qf (550ft.lbf/s.hp)

=

17,35 x 72,1988 lb/ft 3 x 0,3 ft 3 /detik (550 ft.lbf/s.hp)

= 0,6 Hp (Digunakan daya 1 Hp) LC-10 Cooler (CO – 01) Fungsi

= Untuk mendinginkan larutan sebelum masuk tangki fermentasi

Type

= Shell and tube HE

Kapasitas

= 35943

kg jam

= 79240,75 1. Q pendingin

1b

jam

= 2513931,78

W pendingin

= 3455,4

kg jam

kj jam

= 2380910,32

= 7617,85

1bm

btu

jam

jam

2. Menentukan ∆t

∆t = LMTD =

∆t1 − ∆t 2 113 − 35,6 = = 82,1786 0 F ∆t1 113 ln ∆t2 ln 35, 6

3. Menentukan Temperatur Klorik Temperatur klorik fluida panas (Tc) dan fluida dingin (tC) Tc

=

194 + 86 = 140 0 F 2

tC

=

82,4 + 113 = 97,7 0 F 2

Pemilihan ukuran HE ; 4. Menentukan luas perpindahan panas (AB) ; AO =

Q UD.∆t

Dari Tabel 8 Kern diperoleh UD = 5-75 Trial UD = 50 AO =

BTU

jam

BTU

JAM

ft 2 0 F

ft 2 0 F

2380910,32 Btu/jam = 579,44 ft 2 2 0 0 50 Btu/jam.ft . F x 82,1786 F


Berdasarkan Tabel 9-10 Kern, ukuran OD =

3

4

3

4

OD 14 BWG : diperoleh :

in = 0,75 in = 0,0625 ft

ID

= 0,584 in = 0,0484 ft

a’t

= 0,268

a”

= 0,1963

5. Menghitung jumlah pipa (Nt): Nt

=

A0 ………………………(Kern, 1950) a '' .L

Jika digunakan panjang pipa tube (L) = 16 ft, maka Nt

=

579,44 ft 2 = 185 buah 0,1963 x 16

Dari Tabel 9 Kern diperoleh untuk Nt

= 185 buah

n

= 1 pass

ID shell = 19

1

4

in

3

4

”OD.1 in square pitch

= 19,25 in

Sehingga luas perpindahan panas terkoreksi (A) A

= Nt . a” . L ……………….(Kern, 1950) = 185 x 0,1963 x 16 = 581,05 ft2

6. Koefisien perpindahan panas , UD terkoreksi ; UD =

Q 2380910,32 = = 49,86 BTU jam ft 2 0 F A.∆t 581,05 x 82,1786

Fluida Panas dalam Shell 1. luas Penampang, AS ID.C.B 19,25.0,25.15 AS = = 144 pt 144 x1 2 = 0,5013 ft 2. Kecepatan massa, Gs Gs= W 2380910,32 lbm/jam = As 0,5013 ft 2 = 4749472,1 1b ft 2 jam 3. Bilangan Reynold, Res : ID, Gs Res=

µ

Fluida Dingin Cair dalam Tube 1. Luas Penampang, ∆t Nt.a ' .t 185.0,268 AT = = = 0,34 ft2 144.n 144 x1 2. Kecepatan Massa, Gt W 7617,85 gt = = At 0,34 = 22405,44 1b ft 2 jam 3. Bilangan Reynold, Ret ID x gt Ret =

µ

µ = 0,75 p = 1,815

1b

ftjam


Dimana : µ = 2,1456 1b ftjam 19,25 x 4749472,1 Res = 2,1456 = 42611548,25 lbm/jam.ft2 4. JH = 170 (Fig 28 Kern ) 2  C .µ  5.  P  =………. ?  k  CP = 0.83 BTU jamft 2 1

0,0484 x 22405,44 1,815 = 597,47 =

0

4. hi = 326,4 BTU hi ft 2 F ID 0,0484 = 326,4 x 5. hio = hi x OD 0,0625 = 252,7642 BTU hari ft 0 F

k=0,0089 (Kern, 1950) 1

 0,83 x 2,1456    = 5,8489  0,0089  2

0 ,14

2  D  cp.µ   µ  6. ho =JH       K  k   µw  =170 x 5,4 x 5,8489 x 1 = 111,7347 BTU hari ft 0 F ho.hio 7. UC = ho + hio 111,7347 x 252,7642 = 111,7347 + 252,7642 = 77,4832 BTU hari ft 0 F 8. Faktor Kotoran (Rd) UC − UD Rd = UC.UD 77,4832 − 49,86 =0,007 = 77,4832 x 49,86 Karena Rd Rancang > Rd ketentuan (0,002) maka Perancangan HE dapat 1

diterima, dan bisa dilanjutkan ke pengecekan Pressure Drop. PRESSURE DROP Fluida Panas ( Tube)

Fluida Dingin ( Shell)


1. Res = 42611548,25 lbm/jam.ft2 f = 0,005 – (Fig 29 Kern) S = 1,035 ρ = 62,5 x 1,035 = 64,6875 2. Jumlah Lewatan (N+1) 12,00 x16 = = 12,8 15 4.f. G 2 . L s 3. ∆Fp = 2 × 4,18.108 × ρ 2 .D 4 x 0,005 x (4749472,1 ) 2 x 12 2 x 4,18.10 8 x 64,6875 2 x 0,0484 ∆Fp = 3,9 Psi Fp × ρ ΔPp = = 1,7 psia 144 =

1. Ret = 597,47 f = 0,00032 (Fig 26 Kern) S =1 4.f. G 2 . L t 2. ∆Fa = 2 × 4,18.108 × ρ 2 .D' e 2 4 x 0,00032 x (22405,44 ) x 24 = 2 × 4,18.10 8.(62,5) 2 (0,0484) = 0,0097 ft Gt 22405,44 = = 0,099 ft / s 3. V = 3600 × ρ 3600 × 62,5 2  V2   = 3 × 0,099 = 0,005 ft F = 3×  1  2 × g'  2 × 0,98  

∆Pa =

(∆Fa + F1) × ρ

144 (0,0097 + 0,005) × 62,5 = = 0,0063 psia 144

Kesimpulan : Karena ∆Pa < 10 Psi maka perancangan alat HE layak untuk diteruskan LC-11 Pompa Cooler (PO– 02) Fungsi

= Untuk memompa bahan dari cooler ke fermentor

Kapasitas (M)

= 35943 kg/jam = 22,01 lb/detik

ρcampuran

= 1172,4939 kg/m3 = 72,1988 lb/ft

Laju alir (Qf)

=

M

ρ

=

3

22,01 lb/detik 72,1988 lb/ft 3


= 3,9 . Qf0,45 . ρ0,13………….…. (Timmerhaus, 2004)


= 1172,4939

3 kg = 72,1988 1b/ ft 3 m

= 3,9 x (0,3)0,45 x (72,1988)0,13

= 3,95711 in Dari App. 5, Perry, 1997 dipilih : Nominal size pipa

= 4 in


Schedule

= 40 in


= 0,3355 ft

Outside diameter

= 0,375 ft

= 4,50 in


= 0,0882 ft


Qf

0,3 ft dtk V= = A 0,0882 ft

= 3,4

ft dtk





= 10 meter

- tinggi pemompaan

= 32,0 ft

- 2 elbow 900 -




ε = 0,00015 ………….…. (Peter, 2003 ) ε = 0, 00015 0,3355 = 4,47.10 −4 Maka dari Fig 14-1 Peter, halaman 482 diperoleh : F = 0,0055 3. Friksi yang terjadi : (F) 1. Friksi sepanjang pipa lurus :


2.F .V 2 .L 2 x 0,0055 x 3,4 2 x 23,812 = gc.D 32,2 x 0,3355

FL =

= 0,2 Ibf ft/1bm 2. Friksi karena sambungan FLe =

2.F .V 2 .Le 2 x 0,0055 x 3,4 2 x 21,472 = gc.D 32,2 x 0,3355


∑

K .V 2 0,5 x 3,4 2 = 0,089 = 2.gc 2 x 32,2

lbfft lbm

F = FL + FLe + FC = 0,2 + 0,25 + 0,089 = 0,54

1bfft 1bm


W=

∆ρ

δ

+ ∆Η.


Dimana :

∆Ρ = maka

∆Ρ

ρ

=0

∆V = 3,4 ft det ik ΔZ diperkirakan 16,4 ft Maka : Ws

=16,4 +

3,4 2 + 0,54 2 x 32,2

= 17,11 ft.1br 1bm Efisiensi pompa, η= 70 % W Wp = η

(Geankoplis, 2003)

17,11 0,7 = 24,45 ft.lbf/lbm. =


5. Penentuan daya pompa (P) P

=


=

17,11 x 72,1988 lb/ft x 0,3 ft 3 /detik (550 ft.lbf/s.hp)

= 0,6 Hp (Digunakan daya 1 Hp) LC-12 Fermentor (TF-01) Fungsi

= Sebagai tempat terjadi fermentasi

Kapasitas (W) = 37689,9726 Kg jam Densitas Campuran ( ρ campuran) = 1265,078 kg/m3 = 78,978 lb/ft3 Waktu tinggal = 24 jam a. Menghitung volume bahan : VB =

W

ρ

=

37689,9726 kg/jam = 29,79 m 3 / jam 3 1265,078 kg/m

maka volume tangki (Vt) : Vt =

laju alir x waktu tinggal

= 37689,9726 kg/jam x

24 jam

= 904559,34 kg Vt =

904559,34 kg = 30364,52 m 3 / jam 3 29,79 m / jam

= 30,36452 m/jam Karena : Vt = 1,1775 D 3 Maka : D=

3

30,36452 1,1775

= 2,951 m = 9,6817 ft

H = 1,5 x 2,951 m = 4,4265 m = 14,52 ft = 174,24 in b. Menghitung tebal shell (Ts) Ts =

p R .Ri +C 2 f .F − 0,6 pr


Dimana : Pr

= Popr + (Poprn x 0,05 ) = 14,7 + 0,735

Pr

= 15,435 Psi

Ri

=

1 1 .D = x 2,951 = 1,47 m = 57,8741 in 2 2

Hs

=

1 1 .D = x 2,951 = 0,73 m = 28,7401 in 4 4

F

= 18750 (bahan kontruksi carbon steel, SA 240 grade C)

E

= 80 %

C

= Faktor korosi = 0,125 in

Maka : Ts =

15,435 x 57,8741 + 0,125 in 2 x 18750 x 0,8 − 0,6 x15,435

= 0,15 in Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama, yaitu 0,15

.

Perhitungan tinggi total tangki Htot = H + (2 OA) OD OA SF

Icr

b A Ro = Lo ID

t

a Di mana : OA = Tinggi tutup = Sf + b + ts Dari Tabel 5.4 Brownel and Young dan Tabel 5-7 Sf = 2,5 in Icr = 0,75 in


r

= 102 in

Maka tinggi tutup (OA) : b

BC 2 − AB 2

= r-

AB = Ri − I cr = 57,8741 − 0,75 = 57,1241 in BC = r- Icr AC =

= 102 – 0,75 = 101,25 in

BC 2 − AB 2

(101,25) 2 − (57,1241) 2

= 83,5966 in b

= 102 in - 83,5966 in = 18,4033 in

Jadi : OA = (2,5 + 18,4033 + 0,15) = 21,0533 in Sehingga : Htot = 174,24 + (2 x 21,0533) = 216,34 in c. Penentuan Pengadukan Da/Dt

=

; Da = 1/3 × 2,763 m = 0,921 m

W/Da

=

; W = 1/5 x 0,921 m

L/Da

=

; L = ¼ × 0,921 m = 0,23025 m

E/Da

=

; E = ¼ × 2,763 m = 0,691 m

J/Dt

=

; J = 1/12 × 2,763 m = 0,23 m

= 0,1842 m

Dimana : Dt

= Diameter tangki

Da

= Diameter impeller

W

= Lebar pengaduk

L

= Panjang daun pengaduk

E

= Jarak pengaduk dari dasar tangki

J

= Lebar baffle

Perhitungan pengadukan menggunakan rumus : P

K T x n 3 x Da 5 x ρ m = gc x 550

Dimana :


KT = konstanta pengaduk = 6,3 n = kecepatan pengaduk = 35 rpm = 0,5833 rps Da = diameter pengaduk = 3,9921 ft ρ m = densitas bahan = 64,635 lb/ft

3

gc = konstanta gravitasi = 32,2 lbm ft / lbf det Sehingga daya, P =

2

6,3 x 0,58333 x 3,99215 x 64,635 32,2 x 550

= 4,61 Hp Efisiensi motor penggerak 80 % Daya motor penggerak =

4,61 = 5,76 Hp 0,8

Perancangan jaket sebagai penahan reaksi eksoterm, desain jaket yang dinginkan sesuai dengan bentuk tangki yang diletakkan di sekeliling tangki. Massa air pendingin yang dibutuhkan, m = 350,3 kg ρair = 1035,3242 kg/m waktu tinggal air pendingin ; 10 menit 3

Penentuan volume jaket, Vj Vj =

air pendingin

ρ

x

350,3 10 10 menit = x menit = 0,056 m3 1265,078 60 60

Penentuan R1 Vj = {(π x R12) – π (R2 + Ts)2}x H 0,056 = {(π x R12) – π (4,14+ 0,15)2}x 4,14 R1 = 5,256 m Penentuan tebal jaket : R1 = R2 + tp + tjj tjj = R1 – (R2 + tp ) = 5,256 – (4,14 +0,15) = 1,01 m LC-13 Tangki Penyimpan Saccharomyces Cerevisae (TP – 02) Fungsi

: Untuk menyimpan Saccharomyces Cerevisae yang masuk ke fermentor.

Tipe

: Tangki silinder vertikal dengan tutup atas standar dishead


head dan tutup bawah plat datar. Kapasitas (M)

: 1506,0117 kg/jam = 3320,1533 lb/jam

Densitas (ρ)

: 50,3334 lb/ft3

1. Menentukan volume bahan (Vb) dalam 1 jam operasi Vb

=

M

=

ρ

3320,1533 lb/jam x 1 jam 50,3334 lb/ft 3

= 65,9 ft3 2. Menentukan Volume Tangki (Vt) Jika tangki hanya berisi 85 %, maka : Vt

=

100 x 65,9 85

=

77,53 ft3

Volume tangki (VT) Vt

D

H

=

1

4

π D 2 x 1,5 D ………….. (Brownell, 1959)

=

1,1775 D3

=

3

77,53 = 65,84 1,1775

=

3

65,84 = 4,01 m

=

157,87 in

=

1,5 x 4,01 m

=

6,015 m = 19,735 ft = 236,81 in

3. Menentukan tebal shell (tS) ts

=

Pr xRi + C ………….… (Brownell, 1959 ) 2 FE − 0,6 p

Dimana : Pr = Tekanan rancangan = 1,05 x 14,7 Ri =

1

2

x D

=

1

2

= 15,435 Psi

x 157,87 = 78,935 in

F

= faktor stress (18750 psi). carbon steel SA 240 grade M

E

= Efesiensi sambungan (0,8)

C

= Faktor kotoran (0,125)

Maka :


tS

=

15,435 x 78,935 + 0,125 in 2 x 18750 x 0,8 − 0,6 x 15,435

= 0,16 in

(tebal plat yang dipakai 1/6 in)

4. Tebal tutup Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama yaitu 1/6 in. 5. Menghitung tebal plat datar (tp) tP

 Pr   = D C    F 

= 157,87 0,125 x

15,435 18750

= 1,6 in 6. Menghitung tinggi total bejana/tangki (Htot) Htot

= H + D ……………………………… (Brownell, 1959 )

Htot

= 236,81 + 157,87 = 394,68 in

LC-14 Tangki Penyimpan (NH4)2SO4 (TP – 03) Fungsi

: Untuk menyimpan (NH4)2SO4 yang masuk ke fermentor.

Tipe

: Tangki silinder vertikal dengan tutup atas standar dishead head dan tutup bawah plat datar.

Kapasitas (M)

: 120,48 kg/jam = 265,61 lb/jam

Densitas (ρ)

: 110,435 lb/ft3


=

M

ρ

=

265,61 lb/jam x 1 jam 110,435 lb/ft 3


=

100 x 2,4 85

=

2,823 ft3


Volume tangki (VT) VT

D

H

=

1

4

π D 2 x 1,5 D ………….. (Brownell, 1959)

=

1,1775 D3

=

3

2,823 = 2,39 1,1775

=

3

2,39 = 1,338 m

=

52,68 in

=

1,5 x 1,338 m

=

2,00 m

=

6,56 ft = 78,75 in

3. Menentukan tebal shell (tS) =

ts

Pr xRi + C ……….… (Brownell, 1959 ) 2 fE − 0,6 p


1

2

x D

=

1

2

x 52,68

= 15,435 Psi = 26,34 in

F


E


C


tS

=

Maka : 15,435 x 26,34 + 0,125 in 2 x 18750 x 0,8 − 0,6 x 15,435

= 0,13 in 4.


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

sama yaitu 1/6 in 5. Menghitung tebal plat datar (tp) tP

 P  = D C    F

= 26,34

0,125 x

15,435 18750



= H + D ………………………… (Brownell, 1959 )

Htot

= 2,00 m + 1,338 m = 3,338 m = 10,96 ft = 131,5 in

LC-15 Tangki Penyimpan H2SO4 (TP – 04) Fungsi

: Untuk menyimpan H2SO4 yang masuk ke fermentor.

Tipe

: Tangki silinder vertikal dengan tutup atas standar dishead head dan tutup bawah plat datar.

Kapasitas (M)

: 120,48 kg/jam = 265,61 lb/jam

Densitas (ρ)

: 114,493 lb/ft3


=

M

=

ρ

265,61 lb/jam x 1 jam 114,493 lb/ft 3


=

100 x 2,45 85

=

2,72 ft3

Volume tangki (VT) VT

D

H

=

1

4

π D 2 x 1,5 D ………….. (Brownell, 1959)

=

1,1775 D3

=

3

2,72 = 2,39 1,1775

=

3

2,39 = 1,338 m

=

52,68 in

=

1,5 x 1,338 m

=

2,00 m

=

6,56 ft = 78,75 in

3. Menentukan tebal shell (tS)


ts

=

Pr xRi + C ……….… (Brownell, 1959 ) 2 fE − 0,6 p


1

2

x D

=

1

2

x 52,68

= 15,435 Psi = 26,34 in

F


E


C


tS

=

Maka : 15,435 x 26,34 + 0,125 in 2 x 18750 x 0,8 − 0,6 x 15,435

= 0,13 in 4.



sama yaitu 1/6 in 5. Menghitung tebal plat datar (tp) tP

 P  = D C    F

= 26,34

0,125 x

15,435 18750


= H + D ………………………… (Brownell, 1959 )

Htot

= 2,00 m + 1,338 m = 3,338 m = 10,96 ft = 131,5 in

LC-16 Pompa H2SO4 (PO– 03) Fungsi

= Untuk memompa H2SO4 ke fermentor

Kapasitas (M)

= 120,48 kg/jam = 0,0737 lb/detik

ρcampuran

= 1834 kg/m3 = 114,493 lb/ft3

Laju alir (Qf)

=

M

ρ

=

120,48 kg/jam 1834 kg/m 3


= 0,0656 m3/s = 0,215 ft3/s Menghitung diameter pipa optimum (Diopt) : Diopt

= 3,9 . Qf0,45 . ρ0,13………….…. (Peter, 2003 )

Diopt

= 3,9 x (0,215)0,45 x (114,493)0,13 = 2,1 in

Berdasarkan Tabel 13, halaman 888 Geankoplis diperoleh : Nominal size pipa

= 2,5 in

Schedule

= 40 in


= 0,3355 ft

Outside diameter

= 0,375 ft

= 4,50 in


= 0,0882 ft2

1. Kecepatan aliran dalam pipa (V) V=

Qf

=

A

0,215 ft 3 /s 0,0882 ft 2

= 2,43

ft dtk


ρ .V .D ; dimana µ camp = 2 × 10-4 1b/ft dtk µ 114,493 x ( 2,43) x 0,3355 2 x 10 − 4



= 10 meter

- tinggi pemompaan

= 32,0 ft

- 1 elbow 900 -



Le = 7 x 1 x 0,3355 = 2,34 ft L = 10,736 ft + 2,34 ft = 13,076 ft


- Dipilih pipa komersial steel

ε = 0,00015 ………….…. (Peter, 2003 ) ε = 0, 00015 0,33 = 4,546.10 −4 Maka dari Fig 14-1 Peter, halaman 482 diperoleh : F = 0,0055 3. Friksi yang terjadi : (F) 1. Friksi sepanjang pipa lurus : 2.F .V 2 .L 2 x 0,0055 x (2,43) x 13,076 = 32,2 x 0,3355 gc.D 2

FL =

= 0,07 lbf ft/lbm 2. Friksi karena sambungan 2. f .V 2 .Le 2 x 0,0055 x(2,43) x 10,376 = gc.D 32,2 x 0,3355 2

FLe =

= 0,06

1bfft 1bm

3. Friksi karena kontraksi K .V 2 0,5 x (2,43) 2 = 0,045 = 2 gc 2 x 32,2

Fc =

∑

lbfft lbm

F = FL + FLe + FC = 0,07 + 0,06 + 0,045 = 0,17

1bfft 1bm


∆ρ

g V2 W= + ∆Η. + + ΣF ……………(Peter, persamaan1 hal 486) δ gc 2α .gc Dimana :

∆Ρ = maka

∆V = 2,43

∆Ρ

ρ

=0

ft det ik

ΔZ diperkirakan 16,4 ft Maka :


Ws

2,43 + 0,17 2 x 32,2

=16,4 +

= 16,6 ft.1br 1bm 5. Effesiensi pompa, η = 80 % W = η x Wp 16,6 = 0,8 x Wp Wp = 21 ft.lbf/lbm 6. Daya pompa: P

=


=

16,6 x 114,493 lb/ft 3 x 0,215 ft 3 /s (550 ft.lbf/s.hp)

= 0,74 Hp (Digunakan daya1 Hp) LC-17 Rotary Drum Vacuum Filter (RDVF-01) Fungsi

: Untuk memisahkan partikel padat dan cair.

Kapasitas

: 34570,1186 kg/jam = 76214,065 lb/jam

Padatan

: 4550,5266 kg/jam = 10032,09 lb/jam

Cairan

: 2600,11662 kg/jam = 5732,2171 lb/jam

Densitas campuran : 979,134 kg/m3 = 61,127 lb/ft3 Laju alir filtrat

:

76214,065 lb/jam 61,127 lb/ft 3

: (1246,8 ft3/jam)/2 = 623,41 ft3/jam = 77,731gpm Dari Tabel 19-13 Perry : edisi 6 dipilih : 1. Medium filtering 2. Konsenrasi solid 70 % 3. Laju aliran filtrat 0,01 -2 galon/menit.ft2 Dari Tabel 19- 9 Stanly M. Wallas diperoleh dimensi rotary drum vacuum filter : -

Panjang drum

= 20 ft

-

Diameter

= 10 ft

-

Luas permukaan

= 620 ft2

Laju alir filtrat (Qf) :


Qf

=

77,731 gpm 620 ft 2

= 0,12 gal/menit.ft2 Karena hasil perhitungan terhadap laju alir filtrat berada diantara 0,01 – 2 gal/menit.ft2 maka dianggap telah memenuhi syarat (layak). Dari Tabel 19-26 Perry ed.6 untuk suatu larutan : Kapasitas

= 4200- 10.000

Tekanan

= 6-20 Psi

Power

= >4 Hp

1b

ft 2

jam

Kapasitas filtrat (Qf) Qf

= ((5732,2171 lb/jam x 24 jam/hari))/(620 ft2) = 221,89 lb/ft3/hari

Jika diambil 5 Hp, maka : PRDVF’ = 0,005 Hp/ft2 x 620 ft2 = 3,1 Hp 3,1 Hp P = 0,8 = 3,875 Hp (Digunakan daya 4 Hp)

LC-18 Pompa Rotary Drum Vacuum Filter (PO– 04) Fungsi

= Untuk memompa bahan pada Rotary Drum Vacuum Filter ke kolom destilasi

Kapasitas (M)

= 27419,4748 kg/jam = 16,79 lb/detik

ρcampuran

= 979,134 kg/m3 = 61,127 lb/ft3

Laju alir (Qf)

=

M

ρ

=

16,79 lb/detik 61,127 lb/ft 3


= 3,9 . Qf0,45 . ρ0,13………….…. (Timmerhaus, 2004)


= 979,134

3 kg = 61,127 lb/ ft 3 m

= 3,9 x (0,2)0,45 x (61,127)0,13

= 1,07 in Dari App. 5, Perry, 1997 dipilih :


Nominal size pipa

= 1,5 in

Schedule

= 40 in


= 0,3355 ft

Outside diameter

= 0,375 ft

= 4,50 in


= 0,0882 ft


Qf

0,2 ft dtk V= = A 0,0882 ft

= 3,11

ft dtk





= 10 meter

- tinggi pemompaan

= 32,0 ft

- 3 elbow 900 -




ε = 0,00015 ………….…. (Peter, 2003 ) ε = 0, 00015 0,3355 = 4,47.10 −4 Maka dari Fig 14-1 Peter, halaman 482 diperoleh : F = 0,0055 3. Friksi yang terjadi : (F)


1. Friksi sepanjang pipa lurus : 2.F .V 2 .L 2 x 0,0055 x 3,112 x 34,54 = gc.D 32,2 x 0,3355

FL =

= 0,34 lbf ft/1bm 2. Friksi karena sambungan FLe =

2.F .V 2 .Le 2 x 0,0055 x 3,112 x 32,2 = gc.D 32,2 x 0,3355


∑

K .V 2 0,5 x 3,112 = 0,075 = 2.gc 2 x 32,2

lbfft lbm

F = FL + FLe + FC = 0,34 + 0,31 + 0,075 = 0,72

1bfft 1bm


W=

∆ρ

δ

+ ∆Η.


Dimana :

∆Ρ = maka

∆Ρ

ρ

=0

ΔV = 3,11 ft/detik ΔZ diperkirakan 16,4 ft Maka : Ws

=16,4 +

3,112 + 0,72 2 x 32,2

= 17,27 ft.1br 1bm Efisiensi pompa, η= 70 % W Wp = η =

(Geankoplis, 2003)

17,27 0,7


= 24,6 ft.lbf/lbm. 5. Penentuan daya pompa (p) P

=


=

17,27 ft.lbf/lbm x 61,127 lb/ft 3 x 0,2 ft 3 /dtk (550ft.lbf/s.hp)

= 0,3 Hp (Digunakan daya 1/2 Hp) LC-19 Bak Penampungan Ampas (BP – 02) Fungsi

: Tempat penampungan ampas ubi kayu dari RDVF

Tipe

: Persegi

Kapasitas ampas ubi kayu yang akan di tampung (M) M

= 7150,6432 kg/jam

Jumlah waktu penyimpanan 1 hari, maka : M

= 7150,6432 kg/jam x 24 jam x 1 hari = 171615,4368 kg

Densitas ampas ( ρ )

= 1009,3933 kg/m3

Volume (V)

= =

M

ρ 171615,4368 kg = 170,018 m 3 1009,3933 kg / m 3

Direncanakan : - Tinggi bak (t)

= 3 meter

- Panjang bak (P)

= 2 x lebar

Maka : V 170,018 m3 L2 L Sehingga : P

=P x L x t = 2 L2 x 3 = 28,336 = 5,3 m =2 x L = 2 x 5,3 m = 10,6 m


LC-20. Menara Destilasi (MD-01) Fungsi

: Memisahkan etanol dengan air

Jenis

: Sieve – tray

Bentuk

: silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi

: Carbon steel SA – 285 grade A

Jumlah

: 1 unit

Dari data yang diperoleh dari Tabel 13-1 Perrys : RD

= 2

XHD = 0,45

RDM = RD/1,2

XHF = 0,25

= 1,66

XLF = 0,1

XLW = 0,5

D

= 651,6855 kmol/jam

XHW = 0,00025

W

= 1170,834 kmol/jam

XLD = 0,995

αLD =

K LK 0,995 = = 2,21 0,45 K HK

αLW =

K LK 0,00025 = = 0,05 0,5 K HK

α L,av = α LD .α LW = Nm =

(2,21) × (0,05) = 0,33

log[( X LD / X HD )( X HW / X LW )] log(α L ,av )

(Geankoplis,2003) (Geankoplis,2003)

log[0,995 / 0,45)(0,00025 / 0,5)] log(0,33) = 6,18

=

Dari Fig 11.7 – 3, Geankoplis, hal. 749, untuk

Rm R = 0,597 = 0,64 dan R +1 Rm + 1

Nm = 0,43; maka: N N 6,18 N= m = = 14,37 0,43 0,43 Jumlah piring teoritis = 14,37

diperoleh

Efisiensi piring = 85 %

(Geankoplis,2003)


Maka jumlah piring yang sebenarnya =

14,37 = 16,91 piring ≈ 17 piring. 0,85

Jumlah piring total = 17 + 1 = 18 piring Penentuan lokasi umpan masuk  1170,834  0,25  0,5  2  Ne = 0,206 log  log     Ns  651,6885  0,1  0,45  

(Geankoplis,2003)

Ne = 0,1532 Ns Ne = 0,1532 Ns N = Ne + Ns 18 = 0,1532 Ns + Ns Ns = 7,0157 ≈ 8 Ne = 18– 8 = 10 Jadi, umpan yang masuk dari atas yaitu pada piring ke – 10. Design kolom direncanakan : Tray spacing (t)

= 0,45 m

Hole diameter (do)

= 4,5 mm

(Treybal, 1984)

Space between hole center (p’) = 12 mm

(Treybal, 1984)

Weir height (hw)

= 5 cm

Pitch

= triangular ¾ in

Data : Suhu dan tekanan pada destilasi MD-01 adalah 368,5K dan 1 atm. Tabel LC.1 Komposisi Bahan pada Alur Vd Kolom Destilasi MD-01 Alur Vd

Komponen Glukosa Etanol Air Pati Total Laju alir massa gas (G’)

BM Fraksi Fraksi mol (kmol/jam) mol (g/mol) x BM 0,2128 0,000154 180,16 0,02781055 76,5618 0,055538 46,07 2,55864442 1298,9758 0,942281 2,7929 0,002026 1378,5433 1

18,015 16,9752006 162,15 0,32851252 19,8901681

= 1378,5433 kmol/jam = 1378,5433 /3600 = 0,3829 kmol/detik


ρv =

P BM av (1 atm) (19,89 kg/kmol) = 0,65 kg/m3 = 3 RT (0,082 m atm/kmol K)(368,5 K)

Laju alir volumetric gas (Q) = 0,3829 × 22,4 ×

368,5 = 11,57 m3/s 273,15

Tabel LC.2 Komposisi Bahan pada Alur Lb Kolom Destilasi MD-01

Komponen Glukosa Etanol

Alur Lb Fraksi (kg/jam) massa 38,3392 0,001605 17,6361 0,000738

ρL (kg/m3) 1544 789

Fraksi massa x ρL 2,477609884 0,582401035

H2O Total

23836,29 0,997657 23892,27 1

998,23

995,8913263 998,9513372

Laju alir massa cairan (L’) = 6,63 kg/s Laju alir volumetrik cairan (q) =

6,63 = 0,0066 m3/s 998,9513

Surface tension (σ) = 0,04 N/m

Ao d = 0,907 o Aa  p'

  

(Lyman, 1982)

2

2

Ao  0,0045  = 0,907  = 0,1275 Aa  0,0120  q  ρL  Q'  ρ V

  

1/ 2

0,0066  998,9513  =   11,57  0,65 

1/ 2

= 0,0223

α = 0,0744t + 0,01173 = 0,0744 (0,45) + 0,01173 = 0,04521 β = 0,0304t + 0,05 = 0,0304 (0,45) + 0,05 = 0,06368

  σ  1 CF = αlog + β   1/ 2 (q/Q)(ρ L / ρ V )   0,02 

0, 2

1   0,04  = 0,04521 log + 0,06368  0,0223   0,02  = 0,1588

0, 2


 ρ − ρV VF = C F  L  ρV

  

0,5

 998,9513 − 0,65  = 0,1588  0,65   = 6,1865 m/s

0,5

Asumsi 80 % kecepatan flooding

(Treybal, 1984)

V = 0,8 x 6,1865 = 4,9492 m/s An =

Q 11,57 = = 2,3381 m2 V 4,9492

Untuk W = 2,33T dari Tabel 6.1. Treybal, hal.162, diketahui bahwa luas downspout sebesar 14,145%. At =

4,6562 = 5,4233 m2 1 − 0,14145

Column Diameter (T) = [4(5,4233)/π]0,5

= 2,6284 m

Weir length (W)

= 0,8(2,6284)

= 2,1028 m

Downspout area (Ad)

= 0,14145(2,3381)

= 0,3307 m2

Active area (Aa)

= At – 2Ad = 5,4233 – 2(0,3307)

= 4,7618 m2

Weir crest (h1) Misalkan h1 = 0,007279 m h1/T = 0,007279/2,6284 = 0,00277

T 2,6284 = = 1,25 W 2,1028 0,5 2 2 2     Weff   h  T   T   T    =   −   − 1 + 2 1    W   W   T  W   W    

{[

2

]

2

}

2 0,5  Weff  2 2   = (1,25) − (1,25) − 1 + 2(0,00277 )(1,25)  W 

 Weff    = 1,238  W 

 q  h 1 = 0,666  W

2/3

 Weff     W 

2/3


2/3

 0,0066  1/ 3 h 1 = 0,666  (1,238257 )  2,1028  h 1 = 0,0153 Perhitungan diulangi dengan memakai nilai h1 = 0,0153 m hingga nilai h1 konstan pada nilai 0,0153 m. Perhitungan Pressure Drop Dry pressure drop Ao = 0,1275 x 4,7618 = 0,607 m2 uo =

Q 11,57 = = 19,059 m/s A o 0,607

Co = 1,346  19,059 2  0,6582   h d = 51,0  2   1,346  998,9513  hd = 6,7378 mm = 0,006738 m

(Treybal, 1981)

Hydraulic head Va = z=

Q 11,57 = 2,431 m/s = A a 4,7618

T + W 2,6284 + 2,1028 = 2,3656 = 2 2

h L = 0,0061 + 0,725 h w − 0,238 h w Va ρ v

0,5

q + 1,225  z

 0,0066  h L = 0,0061 + 0,725 (0,05) − 0,238 (0,05)(2,431)(0,6582) 0,5 + 1,225   2,3656  h L = 0,0223 m Residual pressure drop

6 σ gc ρLdog 6 (0,04) (1) hR = = 0,0054 m 998,9513 (0,0045)(9,8) hR =

Total gas pressure drop hG = hd + hL + hR hG = 0,006738 + 2,3656 + 0,0054 hG = 0,034 m


Pressure loss at liquid entrance Ada = 0,025 W = 0,025(2,1028) = 0,05257 m2 3  q  h2 = 2g  A da

  

2

2

3  0,0066  h2 =   = 0,00244 m 2g  0,05257  Backup in downspout h3 = hG + h2 h3 = 0,034 + 0,00244 h3 = 0,0369 m Check on flooding hw + h1 + h3 = 0,05 +0,0153 + 0,0369 hw + h1 + h3 = 0,1023 m t/2 = 0,45/2 = 0,225 m karena nilai hw + h1 + h3 lebih kecil dari t/2, maka spesifikasi ini dapat diterima, artinya dengan rancangan plate seperti ini diharapkan tidak terjadi flooding. Spesifikasi kolom destilasi Tinggi kolom

= 18 x 0,45 m = 8,1 m

Tinggi tutup

=

Tinggi total

= 8,1 + 2(0,6571) = 9,4142 m

1 (2,6284) = 0,6571 m 4

Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa Faktor kelonggaran = 5 % P design = (1+0,05) x 101,325 kPa = 106,392 kPa = 15,431 psi Joint efficiency (E)

= 0,8

(Brownell & Young,1959)

Allowable stress (S)

= 11200 psi


Faktor korosi

= 0,0098 in/tahun

Umur

= 10 tahun

Tebal shell tangki:

t=

PR SE - 0,6P


t=

(15,431)(2,6284/2) (11200)(0,8) - 0,6(15,431)

= 0,0892 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0892 in + (0,0098).(10) in = 0,187 in Tebal shell standar yang digunakan

= 1/4 in

Tebal tutup tangki = tebal shell

= 1/4 in


LC-21 Pompa Destilasi (PO– 05) Fungsi

= Untuk memompa bahan ke kondensor

Kapasitas (M)

= 27419,4748 kg/jam = 16,791 lb/detik

ρcampuran

= 961,9349 kg/m3 = 60,052 lb/ft3

Laju alir (Qf)

=

M

ρ

=

16,791 lb/detik 60,052 lb/ft 3

= 0,27 ft3/detik Diameter pipa optimum (Diopt) : = 3,9 . Qf0,45 . ρ0,13………….…. (Timmerhaus, 2004)

Diopt

Dimana : ρ camp

= 961,9349

3 kg = 60,052 lb/ft m3

= 3,9 x (0,27)0,45 x (60,052)0,13

Diopt

= 1,07 in Dari App. 5, Perry, 1997 dipilih : Nominal size pipa

= 1,5 in

Schedule

= 40 in


= 0,3355 ft

Outside diameter

= 0,375 ft

= 4,50 in


= 0,0882 ft


Qf

0,27 ft dtk V= = A 0,0882 ft

= 3,0

ft dtk

2. Perhitungan bilangan reynold (NRe) : NRe =

ρ .V .D ; dimana µ camp = 8,72.10-4 1b/ft dtk µ


=

60,052 x 3,0 x 0,3355 8,72.10 − 4



= 10 meter

- tinggi pemompaan

= 32,0 ft

- 3 elbow 900 -




ε = 0,00015 ………….…. (Peter, 2003 ) ε = 0, 00015 0,3355 = 4,47.10 −4 Maka dari Fig 14-1 Peter, halaman 482 diperoleh : F = 0,0055 3. Friksi yang terjadi : (F) 1. Friksi sepanjang pipa lurus : 2.F .V 2 .L 2 x 0,0055 x 3,0 2 x 34,54 = gc.D 32,2 x 0,3355

FL =

= 0,31 lbf ft/1bm 2. Friksi karena sambungan FLe =

2.F .V 2 .Le 2 x 0,0055 x 3,0 2 x 32,2 = gc.D 32,2 x 0,3355


∑

K .V 2 0,5 x 3,0 2 = 0,069 = 2.gc 2 x 32,2

lbfft lbm

F = FL + FLe + FC


= 0,31 + 0,29 + 0,069 = 0,66

1bfft 1bm


W=

∆ρ

δ

+ ∆Η.


Dimana :

∆Ρ = maka

∆Ρ

ρ

=0

ΔV = 3,0 ft/detik ΔZ diperkirakan 16,4 ft Maka : Ws

=16,4 +

3,0 2 + 0,17 2 x 32,2

= 16,71 ft.1br 1bm Efisiensi pompa, η= 70 % W Wp = η

(Geankoplis, 2003)

16,71 0,7 = 23,8 ft.lbf/lbm. 5. Penentuan daya pompa (p) =

P

=


=

16,71 x 60,052 lb/ft 3 x 0,27 ft 3 /detik (550ft.lbf/s.hp)

= 0,49 Hp (Digunakan daya 0,5 Hp)

LC-22. Kondensor (CD – 01) Fungsi

: Untuk mendinginkan kembali hasil bottom destilasi

Type

: Shell and tube HE

Kapasitas

: 3527,2046 kg/jam = 9720,24 lbm/jam


1. Fluida dingin

= 566,79 kg/jam = 1249,5646 lbm/jam

Panas yang diserap (Q) = 758087,3427 kJ/jam = 718525,3376 BTU/jam 82,4oF 203,63oF 173,03oF 140oF 2. Menentukan Δt = Δt = LMTD =

Δt 2 − Δt 1 27 = 76,33oF =  Δt 2   90,63   ln  ln 63,63 Δt    1

R=

T1 − T2 30,6 = = 0,53 t 2 − t 1 57,6

S=

t 2 − t1 57,6 = = 0,47 T1 − t 1 203,3 − 82,4

Dari Gambar 18, Kern, 1965 diperoleh FT = 0,8 Maka ∆t = FT × LMTD = 0,8 × 76,33 = 61,06 °F Menentukan temperatur kalorik : Tc =

203,63 + 173,03 = 188,330 F 2

Tc =

82,4 + 140 = 111,2 0 F 2

Pemilihan ukuran HE : - Menentukan luas perpindahan panas (Ao) dari Tabel 9-10 Kern, dipilih tube ¾ OD, 14 BWG dimana : OD

= 0,75 in

=

0,0825 ft

ID

= 0,584 in

=

0,0484 ft

a’t

= 0,268

a”

= 0,1963

dari Tabel Kern 8 diperoleh : UD = 2-50 BTU/jam ft2 oF ditrial UD = 50 BTU/jam ft2 oF AO

=

Q 718525,3376 = UD.∆t 50 x 61,06

= 235,31 ft 2


Menentukan jumlah tube (Nt) Nt

=

Ao 235,31 = = 74 buah a".L 0,1963 x16

Dari Tabel Kern : dipilih untuk ¾ “OD, 15/16” triangular pitch diperoleh: Nt

=

74 buah

IDS

=

39 in = 3,25 ft

n

=

1 pass

Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 76 tube dengan ID shell 29 in. sehingga luas permukaan panas terkoreksi (A) : A

=

Nt

x

a”

x L

=

76 x 0,1963 x 16

=

238,7 ft2

Koefisien perpindahan panas : UD

=

Q …………………….(Kern, 1965) A.∆T

=

718525,3376 = 49,2 BTU/ jam ft2 0F 238,7 x 61,06

Fluida Dingin (Shell) 1. luas Penampang, AS ID.C.B 39 x0,5 x 5 = AS = 144 pt 144 x1,25 2 = 0,541 ft 2. Kecepatan massa, Gs W 1249,5646 Gs = = As 0,541 = 2306,888 1b ft 2 jam 3. Bilangan Reynold, Res : ID, Gs Res=

µ

µ = 0,451

= 1,091 lbm/ft2⋅jam 0,0825 x 2306,888 Res = 0,451 = 174,3 4. JH = 190 (Fig 25, Kern) 5. ho =JH 1b

ftjam

Fluida Panas (Tube) 1. Luas Penampang, At Nt.a ' t AT = 144 xn 76 x0,268 = = 0,14 ft 2 144 x1 2. Kecepatan Massa, gt W 9720,24 = gt = At 0,14 = 68721,28 1b ft 2 jam 3. Bilangan Reynold, Ret D x gt Ret =

µ

µ = 4,39 1b ftjam 0,0484 x 68721,28 = 4,39 = 761,43


= tw = t a + = ta +

ho × (Tv − t a ) hio + ho

ho × (Tv − t a ) hio + ho

0

ft 2 F ID 0,584 = 875 x 5. hio = hi x OD 0,75 0 = 681,33 BTU hari ft F 4. hi = 875

BTU

hi

= 128,01 tf = (Tv + tw)/2 = 158,17 Dari fig 12 (Kern, 1965), untuk t = 158,17, diperoleh h = ho = 222 BTU/hr.ft2.oF ho.hio ho + hio 222 x 681,33 = 222 + 681,33 = 167,98 BTU hari ft 0 F 7. Faktor Kotoran (Rd) Uc − UD Rd = Uc.UD 167,98 − 49,2 = = 0,014 167,98 x 49,2

6. UC =

Karena Rd rancang > Rd ketentuan (0,003) maka perancangan HE layak untuk diteruskan

PRESSURE DROP Fluida Dingin ( Shell) Fluida Panas ( tube) 1. Res = 174,3 1. Ret = 761,43 f = 0,0014 (Fig 26 Kern) f = 0,00032 (Fig26 Kern) S =1 S =1 2. Jumlah Lewatan (N+1) φt = 1 12 L 12 x16 f .gt 2 , L.n N + 1= = = 38,4 ∆ = 2. Ρt B 5 5,22.1010.1DxS 2 0,5 . f .GS .DS .( N + 1) = 3. ∆ΡS = 10 2 5,22.10 , De.S .φs 0,00032 x (68721,28 ) x16 x1 = (5,22.1010 ).(0,0484)(1) 2 0,5 . 0,0014 x 2306,888 x 0,0825 x 38,4 = 5,96 x10 −6 Psi 5,22.1010 x0,0825 x 1 x 0,46 = 0,0095 Psi


4n V 2 . ΔPr = s 2g' (4).(1) 3. .0,003 = 1 = 0,012 psi

∆ Ps yang diperbolehkan = 2 Psi

∆Ρt = ∆Ρt + ∆Ρr = 0,0095+ 0,012 = 0,0215 Psi ∆Pt yang diperbolehkan = 10 psi

LC-23. Tangki Penampung Produk (TP-06) Fungsi

: Untuk menampung produk etanol yang keluar dari kolom destilasi.

Tipe

: Tangki silinder vertikal dengan tutup atas standar dishead head dan tutup bawah plat datar : Temperatur 30oC

Kondisi

tekanan 1 atm Kapasitas

: 8964,6464 kg/jam = 19763,459 lb/jam

Densitas

: 778 kg/m3 = 49,00 lb/ft3


=

w

ρ

=

19763,459 lb/jam x1 jam 49,00 lb/ft 3

= 392,65 ft3 2.

Menentukan Volume Tangki (Vt) Jika tangki hanya berisi 85 %, maka : Vt

3.

=

85 x 392,65 = 333,75 ft3 100

Volume tangki (Vt) Vt

D

=

1

4

π D 2 x 1,5 D

=

1,1775 D3

=

3

……. (Brownell, 1959)

333,75 = 283,43 ft 1,1775


H

4.

283,43 ft = 6,57 m = 258,662 in

=

3

=

1,5 x 6,57 m

=

8,56 m = 21,56 ft = 337,00 in

Menentukan tebal shell (tS) ts

=

Pr xRi + C ………….… (Brownell, 1959 ) 2 fE − 0,6 p

Dimana : Pr = Tekanan rancang Ri =

1

2

= 1,05 x 14,7

xD

=

1

2

= 15,435 Psi

x 258,662 = 129,331 in

F


E


C


tS

=

Maka : 15,435 x 129,331 + 0,125 in 2 x18750 x 0,8 − 0,6 x 15,435

= 0,19 in 5.



sama yaitu 1/5 in. 6.

Menghitung tebal plat datar (tp) tP

 P  = D C    F

= 258,662 0,125 x

15,435 18750

= 2,62 in 7.

Menghitung tinggi total bejana/tangki (Htot) Htot

= H + D ………………….… (Brownell, 1959 )

Htot

= 337,00 + 258,662 = 575,662 in

LC-24. Reboiler (RB – 01) Fungsi

: Menguapkan sebagian cairan hasil bawah untuk dijadikan pemanas pada kolom destilasi.


Tipe

: Ketle reboiler Steam T = 2000 C (392 0F) T = 78,35 0C (1730F)

T = 100 0C (2120F)

Kondensat = 100 0C (212 0 F)

Aliran bahan

:

Shell

=

Bahan (fluida dingin) = 23892,2702 kg/jam = 52673,7145 lb/jam

Tube

=

Steam (fluida panas)

Panas yang diserap

= 5186 kg/jam = 11433,0556 lb/jam = 2330232,591 kJ/jam = 2208625,662 Btu/jam

Maka : 1. Δt vaporizing Δt = 23,270F 2. Menentukan temperatur kalorik : Tc =

392 + 212 = 302 0 F 2

tc =

173 + 212 = 192,5 0 F 2

3. Ud dan A Sesuai Tabel 8 Kern hal . 840, untuk fluida panas steam dan fluida dingin (light organik) didapat : Ud = 75 – 150 Btu/Jam ft2 0F Trial Ud = 76,5 Btu/jam ft2 0 F Luas permukaan perpindahan panas (A): A

=

Q ……………………….(Kern, 1965) U D x∆t

=

2208625,662 Btu/jam 76,5 Btu/jam. ft 2 x 23,27 0 F

= 1241 ft2


Direncanakan menggunakan tube dengan spesifikasi : Dari Tabel 9 Kern hal 842 dipilih nilai yang mendekati Nt = 30.2 buah untuk OD

3

in dan pitch triangular PT = 1 in

4

- Nt

= 30 buah

- ID shell

= 8 in

- passes (n)

= 2

UD

=

Q …………………….(Kern, 1965) A x ∆t

2208625,662 Btu/jam 1241 ft 2 x 23,27 0 F = 76,5 Btu/jam ft2 0F

=

(UD ≈ 76,5 Btu/jam ft2 0 F, maka trial UD dinyatakan memenuhi) 4. Tube side (fluida panas) : steam a. Luas aliran, at Nt x at …………………………………….(Kern, 1965) 144 xn

at =

30 x 0,639 = 0,066 ft 2 144 x 2

=

b. Kecepatan massa, Gt Gt = =

W …………………….(Kern, 1965) at

11433,0556 lb/jam 0,066 ft 2

= 171766,87 lb/jam.ft2 c. Bilangan reynold, NRe Ret =

D x Gt

µ

Pada Tc = 302 0F, didapat viskositas steam; µ = 0,0411 lb/jam.ft. maka : Ret =

0,666 ft x171766,87 lb / jam. ft 2 0,0411lb / jam. ft

= 2783452,853 d. Koefisien head transfer inside, hi


untuk steam terkondensasi hi = hio 1500 Btu/jam ft2 .0F (Kern hal.164) 5. Shell side (fluida dingin ): a. luas aliran, as as

=

IDxCxB …………………….(Kern, 1965) 144 xPT

Dimana = C’ = PT – OD =1-

3

4

= 0,25 in B = 5 in as

=

( baffle maksimum/minimum)

8 x 0,25 x 5 144 x 1

= 0,069 ft2 b. Mass velocity, GS GS = =

W …………………….(Kern, 1965) at

52673,7145 lb / jam 0,069 ft 2

= 763387,1667 lb/jam.ft2 c. Res

=

De x G s

µ

(De = 0,73 in = 0,0608 ft; Kern hal. 838)

Pada tc = 192,5 0F, didapat sifat-sifat fisika campuran fluida dingin : - Viskositas,

µ = 0,0436 lb/jam.ft

- Kondutifitas panas

k = 0,17 Btu/jam.ft

- Kapasitas panas

c = 0,45 Btu/jam.ft

Res

0,0608 ft x 763387,1667 lb/jam.ft 2 = 0,0436 lb / jam. ft = 1064539,9

d. Koefisien perpindahan panas bagian luar; ho:  k  c.µ  ho = JH     De  k 

1

3

 µ    µ  w

0 ,14

untuk Res = 1064539,9 dari Fig. 28 Kern didapat JH = 80


 0,17  0,45 x 0,0436  ho =    0,17  0,0608  

1

3

= 108,9061 Btu/jam .ft2 0F 6. Koefisien perpindahan panas keseluruhan untuk vaporizing, Uc hioxho hio + ho

Uc =

1500 x 108,9061 1500 + 108,9061

=

= 101,5343 Btu/jam .ft2 0F 7. Dirty Factor, Rd Rd =

U C − U D 101,5343 − 76,5 = U C xU D 101,5343 x76,5 = 0,0032

Rd desain (0,0032) > Rd minimum maka perancangan alat reboiler memenuhi syarat untuk digunakan. 8. Pressure drop a. Tube Side (fluida panas) Dari Fig.29 Kern untuk Ret = 2783452,853 didapat faktor friksi, yaitu (f) = 0,00020 ft2/in2 L = panjang tube

= 8 ft

D = diameter dalam tube

= 0,0517 ft

s = spesifik grafity

= 0,0078

n = jumlah passes

=2

sehingga : ∆t

2 f ⋅Gt ⋅L⋅n 1 =  …………………….(Kern, 1965)  2  5,22 ⋅ 1010 ⋅ ID ⋅ s ⋅ φ t =

1  0,00020 x(171766,87 ) 2 x 8 x 2    2  5,22.1010 x 0,0517 x 0,0078 x 1 

= 0,44 Psi ∆ Pt hitung < ∆ Pt maksimum = 2 Psi (aliran gas ), maka desain reboiler

memenuhi syarat untuk digunakan.


b. Shell side (fluida dingin) Dari Fig .29 Kern untuk Res = 1064539,9 didapat faktor friksi f (0,0017 ft2/in2) 1  fxG s x Ds x ( N + 1)  ∆ Ps =  2  5,22.1010 x De x s  2

Panjang zona vaporizing ; Lv: (N + 1) = 12 x (Lv/B) = 12 x (8/1,6) = 60 ft Ds = diameter dalam shell

= 8 in

= 0,6667 ft

De = diameter ekuivalen shell

= 0,73 in

= 0,0608 ft

s

= 0,0064

= spesifik grafity

maka : ∆ Ps =

1  0,0017 x(763387,1667 ) 2 x 0,6667 x 60    2  5,22.1010 x 0,0608 x 0,0064 

= 0,19 Psi ∆ Ps hitung < ∆ Ps maksimium = 2 (aliran gas), maka desain reboiler

memenuhi syarat untuk digunakan.


LAMPIRAN D PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN UTILITAS

1. Screening (SC) Fungsi

: Menyaring partikel-partikel padat yang besar

Jenis

: Bar screen

Jumlah

: 1 unit

Material

: Stainless steel

Dimensi bar screen Temperatur air

= 30°C

Densitas air (ρ)

= 996,2 kg/m3

Laju alir massa (F)

= 37349,14071 kg/jam (22,87219878 lb/s) (dari Bab 7)

Laju alir volume (Q) = 37349,14071

(Perry, 1997)

kg 1 m3 1 jam × × = 0,0104 m3/s jam 996,2 kg 3600 s

Dari tabel 5.1 Physical Chemical Treatment of Water and Wastewater Ukuran bar: Lebar bar = 5 mm; Tebal bar = 20 mm; Bar clear spacing = 20 mm; Slope = 30° Direncanakan ukuran screening: Panjang screen = 2 m Lebar screen

= 2m 2m

2m

20 mm


Gambar LD-1: Sketsa sebagian bar screen , satuan mm (dilihat dari atas) Misalkan, jumlah bar = x, maka:

LD-1

20x + 20 (x + 1) = 2000 40x = 1980 x = 49,5 ~ 50 buah Luas bukaan, A2 = 20×(50 + 1)×2000 = 2040000 mm2 = 2,04 m2 Asumsi, Cd = 0,6 dan 30% screen tersumbat Q2 0,0104 2 Head loss (∆h) = = 2 2 2 × 9,8 × 0,6 2 × ((1 − 0,3) × 2,04) 2 2 g C d A2 = 1,07 ×10-5 m dari air = 0,0107 mm dari air 2. Pompa Screening (PU-01) Fungsi

: Memompa air sungai ke bak pengendapan

Jenis

: Sentrifugal aliran radial

Material : Carbon steel SA-283 grade C Jumlah : 1 unit

Data: Laju alir, F


Suhu operasi

= 30oC

Densitas Fluida, ρ = 996,2 kg/m3 (62,2 lb/ft3)

(Perry, 1997)

Viskositas fluida, µ = 0,8007 cP (5,388×10-4 lb/ft.s)

(Perry, 1997)

a. Spesifikasi pipa Laju volumetrik, Q =

F

ρ

27,8721 = 0,3677 ft3/s 62,2 Diam. Optimum, Do = 3,9 × Q 0,45 × ρ 0,13 =

(Timmerhaus, 1991)

= 3,9 × (0,3677) 0,45 × (62,2) 0,13 = 4,253 in.


Dari Appendix C, Alan Foust (1980) dipakai pipa: Schedule number

= 40

Ukuran nominal

= 8 in.

Diameter dalam, di = 7,981 in. (0,665 ft) Diameter luar, do

= 8,625 in. (0,718 ft)

Tebal dinding, t

= 0,322 in. (0,0268 ft)

Luas muka, a”

= 0,3474 ft2

b. Friction factor Kecepatan linear, v =

Q a"

0,3677 = 1,0586 ft/s 0,3474 ρ v di Bil. Reynold, Re = µ =

62,2 × 1,0568 × 0,665 = 81.382,32 5,388 × 10 − 4 Dari Figure 2.10.3 Gean Koplis (1983): =

Digunakan material pipa berupa comercial steel Faktor roughness, ε = 4,6.10-5 m Relative roughness =

= Friction Factor, f

ε di

4,6.10 −5 = 0,0002269 0,2027

= 0,0041

c. Perhitungan ekivalensi pemipaan Pipa lurus

= 30 ft

Dari Appendix C, Alan Foust (1980): 1 gate valve fully open (L/D = 13) = 1×13×0,665 = 8,64 ft 1 elbow 900 standard (L/D = 30)

= 1×30×0,665 = 19,95 ft

Pipe entrance (k = 0,5; L/D = 45) = 45×0,665 = 29,92 ft Pipe exit (k = 1; L/D = 70)

= 70×0,665 = 46,55 ft


Total ekivalensi pemipaan, ΣL

= 30+8,64+19,95+29,92+46,55 = 135,0821 ft v 2 ΣL = f 2 gc di

Faktor gesekan pipa, Ff

= (0,0041)

(1,0586) 2 × 135,0821 = 0,0145 ft.lbf/lbm 2 × 32,17 × 0,665

d. Perhitungan daya pompa Efisiensi motor, η

= 0,85

Tinggi pemompaan, z = 50 ft Beda tekanan, ∆P

= 0 Psi

Kerja pompa, Wf

=

∆P

ρ

+ ∆z

g + Ff gc

= 0 + 50×1 + 0,0145 = 50,0145 ft.lbf/lbm Daya pompa, P

=

=

Wf ρ Q 550η

50,0145 × 62,2 × 0,3677 550 × 0,85

= 2,44 hp (dipakai pompa 2 ½ Hp)

3. Bak Sedimentasi (BS) Fungsi

: untuk mengendapkan lumpur yang terikut dengan air.

Jumlah

: 1 unit

Bahan kontruksi

: beton kedap air

Data : Kondisi penyimpanan

: temperatur = 28 oC tekanan

= 1 atm

Laju massa air

: F = 37349,14071 kg/jam

Densitas air

: 996,24 kg/m3 = 62,195 lbm/ft3

Laju air volumetrik, Q =

F 37349,14071 kg/jam 1 jam = 0,010414 m3/s = . 3 ρ 3600 s 996,24 kg/m


= 22,06661 ft3/min Desain Perancangan : Bak dibuat dua persegi panjang untuk desain efektif (Kawamura, 1991). Perhitungan ukuran tiap bak : Kecepatan pengendapan 0,1 mm pasir adalah (Kawamura, 1991) :

υ 0 = 1,57 ft/min atau 8 mm/s Desain diperkirakan menggunakan spesifikasi : Kedalaman tangki 12 ft Lebar tangki 2 ft

Kecepatan aliran v =

Q 22,06661 ft 3 /min = = 0,91944 ft/min At 12 ft x 2 ft

 h L = K   υ0

Desain panjang ideal bak :

  v 

(Kawamura, 1991)

dengan : K = faktor keamanan = 1,5 h = kedalaman air efektif ( 10 – 16 ft); diambil 10 ft.

Maka :

L = 1,5 (10/1,57) . 0,91944 ft/min

= 8,784478 ft Diambil panjang bak = 6 ft

Uji desain : Waktu retensi (t) : t =

Va Q

= panjang x lebar x tinggi laju alir volumetrik

=

6,093877 x 2 x 10 ft 3 = 5,6 menit 22,06661 ft 3 / min

Desain diterima , dimana t diizinkan 5 – 15 menit (Kawamura, 1991). Surface loading :

Q laju alir volumetrik = A luas permukaan masukan air

22,06661 ft3/min (7,481 gal/ft3) 2 ft x 6,0938 ft


= 13,5447 gpm/ft2 Desain diterima, dimana surface loading diizinkan diantara 4 – 15 gpm/ft2 (Kawamura, 1991).

Headloss (∆h); bak menggunakan gate valve, full open (16 in) : ∆h = K v2 2g = 16 [ 0,91944 ft/min. (1min/60s) . (1m/3,2808ft) ]2 2 (9,8 m/s2) = 0,002063 m dari air.

4. Pompa Bak Sedimentasi (PU-13) Fungsi

: memompa air dari bak pengendapan ke Flash Mixing

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: commercial steel

Data: Laju alir, F


Suhu operasi

= 30oC


(Perry, 1997)


(Perry, 1997)


F

ρ


(Timmerhaus, 1991)

= 3,9 × (0,3677) 0,45 × (62,2) 0,13 = 4,253 in.



= 40

Ukuran nominal

= 8 in.


= 8,625 in. (0,718 ft)

Tebal dinding, t

= 0,322 in. (0,0268 ft)

Luas muka, a”

= 0,3474 ft2


Q a"





ε di

4,6.10 −5 = 0,0002269 0,2027

= 0,0041


= 30 ft


= 1×30×0,665 = 19,95 ft


= 70×0,665 = 46,55 ft


= 30+8,64+19,95+29,92+46,55


= 135,0821 ft Faktor gesekan pipa, Ff

= f

= (0,0041)

v 2 ΣL 2 gc di

(1,0586) 2 × 135,0821 = 0,0145 ft.lbf/lbm 2 × 32,17 × 0,665


= 0,85


= 0 Psi

Kerja pompa, Wf

=

∆P

ρ

+ ∆z

g + Ff gc


=

=

Wf ρ Q 550η

50,0145 × 62,2 × 0,3677 550 × 0,85


5. Flash Mixing (TP-04) Fungsi

: mencampur air dengan alum dan soda abu sebelum masuk ke Clarifier

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–283 grade C

Data: Kondisi pelarutan : temperatur = 28°C dengan tekanan = 1 atm

Laju Aliran : 1. Air,

Q = 0,007224525 m3/s

2. Alum,

F = 6,2248567 kg/jam = 0,003812033 lb/s

Q=

F 0,003812033 lb/s = = 4,48006.10 -5 ft 3 /s = 1,26862.10 −6 m 3 /s 3 ρ 85,0889 lb/ft


3. Soda abu, F = 3,361422664 kg/jam = 0,002058498 lb/s

Q=

F 0,002058 lb/s = = 2,48476.10 −5 ft 3 /s = 7,03609.10 −7 m 3 /s 3 ρ 82,845 lb/ft

Total laju aliran (Q) = 0,010416308 m3/s Desain : Digunakan tangki dengan diameter 0,1 m; tinggi larutan dalam tangki 1,1 m : v=

Q

=

π .D

2

0,010416308 (22/7)(0,1)2/4

= 1,326918218 m/s

4

Waktu pencampuran =

1,1 m = 0,828989 s 1,32691 m/s

= (3,14).(0,1)2.(1,1)/4 = 0,008635 m3

Volume air, Va

Volume tangki, Vt = 1,5 Va = 0,012925 m3 Tinggi tangki, H

=

4Vt

= 1,65 m

3,14 D2

Perhitungan daya flash mixer : G x t = 1000; dengan G = kecepatan gradien G x 0,82 = 1000 ;

(Kawamura, 1991)

G = 1206,289

G = (P/μv)0,5 P = G2.μ.v = (1206,289/s)2(0,836.10-3 N.s/m2)(1,326 m/s) = 1614,185261 J/s 1 kW = 1000 J/s; sehingga

P = 1,6141852 kW atau 2,16465 hp

Efisiensi 80% ; daya motor penggerak = 2,16465 / (0,8) = 2,705822 Hp Digunakan daya mixer 3 Hp. Jenis impeller yang disarankan : 4 blade turbin 45°

(Kawamura, 1991)

Jumlah baffle : 4 buah Da/Dt = 1/3 ;

Da = 0,1/3 = 0,03 m

W/Da = 1/6 ;

W = 0,03/6 = 0,01 m

E/Da = 1;

E = Da = 0,03 m

J/Dt = 1/12;

J = 1/12(0,1) = 0,01 m

(McCabe,1999)


L/Da = ¼;

L = ¼ (0,03) = 0,01 m

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid = ρ x g x l = 1327 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 1,1 m = 14,30506 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 14,3051 kPa + 101,325 kPa = 115,63006 k Pa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (115,63006 kPa) = 121,411 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12650 psia = 87218,714 kPa

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

PD 2SE − 1,2P (115,630067 kPa) (0,1m) = 2(87218,714 kPa)(0,8) − 1,2(115,630067 kPa) = 0,0000829 m = 0,0032 in

t=

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0032 in + 1/8 in = 0,1282 in Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in

(Brownell, 1959)

6. Pompa Flash Mixing (PU-14) Fungsi

: memompa air dari tangki pecampur ke Clarifier

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1

Bahan konstruksi

: commercial steel

Data: Laju alir, F


Suhu operasi

= 30oC



(Perry, 1997)


(Perry, 1997)


F

ρ


(Timmerhaus, 1991)

= 3,9 × (0,3677) 0,45 × (62,2) 0,13 = 4,253 in.


= 40

Ukuran nominal

= 8 in.


= 8,625 in. (0,718 ft)

Tebal dinding, t

= 0,322 in. (0,0268 ft)

Luas muka, a”

= 0,3474 ft2


Q a"



Digunakan material pipa berupa comercial steel Faktor roughness, ε = 4,6.10-5 m


Relative roughness =


ε di

4,6.10 −5 = 0,0002269 0,2027

= 0,0041


= 30 ft


= 1×30×0,665 = 19,95 ft


= 70×0,665 = 46,55 ft


= 30+8,64+19,95+29,92+46,55 = 135,0821 ft


= f

= (0,0041)

v 2 ΣL 2 gc di

(1,0586) 2 × 135,0821 = 0,0145 ft.lbf/lbm 2 × 32,17 × 0,665


= 0,85


= 0 Psi

Kerja pompa, Wf

=

∆P

ρ

+ ∆z

g + Ff gc


=

=

Wf ρ Q 550η

50,0145 × 62,2 × 0,3677 550 × 0,85



7. Tangki Pelarutan Alum [Al2(SO4)3] (TP-01) Fungsi

: Membuat dan menyimpan larutan alum

Bentuk : Silinder Vertikal dengan tutup atas dan bawah datar Bahan

: Carbon Steel SA–283 grade C

a. Perhitungan volume tangki Al2(SO4)3 yang digunakan berupa larutan 30% (berat) Laju massa alum

= 1,295472985 kg/jam (dari Bab 7)

Laju massa, F

=

Waktu tinggal, t

= 90 hari

Densitas, ρ

= 1363 kg/m3 (85,0891 lb/ft3)

Volume Fluida, Vf = =

1,295473 = 4,318243 kg/jam 0,3

(Perry, 1997)

Ft

ρ 4,318243 × 90 × 24 = 6,843291 m3 1363

Faktor keamanan 20% volume fluida Volume tangki, Vt

= (1 + 0,2) × 6,843291 = 8,21194908 m3

b. Perhitungan dimensi tangki Rasio D/H = ¾ Volume shell, Vs

= 14 π D 2 H

Volume tangki, Vt

= Vs = 14 π D 2 H = 8,211949 m3

Dengan substitusi H diperoleh:

Vt

Diameter tangki, D =

3

=

3

=

4 3

D

=

4 3

× 1,98706749 = 2,649423 m

Tinggi tangki, H

1 3

π

8,211949 1 3

π

= 1,98706749 m (78,23084709 in)

Diameter tutup, Dc = 1,987067 m


c. Perhitungan tebal dinding shell tangki Tekanan uap, Pu

= 4,241 kPa (< 1 atm)

Tekanan izin, S

= 12650 Psi

Ef. Sambungan, E = 0,85 Izin korosi, CA

= 0,125 in.

Tinggi level, Hf

=

=

Vf Vt

×H

6,843291 × 2,649423 = 2,207853 m 8,21194908

Tek. hidrostatis, PH = ρ g Hf = 1363 × 9,8 × 2,207853 = 29491,17255 Pa (4,27733127 Psi)

Faktor kelonggaran diambil 10% dari total Tekanan desain, Pd = (1 + 0,1) × PH = 1,1 × . 4,27733127 = 4,705064397 Psi Tebal baja shell, ts = =

Pd D + CA 2 S E −1,2 Pd 4,705064 × 78,2308471 + 0,125 2 × 12650 × 0,85 − 1,2 × 4,705064

= 0,142121 in. Dipakai baja dengan tebal 1/4 in.

d. Tebal dinding tutup tangki Tebal dinding tutup bawah diambil sama dengan tebal dinding shell ¼ in. Tebal dinding tutup atas diambil sama dengan tebal dinding shell ¼ in. e. Perhitungan pengaduk Jenis pengaduk : six blade flat turbin impeller Jumlah baffle

: 4 buah


motor

H W

L

E Da

J

Gambar LD-2: Sketsa perancangan pengaduk Perbandingan ukuran tangki dari Waren L., Mc.Cabe (1994):

Da 1 H J W 1 L 1 E 1 = ; = 1; = ; = 1; = ; = Dt 3 Dt Dt 12 Da Da 5 Da 4 Diameter tangki, (Dt) = 1,98706749 m Diameter turbin, (Da) = 0,66 m = 2,173057007 ft Tinggi baffle, (H)

= 1,99 m

Lebar baffle, (J)

= 0,17 m

Jarak pengaduk, (E)

= 0,66 m

Lebar impeller, (W)

= 0,132 m

Panjang impeller, (L) = 0,166 m Turbin beroperasi pada 1 putaran/dtk Viskositas alum 30 % = 6,72×10-4 lb/ft⋅detik

(Othmer, 1967)

Bilangan Reynold,

N Re =

Da2 n ρ

µ

=

2,173057 2 × 1 × 85,0891 = 597.923,83 6,72 × 10 − 4

Karena NRe > 10000 , KT = 6,3 P

=

K T n 3 Da5 ρ 6,3 × 13 × 2,173057 5 × 85,0891 = gc 32,174


= 807,4543645 lbf/s =

807,454364 = 1,468098845 hp; efisiensi motor 0,8 maka daya motor yang 550

dipakai: Pm = 1,468098845 / 0,8 = 1,835123556 hp (dipakai 2 hp).

8. Pompa Larutan Alum (PU-02) Fungsi

: Menginjeksi larutan alum

Jenis

: Dose pump

Material : Carbon steel SA-283 grade C Jumlah : 1 unit Data: Laju massa, F


Suhu operasi

= 30oC

Densitas Fluida, ρ = 1363 kg/m3 (85,0921 lb/ft3)

(Perry, 1997)


(Perry, 1997)

a. Spesifikasi pipa Laju volumetric, Q = =

F

ρ 0,002644 = 3,10786.10-5 ft3/s 85,0921

Diam. Optimum, Do = 3,9 × Q 0,45 × ρ 0,13

(Timmerhaus, 1991)

= 3,9 × (3,10786.10-5) 0,45 × (85,0921) 0,13 = 0,06509 in. Dari Appendik C, Alan Foust (1980) dipakai pipa: Schedule number

= 40

Ukuran nominal

= ⅛ in.


= 0,405 in. (0,03375 ft)

Tebal dinding, t

= 0,068 in. (0,05667 ft)

Luas muka, a”

= 0,05680 in2. (0,0003945 ft2)



Bil. Reynold, Re

Q a"

=

3,10786.10 -5 = 0,077696511 ft/s 0,0003945

=

ρ v di µ

=

85,0921 × 0,077696511 × 0,02242 = 220,63 6,726 × 10 − 4

Dari figure 2.10.3 Geankoplis Friction Factor, f

=

16 16 = = 0,07252 220,63 Bil Re


= 30 ft

Dari Appendik C, Alan Foust (1980): 1 gate valve fully open (L/D = 13) = 1×13×0,02242 = 0,29146 ft 2 elbow 900 standard (L/D = 30)

= 2×30×0,02242 = 1,3452 ft

Pipe entrance (k = 0,5; L/D = 18)

= 18×0,02242 = 0,20778 ft

Pipe exit (k = 1; L/D = 35)

= 35×0,02242 = 0,7845 ft


= 32,82447 ft

Faktor gesekan, Ff = f

v 2 ΣL 2 gc di

= (0,073817)

(0,077696511) 2 × 32,82447 = 0,00996 ft.lbf/lbm 2 × 32,17 × 0,02242


= 0,85


= 0 Psi

Kerja pompa, Wf

=

∆P

ρ

+ ∆z

g + Ff gc



=

=

Wf ρ Q 550η

10,00996341 × 85,0921 × 3,053.10 -5 550 × 0,85

= 5,6622.10-5 hp (dipakai pompa 1/20 hp)

9. Tangki Pelarutan Soda Abu (Na2CO3) (TP-02) Fungsi

: Membuat dan menyimpan larutan soda abu


: Carbon Steel SA–283 grade C

a. Perhitungan volume tangki Na2CO3 yang digunakan berupa larutan 30% (berat) Laju massa Na2CO3 = 0,699555 kg/jam (dari Bab 7)

0,699555 = 2,331851373 kg/jam 0,3

Laju massa, F

=

Waktu tinggal, t

= 30 hari

Densitas, ρ

= 1327 kg/m3 (82,8417 lb/ft3)


(Perry, 1997)

Ft

ρ 2,331851 × 30 × 24 = 1,265209486 m3 1327


= (1 + 0,2) × 1,265209486 = 1,518251384 m3

b. Perhitungan dimensi tangki Rasio D/H = ½ Volume shell, Vs

= 14 π D 2 H

Volume tangki, Vt

= Vs = 14 π D 2 H = 1,518251 m3




3

=

3

Tinggi tangki, H

Vt 1 2

π

1,518251 1 2

π

= 0,988890059 m (38,93260162 in)

= 2D = 2 ×0,988890059 = 1,97778 m

Diameter tutup, Dc = 0,98889 m c. Perhitungan tebal dinding shell tangki Tekanan uap, Pu

= 4,241 kPa (< 1 atm)

Tekanan izin, S

= 12650 Psi


= 0,125 in.

Tinggi level, Hf

=

=

Vf Vt

×H

1,265209 × 1,97778 = 1,64815 m 1,518251

Tek. hidrostatis, PH = ρ g Hf = 1327 × 9,8 × 1,64815 = 21433,5328 Pa (3,108669 Psi) Faktor kelonggaran diambil 10% dari total Tekanan desain, Pd = (1 + 0,1) × PH = 1,1 × 3,108669 = 3,419537 Psi Tebal baja shell, ts = =

Pd D + CA 2 S E −1,2 Pd 3,419537 × 38,9326016 + 0,125 2 × 12650 × 0,85 − 1,2 × 3,419537

= 0,13 in. (Dipakai baja dengan tebal 1/4 in). d. Tebal dinding tutup tangki Tebal dinding tutup bawah diambil sama dengan tebal dinding shell 1/4 in. Tebal dinding tutup atas diambil sama dengan tebal dinding shell 1/4 in. e. Perhitungan pengaduk Jenis pengaduk : six blade flat turbin impeller


Jumlah baffle

: 4 buah

Perbandingan ukuran tangki dari Waren L., Mc.Cabe (1994):

Da 1 H J 1 E W 1 L 1 = ; = 1; = ; = 1; = ; = (Gambar LD-02) Dt 3 Dt Dt 12 Da Da 5 Da 4 Diameter tangki, (Dt) = 0,98889 m Diameter turbin, (Da) = 0,33 m = 1,08145 ft Tinggi baffle, (H)

= 0,99 m

Lebar baffle, (J)

= 0,08 m

Jarak pengaduk, (E)

= 0,33 m

Lebar impeller, (W)

= 0,066 m

Panjang impeller, (L) = 0,082 m Turbin beroperasi pada 60 putaran/mnt = 1 putaran/dtk Viskositas alum 30 % = 3,69×10-4 lb/ft⋅detik

(Othmer, 1967)

Bilangan Reynold,

Da2 n ρ

N Re = P =

µ

=

1,08145 2 × 1 × 82,8417 = 262563,66 3,69 × 10 − 4

K T n 3 Da5 ρ 6,3 × 13 × 1,08145 5 × 82,8417 = gc 32,174 = 23,99772202 lbf/s =

23,997722 = 0,04363 hp; efisiensi motor 0,8 maka daya motor yang dipakai: 550

Pm = 0,04363/0,8 = 0,05454 hp (dipakai 3/4 hp).

10. Pompa Larutan Soda Abu (PU-03) Fungsi

: Menginjeksi larutan soda abu

Jenis

: Dose pump

Material : Carbon steel SA-283 grade C Jumlah : 1 unit Data: Laju alir, F

= 2,3319 kg/jam (0,001428 lb/s)

Suhu operasi

= 30oC

Densitas Fluida, ρ = 1327 kg/m3 (82,8446 lb/ft3)

(Perry, 1997)



(Perry, 1997)


F

ρ 0,001428 82,8446

= 0,0000172 ft3/s Diam. Optimum, Do = 3,9 × Q 0,45 × ρ 0,13

(Timmerhaus, 1991)

= 3,9 × (0,0000172) 0,45 × (82,8446) 0,13 = 0,04975 in. Dari Appendik C, Alan Foust (1980) dipakai pipa: Schedule number

= 40

Ukuran nominal

= ⅛ in.


= 0,405 in. (0,03375 ft)

Tebal dinding, t

= 0,068 in. (0,00567 ft)

Luas muka, a”

= 0,0003945 ft2


Bil. Reynold, Re

Q a"

=

0,0000172 = 0,04309 ft/s 0,0003945

=

ρ v di µ

=

82,8446 × 0,04309 × 0,02242 = 216,9 3,694 × 10 − 4

Dari persamaan 2.7.10, Geankoplis (1997): Friction Factor, f

= 16/NRe = 16/216,9 = 0,073766


= 50 ft

Dari Appendik C, Alan Foust (1980):


1 gate valve fully open (L/D = 13) = 1×13×0,02242 = 0,29146 ft 2 elbow 900 standard (L/D = 30)

= 2×30×0,02242 = 1,3452 ft


= 18×0,02242 = 0,40334 ft


= 35×0,02242 = 0,7845 ft


= 52,82447 ft

Friksi pada pipa, Ff = f

v 2 ΣL 2 gc di

= (0,075064)

(0,04309) 2 × 52,82447 2 × 32,17 × 0,02242

= 0,003118 ft.lbf/lbm d. Perhitungan daya pompa Efisiensi motor, η

= 0,85


= 0 Psi

Kerja pompa, Wf

=

∆P

ρ

+ ∆z

g + Ff gc


=

=

Wf ρ Q 550η

10,003118 × 82,8446 × 0,0000169 550 × 0,85

= 3,0555.10-5 hp (dipakai pompa 1/20 hp) 11. Clarifier (CL) Fungsi

: Mengendapkan flok yang terbentuk karena penambahan alum dan soda abu

Material : Carbon steel SA-283, Grade C Bentuk : Tangki dengan bagian bawah konis Reaksi koagulasi: Al2(SO4)3 + 3Na2CO3 + 3H2O → 2Al(OH)3↓ + 3Na2SO4 + 3CO2 a. Perhitungan kecepatan terminal pengendapan


Laju massa air

= 25909,4597 kg/jam

Laju massa larutan alum

= 4,318243283 kg/jam

Laju massa larutan soda

= 2,331851373 kg/jam

Densitas larutan alum

= 1363 kg/m3 (85,0921 lb/ft3)

(Perry, 1997)

Densitas larutan soda abu

= 1327 kg/m3 (82,8417 lb/ft3)

(Perry, 1997)

Densitas air

= 996,2 kg/m3 (62,16 lb/ft3)

(Perry, 1997)

Massa total, mt = 25909,4597 + 4,318243283 + 2,331851373 = 25916,1098 kg/jam Volume total, Vt =

25909,4597 4,31824328 2,33185137 = 26,01321663 m3/jam + + 996,2 1363 1327

Densitas larutan, ρ =

25916,1098 Massa total = = 996,2670 kg/m3 (0,996 gr/cm3) 26,0132166 Volum total

Densitas flok didekati dari densitas rata-rata padatan alum dan soda abu Massa alum solid

= 1,295472985 kg/jam

Massa soda abu solid

= 0,699555412 kg/jam

Densitas alum solid

= 2710 kg/m3

(Perry, 1997)

3

(Perry, 1997)

Densitas soda abu solid = 2533 kg/m Massa padatan total

= 1,295472985 + 0,69955541 = 1,995028397 kg/m3

Volume padatan total

=

1,29547298 0,69955541 = 0,00075421 m3 + 2710 2533

Densitas padatan, ρs

=

1,9950284 Massa total = = 2645,18 kg/m3 (2,645 gr/cm3) 0,00075421 Volum total

Menurut Hukum Stokes: us =

us

( ρs − ρ ) g D p

2

18 μ = kecepatan terminal pengendapan, cm/s

Dp = diameter flok = 0,002 cm g

(Ulrich, 1984)

(Perry, 1997) 2

= percepatan gravitasi = 980 cm/s

µ = viskositas larutan pada 30°C = 0,0345 gr/cm⋅s ~ µ air

(Perry, 1997)

(2,645 − 0,9962) × 980 × 0,0022 = 0,0104 cm/s 18 × 0,0345

(Ulrich, 1984)

us =


b. Perhitungan dimensi clarifier Laju alir volumetrik, Q =

25916,1098 kg/jam = 26,01321663 m3/jam 3 996,2662 kg/m

Ditetapkan tinggi clarifier, H = 10 ft = 3,0480 m (304,8 cm) Waktu pengendapan, τ =

304,8 H = = 29283,73057 dtk (8,134369602 jam) 0,0104 us

= 26,01321663 m3/jam × 8,134369602 jam = 211,601119 m3

Volume clarifier, Vc

Tinggi konis, Hk = ⅓ H = ⅓ × 3,0480 = 1,0160 m Tinggi shell, Hs  4V  D =  π H 

= 3,0480 – 1,0160 = 2,032 m

1/ 2

 4.211,601119  =   3,14.10 

1/ 2

= 9,404030508 m = 370,2366811 in

c. Perhitungan tebal dinding clarifier Tekanan izin, S

= 12650 Psi untuk carbon steel SA-283 grade C


= 0,125 in.

Tek. hidrostatis, PH = ρ g H = 996,2662 × 9,8 × 3,0480 = 29758,8699 Pa (4,3161 Psi) Faktor kelonggaran diambil 10% dari total Tekanan desain, Pd = (1 + 0,1) × 4,3161 = 1,1 × 4,3156 = 4,74771 Psi Tebal baja shell, ts = =

Pd D + CA 2 S E −1,2 Pd 4,74771 × 366,968209 + 0,125 2 × 12650 × 0,85 − 1,2 × 4,74771

= 0,206 in. Dipakai baja dengan tebal 3/8 in. d. Perhitungan daya motor penyapu flok Daya motor yang dibutuhkan:


P = 0,006 D2

(Ulrich, 1984)

P = 0,006×(9,40403051)2 = 0,530614739 kW (0,711565963 hp) Digunakan daya motor standar 1 hp

12. Tangki Utilitas - 01 (TU-01) Fungsi

: Menampung air dari clarifier


: Carbon steel SA-283 grade C

a. Perhitungan volume tangki Laju massa, F

= 25909,46 kg/jam

Waktu tinggal, t

= 12 jam

Densitas, ρ

= 996,2 kg/m3


(Perry, 1997)

Ft

ρ 25909,46 × 12 = 312,0995 m3 996,2


= (1 + 0,1) × 312,0995 = 343,3094439 m3


= 14 π D 2 H

Volume tangki, Vt

= 14 π D 2 H = 343,3094 m3


Vt


3

=

3

=

4 3

D

=

4 3

×6,896453077 = 9,195271 m

Tinggi tangki, H

1 3

π

343,3094 1 3

π

= 6,896453077 m (271,5133577 in)

Diameter tutup, Dc = 6,855804917 m


c. Perhitungan tebal dinding shell tangki Tekanan izin, S

= 12650 Psi untuk SA-283 grade C


= 0,125 in.

Tinggi level, Hf

=

=

Vf Vt

×H

312,0995 × 9,195271 = 8,359337063 m 343,3094439

Tek. hidrostatis, PH = ρ g Hf = 996,2×9,8×8,359337063 = 81610,20151 Pa (11,83655436 Psi) Faktor kelonggaran diambil 10% dari total Tekanan desain, Pd = (1 + 0,1) × PH = 1,1×11,83655436 = 13,02020979 Psi Tebal baja shell, ts = =

Pd D + CA 2 S E −1,2 Pd 13,02021 × 271,5133577 + 0,125 2 × 12650 × 0,85 − 1,2 × 12,9434713,02021

= 0,2895 in (dipakai baja dengan tebal 5/8 in.) d. Tebal dinding tutup tangki Tebal dinding tutup bawah diambil sama dengan tebal dinding shell 5/8 in. Tebal dinding tutup atas diambil sama dengan tebal dinding shell 5/8 in. 13. Pompa Tangki Utilitas - 01 (PU-04) Fungsi

: Memompa air dari TU-01 ke sand filter

Jenis




Suhu operasi

= 30oC


(Perry, 1997)



(Perry, 1997)


F

ρ


(Timmerhaus, 1991)

= 3,9 × (0,2551) 0,45 × (62,2) 0,13 = 3,608 in.


= 40

Ukuran nominal

= 8 in.


= 8,625 in. (0,718 ft)

Tebal dinding, t

= 0,322 in. (0,0268 ft)

Luas muka, a”

= 0,3474 ft2


Q a"




ε di



4,6.10 −5 = 0,0002269 0,2027

= 0,0041


= 30 ft


= 1×30×0,665 = 19,95 ft


= 45×0,665 = 29,92 ft


= 70×0,665 = 46,55 ft


= 30+8,64+19,95+29,92+46,55 = 135,0821 ft = f


= (0,0041)

v 2 ΣL 2 gc di

(0,7343) 2 × 135,0821 = 0,0069 ft.lbf/lbm 2 × 32,17 × 0,665


= 0,85


= 0 Psi

Kerja pompa, Wf

=

∆P

ρ

+ ∆z

g + Ff gc


=

=

Wf ρ Q 550η

50,0069 × 62,2 × 0,25 550 × 0,85

= 1,66 hp (dipakai pompa 2 hp) 14. Sand Filter (SF) Fungsi

: Menyaring sisa kotoran yang masih terbawa dalam TU-01


Bentuk : Silinder Vertikal dengan tutup atas dan bawah ellipsoidal Bahan


Jumlah : 1 unit a. Perhitungan volume Laju massa, F

= 25454,01836 kg/jam (15,58775802 lb/s)

Waktu tinggal, t

= 1 jam

Densitas, ρ

= 996,2 kg/m3

(Perry, 1997)

Diperkirakan laju massa air keluaran sand filter tereduksi sampai 20% Volume air sisa, Vf = =

0,2 F t

ρ 0,2 × 25454,02 × 1 = 5,110222518 m3/1jam operasi 996,2

Faktor keamanan 10% volume air Volume ruang kosong di atas media penyaring, Vb = (1 + 0,1) × 5,1102 = 5,62124 m3 b. Perhitungan dimensi tangki Tinggi media penyaring, Hm = 60,96 + 31,75 + 17,78 = 110,49 cm = 1,1049 m Direncanakan diameter sand filter, D = 2 m Rasio axis tutup = ½; tinggi tutup, Hc = ¼ D = ¼ ×2 = 0,5 m Volume tutup, Vc =

1 24

π D 3 (untuk rasio axis ½)

Volume ruang kosong, Vb = 14 π D 2 ( H b − 14 D) + Tinggi ruang kosong, Hb =

1 24

π D 3 = 5,62124477 m3

25,106 − 241 π × 2 3 1 + 4 × 2 = 2,18421808 m 2 1 4π ×2

Tinggi strainer head, Hh = ⅛ D = ⅛ × 2 = 0,25 m Tinggi shell, H

= (Hb - Hc) + Hm +Hh = (2,18421808 – 0,5) + 1,1049 + 0,25 = 3,03911808 m

Diameter tutup, Dc = 2 m (78,74 ft) c. Perhitungan tebal dinding shell tangki Tekanan desain dihitung berdasarkan berat media saring dan air saat beroperasi Densitas media saring, ρ = 2243 kg/m3 (diambil sebagai densitas pasir) Tekanan izin, S




= 0,125 in.

Tek. total, Pt

= (1 - ε) ρm g Hm+ρa g Hf (ε = fraksi lowong media, diambil 0,2) = (1-0,2) ×2243×9,8×1,1049 + 996,2×9,8×( 3,03911808+2×0,5) = 58862,73951 Pa (8,690713872 Psi)

Faktor kelonggaran diambil 10% dari total Tekanan desain, Pd = (1 + 0,1) × Pt = 1,1 × 8,690713872 = 9,559785259 Psi Tebal baja shell, ts = =

Pd D + CA 2 S E −1,2 Pd 9,55978526 × 78,74 + 0,125 2 × 12650 × 0,85 − 1,2 × 9,55978526

= 0,16 in. Dipakai baja dengan tebal 1/8 in. d. Tebal dinding tutup tangki Tebal dinding tutup bawah diambil sama dengan tebal dinding shell 1/8 in. Tebal dinding tutup atas diambil sama dengan tebal dinding shell 1/8 in. 0,5 Distributor air

1,3288

Regeneration channel

1,1049

0,075 Regeneration channel

Gambar LD-3: Sketsa perancangan sand filter 15. Menara Air (MA) Fungsi

: Mendistribusikan air untuk berbagai keperluan

Bentuk : Silinder Vertikal dengan tutup atas dan bawah datar


Bahan



= 25909,46 kg/jam

Waktu tinggal, t

= 12 jam

Densitas, ρ

= 996,2 kg/m3


(Perry, 1997)

Ft

ρ 25909,46 × 12 = 312,0995 m3 996,2


= (1 + 0,1) × 312,0995 = 343,3094439 m3


= 14 π D 2 H

Volume tangki, Vt

= 14 π D 2 H = 343,3094 m3


Vt


3

=

3

=

4 3

D

=

4 3

×6,896453077 = 9,195271 m

Tinggi tangki, H

1 3

π

343,3094 1 3

π

= 6,896453077 m (271,5133577 in)

Diameter tutup, Dc = 6,855804917 m c. Perhitungan tebal dinding shell tangki Tekanan izin, S

= 12650 Psi untuk SA-283 grade C


= 0,125 in.

Tinggi level, Hf

=

Vf Vt

×H


=

312,0995 × 9,195271 = 8,359337063 m 343,3094439

Tek. hidrostatis, PH = ρ g Hf = 996,2×9,8×8,359337063 = 81610,20151 Pa (11,83655436 Psi) Faktor kelonggaran diambil 10% dari total Tekanan desain, Pd = (1 + 0,1) × PH = 1,1×11,83655436 = 13,02020979 Psi Tebal baja shell, ts = =

Pd D + CA 2 S E −1,2 Pd 13,02021 × 271,5133577 + 0,125 2 × 12650 × 0,85 − 1,2 × 12,9434713,02021

= 0,2895 in (dipakai baja dengan tebal 5/8 in.) d. Tebal dinding tutup tangki Tebal dinding tutup bawah diambil sama dengan tebal dinding shell 5/8 in. Tebal dinding tutup atas diambil sama dengan tebal dinding shell 5/8 in. e. Perhitungan tinggi menara Tekanan air minimum keluar menara direncanakan 1,2 atm (121560 Pa) Tinggi menara, Ht =

Pd 121560 = = 12,45 m 996,2 × 9,8 ρg

Tekanan air maksimum, Pm = 996,2×9,8×(12,45+9,141) = 210787,1 Pa (2,0803 atm)

16. Cation Exchanger (CE) Fungsi

: Mengurangi kesadahan air

Bentuk : Silinder Vertikal dengan tutup atas dan bawah elipsoidal Bahan

: Carbon Steel SA-283 grade C

Jumlah : 1 unit a. Dimensi cation exchanger Dari Bab VII, diperoleh: Diameter CE, D

= 1 ft (12 in)

Luas penampang CE, A

= 0,7854 ft2

Tinggi resin CE, Hr

= 2,5 ft (0,762 m)


Tinggi tutup CE, Hc

= ½ (½ D) = ¼ ×1 = 0,25 ft (0,0762 m)

Tinggi resin head, Hh

= ¼ D = ¼ ×1 = 0,25 ft (0,0762 m)

Tinggi shell CE, H

= Hr + 2Hh = 2,5 + 2×0,25 = 3,0 ft (0,9144 m)

b. Tebal plat dinding cation exchanger Tekanan desain dihitung berdasarkan berat resin dan air saat beroperasi Densitas resin, ρ

= 1173 kg/m3 (Doulite C-10)

Tekanan izin, S


(Nalco, 1979)

(Brownell,1959) Ef. Sambungan, E = 0,85 Izin korosi, CA

= 0,125 in.

Tek. total, Pt

= (1 - ε) ρr g Hr + ρa g Hf (ε = fraksi lowong resin, diambil0,1) = (1-0,1) ×1173×9,8×0,762 + 996,2×9,8×(0,9144+2×0,0762) = 18298,45769 Pa (2,654 Psi)

Faktor kelonggaran diambil 10% dari total Tekanan desain, Pd = (1 + 0,1) × Pt = 1,1 × 2,654 = 2,9194 Psi Tebal baja shell, ts = =

Pd D + CA 2 S E −1,2 Pd 2,9194 × 12 + 0,125 2 × 12650 × 0,85 − 1,2 × 2,9194

= 0,1266 in. Dipakai baja dengan tebal ¼ in.

c. Tebal plat tutup cation exchanger Tebal dinding tutup bawah diambil sama dengan tebal dinding shell ¼ in. Tebal dinding tutup atas diambil sama dengan tebal dinding shell ¼ in. 17. Pompa Cation Exchanger (PU-06) Fungsi

: Memompa air dari cation exchanger ke anion exchanger

Jenis




Data: Laju alir, F


Suhu operasi

= 30oC


(Perry, 1997)


(Perry, 1997)


F

ρ 0,93062 62,2


(Timmerhaus, 1991)


= 40

Ukuran nominal

= 3/8 in.


= 0,675 in. (0,056249 ft)

Tebal dinding, t

= 0,091 in. (0,007583 ft)

Luas muka, a”

= 0,00133 ft2


Bil. Reynold, Re

Q a"

=

0,014964036 = 11,25115467 ft/s 0,00133

=

ρ v di µ

=

62,2 × 11,25115467 × 0,041083 = 53.427,18 5,388 × 10 − 4

Dari Appendik C, Alan Foust (1980): Digunakan material pipa berupa comercial steel


Faktor roughness, ε = 0,000046 Relative roughness =


ε di

0,000046 = 0,0036735 0,012522

= 0,008


= 30 ft

Dari Appendik C, Alan Foust (1980): 1 gate valve fully open (L/D = 13) = 1×13×0,041082 = 0,534 ft 3 elbow 90o standard (L/D = 30)

= 3×30×0,041082 = 3,697 ft

Sharp edge (k = 0,5; L/D = 17)

= 17×0,041082 = 0,69841 ft

Sharp edge (k = 1; L/D = 45)

= 45×0,041082 = 1,8487 ft


= 36,778 ft

f v 2 ΣL Friksi pada pipa, Ff = 2 gc di

0,008 × (11,25115467) 2 × 36,778 = 2 × 32,17 × 0,0410 = 14,09087657 ft.lbf/lbm d. Perhitungan daya pompa Efisiensi motor, η

= 0,85


= 0 Psi

Kerja pompa, Wf

=

∆P

ρ

+ ∆z

g + Ff gc


=

=

Wf ρ Q 550η

34,09087657 × 62,2 × 0,014964036 550 × 0,85


= 0,067862346 hp (dipakai pompa 1/20 hp).

18. Anion Exchanger (AE) Fungsi

: Mengurangi kesadahan air

Bentuk : Silinder Vertikal dengan tutup atas dan bawah elipsoidal Bahan


Jumlah : 1 unit a. Dimensi anion exchanger Dari Bab VII, diperoleh: Diameter AE, D

= 1 ft (12 in)

Luas penampang AE, A = 0,7854 ft2 Tinggi resin AE, Hr

= 3,5 ft (1,0668 m)

Tinggi tutup AE, Hc

= ½ (½ D) = ¼ ×1 = 0,25 ft (0,0762 m)

Tinggi resin head, Hh

= ¼ D = ¼ ×1 = 0,25 ft (0,0762 m)

Tinggi shell AE, H

= Hr + 2Hh = 3,5 + 2×0,25 = 4,0 ft (1,2192 m)

b. Tebal plat dinding anion exchanger Tekanan desain dihitung berdasarkan berat resin dan air saat beroperasi Densitas resin, ρ

= 1198 kg/m3 (resin merek dowex 2)

Tekanan izin, S


(Nalco, 1997)

(Brownell, 1959) Ef. Sambungan, E = 0,85 Izin korosi, CA

= 0,125 in.

Tek. total, Pt

= (1 - ε) ρr g Hr + ρa g Hf (ε = fraksi lowong resin, diambil0,1) = (1-0,1) ×1198×9,8×1,0668 + 996,2×9,8×(1,2192+2×0,0762) = 24662,8 Pa (3,577 Psi)

Faktor kelonggaran diambil 10% dari total Tekanan desain, Pd = (1 + 0,1) × Pt = 1,1 × 3,577 = 3,9347 Psi Tebal baja shell, ts =

Pd D + CA 2 S E −1,2 Pd


=

3,9347 × 12 + 0,125 2 × 12650 × 0,85 − 1,2 × 3,9347

= 0,1272 in. Dipakai baja dengan tebal ¼ in.

c. Tebal plat tutup tangki Tebal dinding tutup bawah diambil sama dengan tebal dinding shell ¼ in. Tebal dinding tutup atas diambil sama dengan tebal dinding shell ¼ in. 19. Pompa Anion Exchanger (PU-07) Fungsi

: Memompa air dari anion exchanger ke deaerator

Jenis




Suhu operasi

= 30oC


(Perry, 1997)


(Perry, 1997)


F

ρ 0,93062 62,2


(Timmerhaus, 1991)


= 40

Ukuran nominal

= 3/8 in.


= 0,675 in. (0,056249 ft)


Tebal dinding, t

= 0,091 in. (0,007583 ft)

Luas muka, a”

= 0,00133 ft2


Bil. Reynold, Re

Q a"

=

0,014964036 = 11,25115467 ft/s 0,00133

=

ρ v di µ

=

62,2 × 11,25115467 × 0,041083 = 53.427,18 5,388 × 10 − 4

Dari Appendik C, Alan Foust (1980): Digunakan material pipa berupa comercial steel Faktor roughness, ε = 0,000046 Relative roughness =


ε di

0,000046 = 0,0036735 0,012522

= 0,008


= 30 ft


= 3×30×0,041082 = 3,697 ft


= 17×0,041082 = 0,69841 ft


= 45×0,041082 = 1,8487 ft


= 36,778 ft

f v 2 ΣL Friksi pada pipa, Ff = 2 gc di =

0,008 × (11,25115467) 2 × 36,778 2 × 32,17 × 0,0410


= 14,09087657 ft.lbf/lbm d. Perhitungan daya pompa Efisiensi motor, η

= 0,85


= 0 Psi

Kerja pompa, Wf

=

∆P

ρ

+ ∆z

g + Ff gc


=

=

Wf ρ Q 550η

34,09087657 × 62,2 × 0,014964036 550 × 0,85

= 0,067862346 hp (dipakai pompa 1/20 hp). 20. Deaerator (DE) Fungsi

: Menghilangkan gas-gas terlarut dalam air umpan ketel

Bentuk : Silinder horizontal dengan tutup elipsoidal Bahan



= 1049,604 kg/jam (dari Bab 7)

Waktu tinggal, t

= 1 jam

Densitas, ρ

= 962,7 kg/m3 (suhu operasi 90oC)


(Perry, 1997)

Ft

ρ 1049,604 × 1 = 1,090272 m3 962,7

Ruang bebas direncanakan 20% volume fluida Volume tangki, Vt

= (1 + 0,2) × 1,090272 = 1,308325933 m3

b. Perhitungan dimensi tangki Rasio D/L = ¾


Rasio axis tutup = ½ Volume shell, Vs

= 14 π D 2 H

Volume tutup, Vc

=

Volume tangki, Vt

= Vs + 2Vc = 14 π D 2 H +

1 24

π D 3 (untuk rasio axis ½) 2 24

π D 3 = 1,308325933 m3

Dengan substitusi L diperoleh:

Vt π + 241 π


3

=

3

1,308325933 = 1,035742216 m (40,77717104 in) 1 1 3 π + 24 π

=

4 3

D

=

4 3

×1,035742216 = 1,380989621 m

Panjang tangki, L

1 3

Diameter tutup, Dc = 1,035742216 m Panjang tutup, Lc

=

1 2

( 12 D ) = ¼×1,035742216

= 0,258935554 m


= 12650 Psi (carbon steel SA-53 grade A)


= 0,125 in.

Tinggi level, Hf

=

=

Vf Vt

×D

1,090272 × 1,035742216 = 0,863119 m 1,308325933

Tek. hidrostatis, PH = ρ g Hf = 962,7×9,8×0,863119 = 8143,057089 Pa (1,181050115 Psi) Faktor kelonggaran diambil 10% dari total Tekanan desain, Pd = (1 + 0,1) × PH = 1,1 × 1,181050115 = 1,299155126 Psi Tebal baja shell, ts = =

Pd D + CA 2 S E −1,2 Pd 1,299155126 × 1,035742216 + 0,125 2 × 12650 × 0,85 − 1,2 × 1,299155126


= 0,1250 in. Dipakai baja dengan tebal 1/4 in. d. Tebal dinding tutup tangki Tebal dinding tutup diambil sama dengan tebal dinding shell 1/4 in.

e. Daya pemanas listrik Pemanas deairator menggunakan resistance electrical heater Kondisi air masuk : 30oC, 101,3 kPa Kondisi air keluar : 90oC, 101,3 kPa Dari Smith (1987) steam tables; H(air; 30oC, 101,3 kPa) = 125,7 + 0,001004×(101,3-4,241) = 125,797 kJ/kg H(air; 90oC, 101,3 kPa) = 376,9 + 0,001036×(101,3-4,241) = 377,000 kJ/kg ∆H = 374,000-125,797 = 248,203 kJ/kg Daya pemanas, P =

251,203 × 260,5839 kJ 3600 s

= 18,183 kW =

18,183 = 24,384 hp 0,7457

21. Tangki Boiler Feed Water (BFW) Fungsi

: Menyimpan air umpan ketel untuk sementara

Bentuk : Silinder vertikal dengan tutup atas elipsoidal dan bawah datar Bahan



= 1049,604 kg/jam

Waktu tinggal, t

= 1 hari

Densitas, ρ

= 962,7 kg/m3 (suhu operasi 90oC)

Volume Fluida, Vf =

(Perry, 1997)

Ft

ρ


=

1049,604 × 24 = 26,16652 m3 962,7


= (1 + 0,2) × 26,16652 = 31,3998224 m3

b. Perhitungan dimensi tangki Rasio D/L = ¾ Rasio axis tutup = ½ Volume shell, Vs

= 14 π D 2 H

Volume tutup, Vc

=

Volume tangki, Vt

= Vs + 2Vc = 14 π D 2 H +

1 24


π D 3 = 31,3998224 m3

Dengan substitusi L diperoleh: Diameter tangki, D =

3

Vt 1 1 3 π + 24 π

=

3

31,3998224 = 2,987597532 m (117,6217148 in) 1 1 3 π + 24 π

=

4 3

D

=

4 3

×2,987597532= 3,983463376 m

Tinggi tangki, H

Diameter tutup, Dc = 2,987597532 m Tinggi elips, Hc

=

1 2

( 12 D ) = ¼×2,987597532 = 1,494 m


= 12650 Psi (carbon steel SA-53 grade A)


= 0,125 in.

Tinggi level, Hf

=

=

Vf Vt

× (H + H c )

26,16652 × (3,983463376 + 1,494) 31,3998224

= 4,564 m Tek. hidrostatis, PH = ρ g Hf


= 962,7×9,8×4,564 =43058,87 Pa (6,245035 Psi) Faktor kelonggaran diambil 10% dari total Tekanan desain, Pd = (1 + 0,1) × PH = 1,1 × 6,245035 = 6,869 Psi Tebal baja shell, ts = =

Pd D + CA 2 S E −1,2 Pd 6,869 × 2,987597532 + 0,125 2 × 12650 × 0,85 − 1,2 × 6,869

= 0,125 in. Dipakai baja dengan tebal 1/4 in. d. Tebal dinding tutup tangki Tebal dinding tutup diambil sama dengan tebal dinding shell 1/4 in

22. Pompa BFW (PU-08) Fungsi

: Memompa air dari tangki BFW ke ketel uap

Jenis

: Centrifugal aliran radial



Suhu operasi

= 90oC


(Perry, 1997)


(Perry, 1997)


F

ρ 0,642766 60,09911


(Timmerhaus, 1991)


= 3,9 × (0,0106951) 0,45 × (60,09) 0,13 = 0,8618877 in.

Dari Appendik C, Alan Foust (1980) dipakai pipa: Schedule number

= 40

Ukuran nominal

= ½ in.


= 0,84 in. (0,07 ft)

Tebal dinding, t

= 0,109 in. (0,0091 ft)

Luas muka, a”

= 0,00211 ft2


Bil. Reynold, Re

Q a"

=

0,0106951 = 5,068769088 ft/s 0,00211

=

ρ v di µ

=

60,09 × 5,068769088 × 0,0518 = 58.744,25 2,69 × 10 − 4

Dari Appendik C, Alan Foust (1980): Digunakan material pipa berupa comercial steel Faktor roughness, ε = 0,000046 Relative roughness =


ε di

0,000046 = 0,0029116 0,015799

= 0,008


= 30 ft


= 2×30×0,0518 = 3,108 ft



= 19×0,0518 = 0,984823 ft


= 46×0,0518 = 2,384 ft


= 37,15293 ft

Friksi pada pipa, Ff =

f v 2 ΣL 2 gc di

0,008 × (5,068769088) 2 × 37,1529 = 2 × 32,17 × 0,0518 = 2,289824809 ft.lbf/lbm d. Perhitungan daya pompa Efisiensi motor, η

= 0,85


= 0 Psi

Kerja pompa, Wf

=

∆P

ρ

+ ∆z

g + Ff gc


=

=

Wf ρ Q 550η

22,289825 × 60,0911 × 0,0106951 550 × 0,85

= 0,030646298 Hp (dipakai pompa 1/20Hp). 23. Menara Pendingin Air/Water Cooling Tower (WCT) Fungsi

: Mendinginkan air pendingin bekas dari 35oC ke 28oC

Jenis

: Counter flow induced draft cooling tower

Material

: Carbon Steel SA–53 Grade B

a. Konsentrasi air dan wet bulb temperature Kondisi air masuk dan keluar menara: Suhu air masuk menara, Tin

= 35oC = 95oF

Suhu air keluar menara, Tout = 28oC = 82,4oF Dari Fig.12-14, Perry, 1997: Wet bulb temperatur = 80oF (aproksimasi) Konsentrasi air

= 2,0 gal/men.ft2


b. Spesifikasi menara pendingin Densitas air 35°C

= 993,965 kg/m3

Laju massa air

= 28395,36 kg/jam

Laju volumetrik air =

(Perry, 1997)

28395,36 = 28,56777 m3/jam 993,965

Faktor keamanan

= 20% volume air

Kapasitas air, Q

= 1,2×28,56777 m3/jam = 34,28132 m3/jam 34,28132 m 3 /jam × 264,17 gal/m 3 = 60 men/jam = 150,9349 gal/menit

Luas menara, A

= kapasitas air / konsentrasi air = (150,9349 gal/menit) / (2 gal/ft2. menit) = 75,46747 ft2

Karena sel menara merupakan kelipatan 20 ft maka kombinasi yang digunakan: Panjang menara = 20 ft dan lebar menara = 20 ft (Ludwig,1977) Luas menara desain, A = 20×20 = 400ft2 Diambil performance menara 95% Dari Fig. 12-15, Perry (1997), diperoleh tenaga kipas 0,035 hp/ft2 Daya yang diperlukan = 0,035 hp/ft2 × 400 ft2 = 14 hp

24. Pompa Menara Pendingin-01 (PU-09) Fungsi

: Mensirkulasi air pendingin dari WCT ke unit proses

Jenis

: Centrifugal aliran radial


= 23962 kg/jam (14,67406 lb/s) (dari Bab 7)

Suhu operasi

= 28oC

Densitas Fluida, ρ

= 996,8 kg/m3 (62,2 lb/ft3)

(Perry, 1997)

Viskositas fluida, µ

= 0,9 cP (6,05×10-4 lb/ft.s)

(Perry, 1997)



F

ρ 14,67406 = 0,2358117 ft3/s 62,2

Diam. Optimum, Do = 3,9 × Q 0,45 × ρ 0,13 = 3,9 × (0,2358117)0,45 × (62,2) 0,13

(Timmerhaus, 1991) = 3,4828683 in.


= 40

Ukuran nominal

= 8 in.


= 8,625 in. (0,7187 ft)

Tebal dinding, t

= 0,322 in. (0,0268 ft)

Luas muka, a”

= 0,3474 ft2


Bil. Reynold, Re

Q a"

=

14,67406 = 0,678790068 ft/s 0,3474

=

ρ v di µ

=

62,2 × 0,678790068 × 0,665 = 46.451,51 6,05 × 10 − 4

Dari Figure 2.10-3 Gean Koplis (1983): Digunakan material pipa berupa comercial steel Faktor roughness, ε = 4,6.10-5 m Relative roughness =


ε di

4,6.10 −5 = 0,00022 0,2027

= 0,0041



= 100 ft


= 1×30×0,665 = 19,95 ft


= 45×0,665 = 29,92 ft


= 70×0,665 = 46,55 ft


= 205,06 ft


v 2 ΣL 2 gc di

(0,678790068) 2 × 205,06 = (0,0041) = 0,0059635 ft.lbf/lbm 2 × 32,17 × 0,665 d. Perhitungan daya pompa Efisiensi motor, η

= 0,85


= 0 Psi

Kerja pompa, Wf

=

∆P

ρ

+ ∆z

g + Ff gc


=

=

Wf ρ Q 550η

50,005963 × 62,2 × 1,09679 550 × 0,85

= 1,5696056 hp (dipakai pompa 2 hp)

25. Tangki Kondensat (CT) Fungsi

: Menampung kondensat bekas untuk digunakan kembali

Bentuk : Silinder horizontal dengan tutup elipsoidal dan insulasi Bahan



Kondisi operasi 150oC; 1 Atm, close tank dengan safety release valve a. Perhitungan volume tangki Laju massa, F

= 5248,022 kg/jam

Waktu tinggal, t

= 1 jam

Densitas, ρ

= 916,59 kg/m3


(Perry, 1997)

Ft

ρ 5248,022 × 1 = 5,725594 m3 916,59


= (1 + 0,2)× 5,725594 = 6,870713056 m3

b. Perhitungan dimensi tangki Rasio D/L = ¾ Rasio axis tutup = ½ Volume shell, Vs

= 14 π D 2 L

Volume tutup, Vc

=

Volume tangki, Vt

= Vs + 2Vc = 14 π D 2 L +

1 24


π D 3 = 6,870713056 m3

Dengan substitusi L diperoleh:

Vt π + 242 π


3

=

3

6,870713056 = 1,800308638 m (70,87815106 in) 1 1 3 π + 24 π

=

4 3

D

=

4 3

×1,800308638 = 2,400411517 m

Panjang tangki, L

1 3

Diameter tutup, Dc = 1,800308638 m Panjang tutup, Lc

=

1 2

( 12 D ) = ½×(½×1,800308638) = 0,450077 m

c. Perhitungan tebal dinding shell tangki Tekanan set safety release valve pada 72 psi Tekanan uap, Pu

= 476 kPa (69,07 Psi) > 14,7 Psi (1 atm)


Tekanan izin, S

= 12650 Psi (carbon steel SA-283 grade C)


= 0,125 in.

Tinggi level, Hf

=

=

Vf Vt

×D

5,725594 × 1,800308638 6,870713056

= 1,500257 m Tek. hidrostatis, PH = ρ g Hf = 916,59×9,8×1,500257 = 13476,1833 Pa (1,954554372 Psi) Faktor kelonggaran diambil 10% dari total Tekanan desain, Pd = (1 + 0,1) × PH = 1,1 × 1,954554372 = 2,150009809 Psi Tebal baja shell, ts = =

Pd D + CA 2 S E −1,2 Pd 2,150009809 × 1,800308638 + 0,125 2 × 12650 × 0,85 − 1,2 × 2,150009809

= 0,125 in. Dipakai baja dengan tebal 1/4 in. 26. Pompa Kondensat (PU-10) Fungsi

: Memompa kondensat ke ketel uap

Jenis



Data: Laju alir, F

= 5248,0224 kg/jam (3,213831 lb/s)

Suhu operasi

= 150oC, 1 atm


(Perry, 1997)

Viskositas fluida, µ = 0,21 cP (1,41 ×10-4 lb/ft.s)

(Perry, 1997)



F

ρ 3,213831 = 0,0561657 ft3/s 57,2227

Diam. Optimum, Do = 3,9 × Q 0,45 × ρ 0,13 = 3,9 × (0,0561657) 0,45 × (57,2227) 0,13

= 1,8063764 in.

Dari Appendik C, Alan Foust (1980) dipakai pipa: Schedule number

= 40

Ukuran nominal

= 1 in.


= 1,315 in. (0,11 ft)

Tebal dinding, t

= 0,133 in. (0,011 ft)

Luas muka, a”

= 0,006 ft2


Bil. Reynold, Re

Q a"

=

0,0561657 = 9,360942408 ft/s 0,006

=

ρ v di µ

=

57,2227 × 9,360942408 × 0,0874 1,41 × 10 − 4

= 331.812,22 Friction Factor, f

= 0,006


= 30 ft

Dari Appendik C, Alan Foust (1980): 1 gate valve fully open (L/D = 160) = 1×13×0,0874 = 1,1364 ft 2 elbow 900 standard (L/D = 30)

= 2×30×0,0874 = 5,244 ft



= 22×0,0874 = 1,923 ft


= 45×0,0874 = 3,933 ft


= 42,238 ft


v 2 ΣL 2 gc di

(9,360942408) 2 × 42,238 = (0,006) = 3,9484351 ft.lbf/lbm 2 × 32,17 × 0,0874


= 0,85


= 0 Psi

Kerja pompa, Wf

=

∆P

ρ

+ ∆z

g + Ff gc


=

=

Wf ρ Q 550η

53,948435 × 57,2227 × 9,360942408 550 × 0,85

= 0,3708687 hp (dipakai pompa 1/8 hp).

27. Pompa Menara Pendingin-02 (PU-11) Fungsi

: memompa air dari menara pendingin menuju unit refigerasi

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1

Bahan konstruksi : commercial steel

Kondisi operasi: - Temperatur

= 28°C

- Densitas air (ρ)

= 995,68 kg/m3 = 62,16 lb/ft3

(Perry, 1997)

- Viskositas air (µ)

= 0,8007 cP = 1,937 lb/ft⋅jam

(Perry, 1997)

- Laju alir massa (F)

= 4665,7743 kg/jam = 2,857268339 lb/detik


Laju alir volume, Q =

F 2,857268 lb /detik = = 0,0459162 ft 3 /s ρ 62,2 lb /ft 3

Diameter optimum, De = 3,9 × Q0,45 × ρ0,13

(Timmerhaus, 1991)

= 3,9 × (0,0459162)0,45× (62,16)0,13 = 1,6678898 in Digunakan pipa dengan spesifikasi: - Ukuran pipa nominal

= 5 in

- Schedule pipa

= 40

- Diameter dalam (ID)

= 5,047 in

= 0,4205 ft

- Diameter luar (OD)

= 5,563 in

= 0,4635 ft

- Luas penampang dalam (at)

= 0,139 ft2

- Bahan konstruksi

= commercial steel

Kecepatan linier, v =

(Appendix C-6a, Foust, 1980)

Q 0,0459162ft 3 /s = = 0,330332387 ft/s at 0,139 ft 2

Bilangan Reynold, N Re =

ρ v D (62,2)(0,330332387 )(0,4205)(3600) = = 14.295,24 1,937 µ

Dari Appendix C-1, Foust, 1980, untuk bahan pipa commercial steel dan diameter pipa 2 in, diperoleh ε

D

= 4,6.10

−5

0,1281

= 0,0003588.

Dari Appendix C-3, Foust, 1980, untuk NRe = 14.295,24 dan ε

D

= 0,0003588, diperoleh

f = 0,0045. Instalasi pipa: - Panjang pipa lurus, L1 = 300 ft - 1 buah gate valve fully open ( L

D

= 13 , Appendix C–2a, Foust, 1980)

L2 = 1 × 13 × 0,4205 = 5,46 ft - 2 buah standard elbow 90° ( L

D

= 30, Appendix C–2a, Foust, 1980)

L3 = 2 × 30 × 0,4205 = 25,23 ft - 1 buah sharp edge entrance (K = 0,5 ; L

D

= 32, Appendix C–2c dan C–2d, Foust,

1980) L4 = 32 × 0,4205 = 13,45 ft


- 1 buah sharp edge exit (K = 1,0 ; L

D

= 62, Appendix C–2c dan C–2d, Foust, 19)

L5 = 62 × 0,4205 = 26,0759 ft Panjang pipa total (ΣL) = 370,2367 ft Faktor gesekan, f v 2 ΣL (0,0045)(0,330332387 ) (370,2367 ) = = 0,0018189 ft ⋅ lb f /lb m gc D 2(32,174 )(0,2556 ) 2

F=

Tinggi pemompaan, ∆z = 15 ft Static head, ∆z

g = 15 ft ⋅ lb f /lb m gc

Velocity head,

∆v 2 =0 2 gc

Pressure head,

∆P =0 ρ

Ws = Δz

g Δv 2 ΔP + + +F gc 2gc ρ

= 15 + 0 + 0 + 0,0018189 = 15,001819 ft ⋅ lb f /lb m Tenaga pompa, P =

Ws Q ρ (15,001819)(0,0459162 )(62,2 ) = = 0,0916882 hp 550.η 550.0,85

Digunakan daya pompa standar 1/10 hp. 28. Tangki Utilitas-02 (TU-02) Fungsi

: Menampung air domestik sebelum didistribusikan

Bentuk


Bahan konstruksi : Carbon steel SA-53, Grade B Jumlah

:1

Kondisi operasi

: Temperatur = 30°C Tekanan

= 1 atm

Data : Laju alir massa air

= 210 kg/jam

Densitas air (ρ)

= 995,68 kg/m3

Kebutuhan perancangan = 30 hari


Faktor keamanan tangki = 20%,

Perhitungan Ukuran Tangki Volume air, Va

=

210 kg/jam x 24 jam/harix30hari 995,68 kg/m3

= 151,7767 m3/hari Volume tangki, Vt

= 1,2 x 151,7767 m3 = 182,13204 m3

Direncanakan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki, H : D = 3 : 2 Volume silinder tangki (Vs)

1 V = πD 2 H 4 1 3  182,2272 m 3 = πD 2  D  4 4  3 18213204 m 3 = πD 3 8 D = 5,3679 m = 17,611 ft Hs = 8,0519 = 26,4167 m Tinggi cairan dalam tangki =

151,7767 m 3 = 6,71 m 1/4π (5,3679) 2

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid = ρ x g x l = 996,24 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 1,37 m = 65,508 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 65,508 + 101,325 kPa = 166,833 kPa Faktor kelonggaran = 10 % Maka, Pdesign = (1,1) (166,833 kPa) = 183,5163 kPa Joint efficiency = 0,85

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12650 psia = 87218,714 kPa

(Brownell,1959)

Tebal dinding tangki:


PD 2SE − 1,2P (183,5163 kPa) (2,18 m) = 2(87.218,714 kPa)(0,85) − 1,2(120,436 kPa) = 0,00665 m = 0,387 in

t=

Faktor korosi

= 1/2 in

29. Pompa Tangki Utilitas-02 (PU-12) Fungsi

: Memompa air dari Tangki Utilitas (TU-03) untuk kebutuhan domestik

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1

Bahan konstruksi : Commercial steel

Kondisi operasi: - Temperatur = 30°C - Densitas air (ρ)

= 996,24 kg/m3 = 62,2 lbm/ft3

(Perry, 1997)

- Viskositas air (µ) = 0,8007 cP = 1,937 lbm/ft⋅jam

(Perry, 1997)

- Laju alir massa (F) = 210 kg/jam = 0,1286 lbm/detik Laju alir volume, Q =

,687 lblb F 30,1286 3 m /detik 2,00206 ft3/s m/detik= = = 0 , 06 ft /s 3 3 ρ 62,16lblb 62,2 m/ft m /ft

Diameter optimum, Di,opt = 0,39 × Q0,45 × ρ0,13

(Timmerhaus, 1991)

= 0,363 × (2,0689.10-3)0,45× (62,2)0,13 = 0,41 in

Ukuran spesifikasi pipa :

(Foust,1980)

- Ukuran pipa nominal

= 5 in

- Schedule pipa

= 40

- Diameter dalam (ID)

= 0,622 in = 0,0518 ft

- Diameter luar (OD)

= 5,84 in = 0,07 ft

- Luas penampang dalam (At) = 0,00211 ft2


- Bahan konstruksi

Kecepatan linier, v =

= commercial steel

0,06 ft 3 /s 3 Q 0,9763 = 0,00206 ft22/s= 2,=575 ft/s ft/s a t 0,02330 0,00211ftft


ρ v D (62,16 )(2,575)(0,17225)(3600) == 51243 (62,2)(2,9763)(0,401)(3600) 5846,2356 = ,45998 1,937 μ 1,937

NRe >4000, maka aliran turbulen. Dari Appendix C-1, Foust, 1980, untuk bahan pipa commercial steel diperoleh : ε = 0,0002 Dari Appendix C-3, Foust, 1980, untuk NRe = 5846,2356 dan ε

D

D

= 0,0002,

diperoleh: f = 0,036. Instalasi pipa: - Panjang pipa lurus, L1 = 350 ft = 13 (App. C–2a, Foust, 1980) D L2 = 1 × 13 × 0,0518 = 0,6734 ft

- 1 buah gate valve fully open ; L

-

2 buah standard elbow 90°; L

D L3 = 2 × 30 × 0,0518 = 3,108 ft

= 30 (App. C–2a, Foust, 1980)

- 1 buah sharp edge entrance; K= 0,5 ; L L4 = 0,5 × 18 × 0,0518 = 0,4662 ft -

1 buah sharp edge exit; K = 1,0 ; L

D L5 = 1,0 × 37 × 0,0518 = 1,9166 ft

D

= 18 (App.C–2c;C–2d, Foust, 1980)

= 37 (App.C–2c;C–2d, Foust, 1980)

Panjang pipa total (ΣL) = 356,164 ft Faktor gesekan, 2 2 )( ) (72,82313 f v 2 ΣL (0,0235 2,575 (0,036)( 2,9763) (356,164)) = 3,3332 ft.lbf/lbm ΣF = = = 0,3975 ft ⋅ lb f /lb m 2(32,174)(0,401) 2g c D 2(32,174 )(0,17225) Tinggi pemompaan, ∆z = 30 ft g Static head, Δz = 30 ft ⋅ lb f /lb m gc Velocity head,

∆v 2 =0 2 gc


Pressure head, ;

∆P

ρ

= 0 ft.lbf/lbm

 v 2  ΔP g  + - Wf = Δz + ΣF + ∆ gc 2 g α  c  ρ

(Foust, 1980)

= 30 + 0 + 0 + 3,6982 = 33,6982 ft.lbf/lbm Tenaga pompa, P =

- Wf Q ρ = 550.π

(33,756 )(0,00206)(62,2 ) 550 . 0,85

= 0,00925 hp Digunakan daya pompa standar 1/20 hp.

30. Tangki Pelarutan Kaporit (TP-03) Fungsi

: Tempat membuat larutan klorin untuk proses klorinasi air domestik

Bentuk


Bahan konstruksi : Plate steel, SA-167, Tipe 304 Jumlah

:1

Kondisi operasi

: Temperatur = 28 0C Tekanan

= 1 atm

A. Volume tangki Kaporit yang digunakan

= 2 ppm

Kaporit yang digunakan berupa larutan 70% (% berat) Laju massa kaporit

= 0,0006 kg/jam

Densitas larutan kaporit 70% = 1272 kg/m3 = 79,411 lbm/ft3 (Perry, 1997) Kebutuhan perancangan Volume larutan, (V1) =

= 90 hari

0,0006 kg/jam x 24jam/hari x9 0 hari 0,7 x 1272 kg/m3

= 0,0015 m3 Faktor kelonggaran

= 20%, maka :

Volume tangki

= 1,2 x 0,00815 m3 = 0,0018 m3

B. Diameter dan tebal tangki


Volume silinder tangki (Vs)

π Di 2 Hs 4

Vs = dimana :

Ditetapkan

(Brownell & Young, 1959)

Vs

= Volume silinder (ft3)

Di

= Diameter dalam silinder (ft)

Hs

= Tinggi tangki silinder (ft)

: Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki Hs : Di = 2 : 3

Maka :

Vs =

3πDi3 8

0,0018 =

3πDi3 8

Di

= 0,1152 m = 0,378 ft

Hs

= 0,1728 m = 0,567 ft

Tinggi cairan dalam tangki =

0,0015m3

1 / 4.π(0,1152

)2

=0,144m

Tebal dinding tangki -

P Hidrostatis = ρ x g x h = 1272 kg/m3 x 9,8 m/s2 x 0,144 = 1,795 kPa

Tekanan operasi, 1 atm = 101,325 kPa P = 1,795 + 101,325 = 103,12 kPa Faktor keamanan untuk tekanan = 5% P desain

= 1,05 x (103,12) = 108,276 kPa

- Direncanakan digunakan bahan konstruksi Plate steel SA-167, Tipe 304. Dari Brownell & Young, item 4, Apendix D, 1979, diperoleh data : Allowable working stress (s) = 18.750 psi = 129276,2 kPa Efisiensi sambungan (E)

= 0,85

Faktor korosi

= 1/8 in

(Timmerhaus, 1980)

Tebal dinding silinder tangki :


t=

PD 2SE − 1,2P

t=

(108,276)(0,1152) 2(129276,2)(0,85) − 1,2(108,276)

t = 0,00006 m = 0,0024 in Dari Tabel 5.4 Brownell & Young, 1979, dipilih tebal tangki standar 1/20 in

C. Daya Pengaduk tipe pengaduk : plat 6 balde turbin impeller jumlah baffle : 4 buah untuk turbin standar (Mc Cabe, 1999), diperoleh : Dt/Di = 3,

; Dt= 0,1152 m

; Da= 0,0384 m

E/Da = 1

; E= 0,0384 m

L/Da = ¼

; L= ¼ x 0,0384 m = 0,0096 m

(Brown, 1978)

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 0,0384 m = 0,00768 m J/Dt

= 1/12 ; J = 1/12 x 0,1152 m = 0,0096 m

Kecepatan pengadukan, N

= 1 rps

Viskositas kaporit 70% = 6,7197. 10-4 lbm/ft.det

(Kirk Othmer, 1967)

Bilangan Reynold, NRe

ρN(Di) 2 = µ =

(79,4082)(1)(0,126) 2 = 1,876.103 −4 6,7197.10

Dari table 9-2, McCabe, 1999, untuk NRe > 10.000 diperoleh Np = 4,2 sehingga : P

=

Np N 3 Di5 ρ gc

=

(4,2)(1)3 (0,126)5 (79,4082) 32,174(550)

= 5,96. 10-7 Hp


Efisiensi motor penggerak

= 80%

Daya motor penggerak

=

5,96.10−7 = 7,48. 10-7 Hp 0,8

Digunakan daya pompa standar 1/20 hp.

31. Pompa Kaporit (PU-14) Fungsi

: memompa larutan kaporit dari tangki pelarutan kaporit ke tangki utilitas-02

Jenis

: pompa injeksi

Bahan konstruksi : commercial steel

Kondisi operasi: - Temperatur

= 28°C = 1272 kg/m3 = 79,411 lbm/ft3

- Densitas kaporit (ρ)

(Perry, 1997)

- Viskositas kaporit (µ) = 6,7197⋅10-4 lbm/ft⋅detik

(Perry, 1997)

= 0,0006 kg/jam = 3,6744.10-7 lbm/detik F 3,6744.10-7 lbm /detik Laju alir volume, Q = = = 4,6271.10− 9 ft 3 /s 3 ρ 79,411 lbm /ft Diameter optimum, De = 0,133 × Q0,45 × ρ0,13 (Timmerhaus, 1980) - Laju alir massa (F)

= 0,133× (4,6271.10-9)0,4× (0,001)0,2 = 3,72.10-6 m = 1,47 10-4 in

Digunakan pipa dengan spesifikasi: - Ukuran pipa nominal

= 1/8 in

- Schedule pipa

= 40

-

Diameter dalam (ID) - Diameter luar (OD)

(Foust, 1980)

= 0,269 in = 0,0224 ft = 0,405 in = 0,0338 ft

- Luas penampang dalam (at) = 0,0004 ft2 - Bahan konstruksi

= commercial steel Q 4,6271.10−9 ft 3/s Kecepatan linier, v = = = 1,17.10− 5 ft/s 2 at 0,0004 ft


(

)

ρ v D (79,411) 1,17.10−5 (0,0224) = = 0,0301 μ 6,7197 ⋅ 10− 4


Aliran adalah laminar, maka dari Appendix C-3, Foust, 1980, diperoleh f = 16/NRe = 64/0,0301 = 515,335

Instalasi pipa: - Panjang pipa lurus, L1 = 15 ft - 2 buah gate valve fully open ( L

D L2 = 2 × 13 × 0,0224 = 0,5824 ft

- 1 buah standard elbow 90° ( L L3 = 2 x 30 × 0,0224 = 1,35 ft

D

= 13 , Appendix C–2a, Foust, 1980)

= 30, Appendix C–2a, Foust, 1980)

- 1 buah sharp edge entrance (K = 0,5 ; L

D

= 13, Appendix C–2c dan C–2d, Foust,

1980) L4 = 0,5 × 13 × 0,0224 = 0,15 ft - 1 buah sharp edge exit (K = 1,0 ; L

D

=28 , Appendix C–2c dan C–2d, Foust,

1980) L5 = 1,0 × 28 × 0,0224 = 0,63 ft Panjang pipa total (ΣL) = 15 + 0,2872 + 1,35 + 0,15 + 0,63 = 32,70 ft Faktor gesekan,

(

)

f v 2 ΣL (515,335) 1,17.10− 5 (32,70) F= = = 1,6.10− 6 ft ⋅ lbf /lbm 2 gc D 2(32,174)(0,0224) Tinggi pemompaan, ∆z = 10 ft g Static head, Δz = 10 ft ⋅ lb f /lb m gc 2

∆v 2 =0 2 gc Pressure head, P1= P2, ∆P= 0 g Δv 2 ΔP Ws = Δz + + +F gc 2 gc ρ Velocity head,

= 10 + 0 + 1,6.10− 6 = 10 ft ⋅ lbf /lb m Tenaga pompa,


P=

(

)

Ws Q ρ (10) 4,6271.10−9 (79,411) = = 6,6808 ⋅ 10−9 Hp 550 550

Untuk efisiensi pompa 80 %, maka Tenaga pompa yang dibutuhkan =

616808 ⋅ 10−9 = 1,1135 ⋅10-8 Hp 0,8

Digunakan daya pompa standar 1/20 hp. 32. Ketel Uap (KU) Fungsi

: Menyediakan uap untuk keperluan proses

Jenis

: Ketel pipa api

Kondisi uap keluar boiler 150oC, 1 Atm (Superheated steam) a. Kebutuhan panas ketel uap Dari Bab VII, diperoleh: Laju massa steam, Fs = 6560,028 kg/jam = 14462,23773 lbm/jam Uap panas yang digunakan pada suhu 1500C, 1 Atm Kalor laten steam (H) = 2356,9 kj/jam =2233,9 Btu/jam w=

34,5 × P × 970,3 H

P=

14462,24 × 2233,9 34,5 × 970,3

= 965,104 hp b. Spesifikasi ketel uap Dipakai 2 unit ketel uap dengan ukuran sama Heat transfer area, A = W × 10 ft2/hp

(Elonka, 1959)

= 965,104 ×10 ft2/hp = 9651,04 ft2 Spesifikasi tube, dari Table 10 Kern (1965) diperoleh: Inside diameter = 3 in Luas selubung = 0,917 ft2/ft (outside area) Panjang tube, L = 12ft Jumlah tube, Nt =

9651,04 A = = 877,0483 tube (dipakai 877 tube/unit boiler) 0,917 × 12 a" L


LAMPIRAN E ANALISA EKONOMI Dalam pra rancangan pabrik etanol digunakan asumsi sebagai berikut: Pabrik beroperasi selama 330 hari dalam setahun. Kapasitas maksimum adalah 90.000 kL/tahun. Perhitungan didasarkan pada harga peralatan tiba di pabrik atau purchased-equipment delivered (Peters dkk,2004). Harga alat disesuaikan dengan basis 4 Februari 2011, dimana nilai tukar dollar terhadap rupiah adalah US$ 1 = Rp 8.995,- (Bank Mandiri, 4 Februari 2011).

LE.1 Modal Investasi Tetap (Fixed Capital Investment) LE.1.1 Modal Investasi Tetap Langsung (MITL) LE.1.1.1 Biaya Tanah Lokasi Pabrik Menurut keterangan masyarakat setempat, biaya tanah pada lokasi pabrik berkisar Rp 250.000/m2. Luas tanah seluruhnya

= 7850 m2

Harga tanah seluruhnya = 7850 m2 × Rp 250.000/m2 = Rp 1.962.500.000 Biaya perataan tanah diperkirakan 5% dari harga tanah seluruhnya (Peters dkk, 2004). Biaya perataan tanah = 0,05 × Rp1.962.500.000,- = Rp 98.125.000,Total biaya tanah (A) = Rp 1.962.500.000,-+ Rp 98.125.000,- = Rp 2.060.625.000,LE.1.1.2 Harga Bangunan Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan dan Sarana Lainnya No.

Nama Bangunan

1 2 3 4 5

Pos Keamanan Parkir (*) Taman (*) Ruang Kontrol Areal Proses

6

Perkantoran

Luas (m2) 20 300 300 50 980 500

Harga (Rp/m2) 1.000.000 600.000 600.000 3.000.000 2.500.000 1.500.000

Jumlah (Rp) 20.000.000 180.000.000 180.000.000 150.000.000 2.450.000.000 750.000.000

Tabel LE.1. Perincian Harga Bangunan dan Sarana Lainnya ……( Lanjutan ) Luas Harga No. Nama Bangunan Jumlah (Rp) 2 (m ) (Rp/m2)


7 8 9 10 11 12

Laboratorium Poliklinik Kantin Ruang ibadah Perpustakaan Bengkel

13 14 15 16 17 18 19 20

Gudang Peralatan Pemadam Kebakaran Areal Bahan Baku Areal Produk Areal Utilitas Pembangkit Uap Pembangkit Listrik

21

80 100 80 40 80

2.000.000 1.500.000 1.500.000 1.500.000 1.500.000

160.000.000 150.000.000 120.000.000 60.000.000 120.000.000

Areal Perluasan (*)

90 60 100 520 260 790 150 150 700

1.500.000 1.500.000 1.250.000 800.000 800.000 1.000.000 2.000.000 2.000.000 600.000

135.000.000 90.000.000 125.000.000 416.000.000 208.000.000 790.000.000 300.000.000 300.000.000 420.000.000

Perumahan Karyawan Total

2500 7850

1.600.000

4.000.000.000 11.244.000.000

Harga bangunan saja = Rp. 10.344.000.000,(*) Harga sarana = Rp 900.000.000 ,- (parkir, taman, dan areal perluasan) Total biaya bangunan dan sarana (B) = Rp 11.244.000.000,LE.1.1.3 Perincian Harga Peralatan Harga peralatan dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut:

X  Cx = Cy  2   X1  dimana: Cx

m

Ix    (Peters dkk,2004)  I y  = harga alat pada tahun yang diinginkan

Cy

= harga alat pada tahun dan kapasitas yang tersedia

X1

= kapasitas alat yang tersedia

X2

= kapasitas alat yang diinginkan

Ix

= indeks harga pada tahun yang diinginkan

Iy

= indeks harga pada tahun yang tersedia

m

= faktor eksponensial untuk kapasitas (tergantung jenis alat)

Untuk menentukan indeks harga pada tahun 2011 digunakan metode regresi koefisien korelasi:


[n ⋅ ΣX i ⋅ Yi − ΣX i ⋅ ΣYi ] (n ⋅ ΣX i 2 − (ΣX i )2 )× (n ⋅ ΣYi 2 − (ΣYi )2 )

r=

(Montgomery, 1992)

Tabel LE.2 Harga Indeks Marshall dan Swift No.

Tahun (Xi)

Indeks (Yi)

Xi.Yi

Xi²

Yi²

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14

1989 1990 1991 1992 1993 1994 1995 1996 1997 1998 1999 2000 2001 2002

895 915 931 943 967 993 1028 1039 1057 1062 1068 1089 1094 1103

1780155 1820850 1853621 1878456 1927231 1980042 2050860 2073844 2110829 2121876 2134932 2178000 2189094 2208206

3956121 3960100 3964081 3968064 3972049 3976036 3980025 3984016 3988009 3992004 3996001 4000000 4004001 4008004

801025 837225 866761 889249 935089 986049 1056784 1079521 1117249 1127844 1140624 1185921 1196836 1216609

Total

27937

14184

28307996

55748511

14436786

Sumber: Tabel 6-2. Peters dkk, 2004 Data:

n = 14

∑Xi = 27937

∑Yi = 14184

∑XiYi = 28307996

∑Xi² = 55748511

∑Yi² = 14436786

Dengan memasukkan harga-harga pada Tabel LE-2. maka diperoleh harga koefisien korelasi: r =

(14) . (28307996) – (27937)(14184) [(14). (55748511) – (27937)²] × [(14)(14436786) – (14184)² ]½

≈ 0.98 ≈ 1 Harga koefisien yang mendekati 1 menyatakan bahwa terdapat hubungan linier antar variabel X dan Y. sehingga persamaan regresi yang mendekati adalah persamaan regresi linier. Persamaan umum regresi linier: Y = a + b ⋅ X


dengan:

Y

= indeks harga pada tahun yang dicari (2011)

X

= variabel tahun ke n – 1

a, b = tetapan persamaan regresi Tetapan regresi ditentukan oleh : b=

(n ⋅ ΣX i Yi ) − (ΣX i ⋅ ΣYi ) (n ⋅ ΣX i 2 ) − (ΣX i )2

a =

ΣYi. ΣXi 2 − ΣXi. ΣXi.Yi n.ΣXi 2 − (ΣXi) 2

Maka : a =

(14184)(55748511) − (27937)(28307996) − 103604228 = = −32528,8 3185 (14)(55748511) − (27937) 2

b =

(14)(28307996) − (27937)(14184) 53536 = = 16,809 3185 (14)(55748511) − (27937) 2

Sehingga persamaan regresi liniernya adalah: Y=a+b⋅X Y = 16,809X – 32528,8 Dengan demikian harga indeks pada tahun 2011 adalah: Y = 16,809(2011) – 32528,8 Y = 1274,099 Perhitungan harga peralatan menggunakan harga faktor eksponsial (m) Marshall & Swift. Harga faktor eksponen ini beracuan pada Tabel 6-4 Timmerhaus et al, 2004. Untuk alat yang tidak tersedia, faktor eksponensialnya dianggap 0,6 (Timmerhaus et al, 2004).

Contoh perhitungan harga peralatan: a. Tangki Pemasak Kapasitas tangki. X2 = 30,65 m3. Dari Gambar LE.1. diperoleh untuk harga kapasitas tangki (X1) 1 m³ pada tahun 2002 adalah (Cy) US$ 5700. Dari Tabel 6-4. Peters et.al., 2004, faktor eksponen untuk tangki adalah (m) 0,57. Indeks harga pada tahun 2002 (Iy) 1103.


Purchased cost, dollar

10

6

102

103

Capacity, gal 104

105

105

Mixing tank with agitator 304 Stainless stell Carbon steel

104

310 kPa (30 psig) Carbon-steel tank (spherical)

103 10-1

P-82 Jan,2002

10

1

10

2

103

Capacity, m3

Gambar LE.1 Harga Peralatan untuk Sebuah Tangki (Peters et.al., 2004)

Indeks harga tahun 2011 (Ix) adalah 1274,099, maka estimasi harga tangki untuk (X2) 30,65 m3adalah: 30,65 Cx = US$ 5700 × 1

0 , 57

×

1274,099 1103

Cx = US$ 46319,93× (Rp 8.995,-)/(US$ 1) Cx = Rp.416.647.767,-/unit

Dengan cara yang sama diperoleh perkiraan harga alat lainnya yang dapat dilihat pada Tabel LE.3 untuk perkiraan peralatan proses dan Tabel LE.4 untuk perkiraan peralatan utilitas.

Tabel LE.3 Daftar Harga Peralatan Proses No Nama alat 1 Belt conveyor – 01 2 Bak pencuci 3 Belt conveyor – 02

Jumlah unit 1 1 1

Harga / unit (Rp) 43.983.245 1.225.521 43.983.245

Harga total (Rp) 43.983.245 1.225.521 43.983.245


4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23

Cruser Screw conveyor – 01 Raw mil Screw conveyor – 02 Tangki pemasak Pompa – 01 Cooler Pompa – 02 Fermentor RDVF Bak penampungan Ampas Pompa - 03 Destilasi Pompa – 04 Kondensor Tangki penampung Etanol Pompa – 05 Pompa – 06 Reboiler Tangki Penampung CO2 Tangki Penampung 24 Saccharomyces Tangki Penyimpan 25 (NH4)2SO4 26 Tangki Penyimpan H2SO4

1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1

488.091.254 488.091.254 488.091.254 488.091.254 416.647.767 10.000.000 57.098.182 10.000.000 409.943.375 44.051.206 82.279.001 10.000.000 384.098.118 10.000.000 117.722.100 233.617.308 10.000.000 10.000.000 253.750.457 90.213.424

488.091.254 488.091.254 488.091.254 488.091.254 416.647.767 10.000.000 57.098.182 10.000.000 409.943.375 44.051.206 82.279.001 10.000.000 384.098.118 10.000.000 117.722.100 233.617.308 10.000.000 10.000.000 253.750.457 90.213.424

1

84.512.961

84.512.961

1 1

9.784.500 9.784.500

9.784.500 9.784.500 4.271.550.855

Tabel LE.4 Daftar Harga Alat Utilitas No. 1 2 3

Kode Alat SC PU-01 BS

Unit Ket*) 1 I 1 I 1 I

Harga/Unit Rp 58.869.727 Rp 79.185.754 Rp 59.464.819

Harga Total Rp 58.869.727 Rp 79.185.754 Rp 59.464.819


*)

4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15

PU-13 TP-04 PU-14 TP-01 PU-02 TP-02 PU-03 CL TU-01 PU-04 SF MA

16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32

CE PU-06 AE PU-07 DE BFW PU-08 WCT PU-09 CT PU-10 PU-12 TU-03 PU-13 TP-03 PU-14 KU

1 I Rp 367.363.404 1 I Rp 115.943.015 1 I Rp 150.190.059 1 I Rp 140.093.157 1 I Rp 156.582.727 1 I Rp 140.093.157 1 I Rp 1.106.359.608 1 I Rp 154.231.970 1 I Rp 107.682.654 1 I Rp 6.541.502 1 I Rp 384.491.712 1 I Rp 103.548.749 Sub Total Impor 1 NI 6.000.000 1 NI 8.000.000 1 NI 6.000.000 1 NI 10.000.000 1 NI 10.000.000 1 NI 10.000.000 1 NI 10.000.000 1 NI 10.000.000 1 NI 10.000.000 2 NI 10.000.000 1 NI 10.000.000 1 NI 10.000.000 1 NI 10.000.000 1 NI 10.000.000 1 NI 10.000.000 1 NI 10.000.000 1 NI 400.000.000 Sub Total non-impor Harga Total

Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp

367.363.404 115.943.015 150.190.059 140.093.157 156.582.727 140.093.157 1.106.359.608 154.231.970 107.682.654 6.541.502 384.491.712 103.548.749 3.130.642.014 6.000.000 8.000.000 6.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 20.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 400.000.000 580.000.000 4.880.033.092

Keterangan : I: untuk peralatan impor. NI: untuk peralatan non impor.

Tabel LE.5 Daftar Harga Peralatan yang Dibuat Di tempat Jumlah Harga No Nama alat Kode unit Harga / unit total 1 Bak penampungan BP - 01 2 4.000.000 8.000.000 2 Bak pengendapan BP - 02 2 3.500.000 7.000.000 3 Bak penetralan BP - 03 2 2.700.000 5.400.000 4 Bak air proses BP - 04 1 3.000.000 3.000.000


5 6 7

Bak air stabilisasi Bak air pendingin Bak air umpan Boiler

BP - 05 BP - 06

1 1

3.000.000 3.000.000

3.000.000 3.000.000

BP - 07

1

2.700.000

2.700.000 32.100.000

Harga peralatan proses dan utilitas dapat dilihat pada Tabel LE.3 dan LE.4 Cx

= H.alat proses

+ H.alat utilitas

+ H.alat yg dibuat ditempat

= Rp. 4.271.550.855 + Rp. 4.880.033.092 + Rp. 32.100.000 =

Rp. 9.183.683.947

Biaya impor dan transportasi tiba di lokasi (DEC) = Delivery Equipment Cost DEC

= 1,43 × (Rp 4.271.550.855,- + Rp 3.130.642.014,-) + (1,21 × + Rp 580.000.000,-) = Rp. 12.959.165.044,-

Biaya pemasangan diperkirakan 30% dari total harga peralatan (Peters dkk, 2004). Biaya pemasangan = 0,30 × Rp 12.959.165.044,= Rp. 3.887.749.513,Harga peralatan + biaya pemasangan (C): = Rp. 12.959.165.044,- + Rp. 3.887.749.513,= Rp. 16.846.914.557,-

LE.1.1.4 Perkiraan Capital Investment (Modal Tetap) Capital Investment dihitung berdasarkan harga-harga alat dan disesuaikan dengan Tabel 6 – 17, hal 273 Peters Ed.6 1. Biaya Langsung (Direct Cost) a. Harga alat-alat tiba di lokasi (E) 100 %

= Rp 12.959.165.044

b. Instrumen dan alat kontrol 25 % x E

= Rp 3.239.791.261

c. Perpipaan dan pemasangan d. Insulasi

31 % x E 18 % x E

= Rp 4.017.341.164 = Rp 2.332.649.708


x E

e. Instalasi listrik

11 %

f. Inventaris kantor

55 % x E

= Rp 1.425.508.155 = Rp 7.127.540.774

g. Perlengkapan keamanan dan kebakaran 10 % x E = Rp 1.684.691.456 h. Sarana Transportasi Tabel LE.6 Biaya Sarana Transportasi N o.

Jenis Kendaraan

Unit

Tipe

1 2 3

Komisaris Direktur Manajer

3 1 4

4

Bus Karyawan

5 6

Truk Mobil Pemasaran Mobil Pemadam Kebakaran

7

Harga/ Unit (Rp)

Harga Total (Rp)

Toyota Camry Fortuner Kijang Innova

Rp462.450.000 Rp429.600.000 Rp249.850.000

Rp1.387.350.000 Rp429.600.000 Rp999.400.000

3

Bus

Rp280.200.000

Rp840.600.000

3 3

Truk Inova Diesel

Rp242.350.000 Rp230.800.000

Rp727.050.000 Rp692.400.000

2

Truk Tangki

Rp440.200.000

Rp880.400.000

Total (Sumber:www.hargatoyota.com, 13 Agustus 2010)

Total biaya langsung (A)

Rp5.956.800.000

= Rp 55.935.862.075

1. Biaya Tak Langsung a. Teknik dan servis

33 % x E

= Rp 4.276.524.465

b. Konstruksi

41 % x E

= Rp 5.313.257.668

c. Legalitas

4% x E

= Rp 518.366.602

d. Biaya kontraktor

22 % x E

= Rp 2.851.016.310

e. Biaya tak terduga

44 % x E

= Rp 5.702.032.619

Total biaya tak langsung (B) Total MIT

+

= Rp 18.661.197.663

= Total biaya langsung (A) + Total biaya tak langsung (B) = Rp 55.935.862.075,- + Rp 18.661.197.663,= Rp 74.597.059.738,-


LE.2 Modal Kerja Modal kerja dihitung untuk pengoperasian pabrik selama 3 bulan (90 hari). LE.2.1 Persediaan Bahan Baku LE.2.1.1 Bahan Baku Proses 1. Ubi Kayu Kebutuhan

= 11981 kg/jam

Harga

= Rp 1.500,-/kg (Trubus, 11 Maret 2011)

Harga total

= 90 hari × 24 jam/hari × 11981 kg/jam × Rp 1.500 = Rp 38.818.440.000,-

2. Saccharomyces Cerevisae Kebutuhan = 1506,0117 kg/jam Harga

= Rp 26.000,-/kg (PT. Indokemika Jayatama, 2011)

Harga total

= 90 hari × 24 jam/hari × 1506,0117 kg/jam × Rp 26.000 = Rp 84.577.617.072,-

3.

H2SO4 Kebutuhan

= 120,48 kg/jam

Harga

= Rp 205.000,-/ltr (PT. Indokemika Jayatama, 2011)

Harga total


4. (NH4)2SO4 Kebutuhan

= 120,48 kg/jam

Harga

= Rp 160.000,- (PT. Indokemika Jayatama, 2011)

Harga total


LE.2.1.2 Persediaan Bahan Baku Utilitas 1. Alum. Al2(SO4)3 Kebutuhan

= 23,62 kg/jam

Harga

= Rp 2.500 ,-/kg (PT. Bratachem, 2011)

Harga total

= 90 hari × 24 jam/hari × 23,6 kg/jam × Rp 2.500,- /kg = Rp 127.548.000,-

2. Soda abu. Na2CO3


Kebutuhan

= 12,75 kg/jam

Harga

= Rp 3500,-/kg (PT. Bratachem, 2011)

Harga total

= 90 hari × 24 jam/hari × 12,75 kg/jam × Rp 3500,-/kg = Rp 96.390.000,-

3. Kaporit Kebutuhan

= 0,0006 kg/jam

Harga

= Rp 12.000,-/kg (PT. Bratachem, 2011)

Harga total

= 90 hari × 24 jam/hari × 0,0006 kg/jam × Rp 12.000,-/kg = Rp 15.552,-

Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 bulan (90 hari) adalah Rp 218.606.442.624,-

LE.2.2 Kas LE.2.2.1 Gaji Pegawai Tabel LE.7 Perincian Gaji Pegawai Jabatan

Jumlah

Dewan Komisaris Direktur Staf Ahli Sekretaris Manajer Produksi Manajer Teknik Manajer Umum dan Keuangan Manajer Pembelian dan Pemasaran Kepala Seksi Proses Kepala Seksi Laboratorium R&D Kepala Seksi Utilitas Kepala Seksi Mesin Kepala Seksi Listrik Kepala Seksi Instrumentasi

3 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1

Gaji/bulan(Rp) Jumlah gaji/bulan (Rp) 15.000.000 20.000.000 8.000.000 3.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 5.000.000 5.000.000 5.000.000 5.000.000 5.000.000 5.000.000

45.000.000 20.000.000 8.000.000 3.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 10.000.000 5.000.000 5.000.000 5.000.000 5.000.000 5.000.000 5.000.000


Kepala Seksi Pemeliharaan Pabrik Kepala Seksi Keuangan Kepala Seksi Administrasi Kepala Seksi Personalia Kepala Seksi Humas Kepala Seksi Keamanan Kepala Seksi Pembelian dan Pemasaran Karyawan Produksi Karyawan Teknik Karyawan Umum dan Keuangan Karyawan Pembelian dan Pemasaran Dokter Perawat Petugas Keamanan Petugas Kebersihan Supir Jumlah

1 1 1 1 1 1

5.000.000 5.000.000 5.000.000 5.000.000 5.000.000 5.000.000

5.000.000 5.000.000 5.000.000 5.000.000 5.000.000 5.000.000

1 60 30 6

5.000.000 2.000.000 2.000.000 2.000.000

5.000.000 120.000.000 32.000.000 24.000.000

6 2 5 8 10 5 147

2.000.000 5.000.000 1.500.000 1.300.000 1.100.000 1.500.000

12.000.000 10.000.000 7.500.000 10.400.000 11.000.000 7.500.000 381.400.000

Total gaji pegawai selama 1 bulan = Rp 381.400.000,Total gaji pegawai selama 3 bulan = Rp 1.144.200.000,-

LE.2.2.2 Biaya Administrasi Umum Diperkirakan 20% dari gaji pegawai (Peters dkk, 2004) = 0,2 × Rp 1.144.200.000,= Rp 228.840.000,LE.2.2.3 Biaya Pemasaran Diperkirakan 20% dari gaji pegawai (Peters dkk, 2004) = 0,2 × Rp 1.144.200.000,= Rp 228.840.000,LE.2.2.4 Pajak Bumi dan Bangunan Dasar perhitungan Pajak Bumi dan Bangunan (PBB) mengacu kepada UndangUndang RI No. 20 Tahun 2000 Jo UU No. 21 Tahun 1997 tentang Bea Perolehan Hak atas Tanah dan Bangunan sebagai berikut:




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



Dasar pengenaan pajak adalah Nilai Perolehan Objek Pajak (Pasal 6 ayat 1 UU No.20/00).



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



Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak ditetapkan sebesar Rp. 12.000.000.(Pasal 7 ayat 1 UU No.21/97).



Besarnya pajak yang terutang dihitung dengan cara mengalikkan tarif pajak dengan Nilai Perolehan Objek Kena Pajak (Pasal 8 ayat 2 UU No.21/97).

Maka berdasarkan penjelasan di atas. perhitungan PBB ditetapkan sebagai berikut : Wajib Pajak Pabrik Pembuatan Etanol Nilai Perolehan Objek Pajak - Tanah Rp 1.962.500.000,- Bangunan Rp 10.344.000.000,Total NJOP Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak Nilai Perolehan Objek Pajak Kena Pajak Pajak yang Terutang (5% × NPOPKP)

Rp (Rp. Rp Rp.

12.306.500.000,12.000.000,- 12.294.500.000,614.725.000,-

Tabel LE.8 Perincian Biaya Kas No. 1 2 3 4

Jenis Biaya Gaji Pegawai Administrasi Umum Pemasaran Pajak Bumi dan Bangunan Total

Rp Rp Rp Rp Rp

Jumlah 1.144.200.000 228.840.000 228.840.000 614.725.000 2.216.605.000

LE.2.3 Biaya Start-Up Diperkirakan 8 % dari Modal Investasi Tetap (Peters dkk, 2004) = 0,08 × Rp 74.597.059.738,= Rp 5.967.764.779,LE.2.4 Piutang Dagang PD =

IP × HPT 12

dimana:

PD = piutang dagang


IP = jangka waktu kredit yang diberikan (3 bulan) HPT = hasil penjualan tahunan Penjualan: 1. Harga jual Etanol = Rp 15.000,-/ltr (BPS Indonesia, 2011) Produksi Etanol = 8964,6464 kg/jam Hasil penjualan etanol tahunan yaitu: = 8964,6464 kg/jam × 24 jam/hari × 330 hari/tahun × Rp 15.000,-/ltr = Rp 1.064.999.992.320,Piutang Dagang =

3 × Rp 1.064.999.992.320,12

= Rp 266.249.998.080,-

Perincian modal kerja dapat dilihat pada tabel di bawah ini. Tabel LE.9 Perincian Modal Kerja No. 1 2 3 4

Jenis Biaya Bahan Baku Proses dan Utilitas Kas Start Up Piutang Dagang

Jumlah Rp 218.606.442.624 Rp 2.216.605.000 Rp 5.967.764.779 Rp 266.249.998.080 Rp 493.040.810.483

Total

Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja = Rp 74.597.059.738,- + Rp 493.040.810.483,= Modal ini berasal dari: - Modal sendiri

Rp 567.637.870.221,= 60% dari total modal investasi = 0,6 × Rp 567.637.870.221,= Rp 340.582.722.133,-

- Pinjaman dari Bank

= 40% dari total modal investasi = 0,4 × Rp 567.637.870.221,= Rp 227.055.148.088,-


LE.3 Biaya Produksi Total LE.3.1 Biaya Tetap (Fixed Cost = FC) LE.3.1.1 Gaji Tetap Karyawan Gaji tetap karyawan terdiri dari gaji tetap tiap bulan ditambah 2 bulan gaji yang diberikan sebagai tunjangan. Sehingga : Gaji total = (12 + 2) × Rp 381.400.000,- = Rp 5.339.600.000,-

LE.3.1.2 Bunga Pinjaman Bank Bunga pinjaman bank adalah 14% dari total pinjaman dari bank (Bank Mandiri, 2011). = 0,14 × Rp 227.055.148.088,= Rp. 31.787.720.732,LE.3.1.3 Depresiasi dan Amortisasi Pengeluaran untuk memperoleh harta berwujud yang mempunyai masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun harus dibebankan sebagai biaya untuk mendapatkan, menagih, dan memelihara penghasilan melalui penyusutan (Rusdji. 2004). Pada perancangan pabrik ini, dipakai metode garis lurus atau straight line method. Dasar penyusutan menggunakan masa manfaat dan tarif penyusutan sesuai dengan Undang-undang Republik Indonesia No.17 Tahun 2000 Pasal 11 ayat 6 dapat dilihat pada tabel di bawah ini.

Tabel LE.10 Aturan depresiasi sesuai UU Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000 Kelompok Harta

Masa

Tarif

Berwujud

(tahun)

(%)

Beberapa Jenis Harta

I.Bukan Bangunan 1.Kelompok 1

4

25 Mesin kantor. perlengkapan. alat perangkat/ tools industri.

2. Kelompok 2

8

3. Kelompok 3

16

12.5 Mobil. truk kerja 6.25 Mesin industri kimia. mesin industri mesin

II. Bangunan


Permanen

20

5 Bangunan sarana dan penunjang

(Sumber: Waluyo, 2000 dan Rusdji, 2004) Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol. D=

P−L n

dimana: D

= depresiasi per tahun

P

= harga awal peralatan

L

= harga akhir peralatan

n

= umur peralatan (tahun)

Tabel LE.11 Perhitungan Biaya Depresiasi sesuai UU RI No. 17 Tahun 2000 Umur Komponen Biaya (Rp) (tahun) Depresiasi (Rp) Bangunan 10.344.000.000 20 517.200.000 Peralatan proses dan utilitas 9.183.683.947 16 592.356.726 Instrumentasi dan alat control 3.239.791.261 4 836.226.181 Perpipaan 4.017.341.164 4 1.036.920.465 Insulasi 2.332.649.708 4 602.082.851 Instalasi listrik 1.425.508.155 4 367.939.520 Inventaris kantor 7.127.540.774 4 1.839.697.599 Perlengkapan keamanan dan kebakaran 1.684.691.456 4 434.837.614 Sarana transportasi 5.956.800.000 8 744.600.000 Total

6.792.660.876

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. Pengeluaran untuk memperoleh harta tak berwujud dan pengeluaran lainnya yang mempunyai masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun untuk mendapatkan, menagih, dan memelihara penghasilan dapat dihitung dengan amortisasi dengan menerapkan taat


azas (UURI Pasal 11 ayat 1 No. Tahun 2000). Para Wajib Pajak menggunakan tarif amortisasi untuk harta tidak berwujud dengan menggunakan masa manfaat kelompok masa 4 (empat) tahun sesuai pendekatan perkiraan harta tak berwujud yang dimaksud (Rusdji. 2004). Untuk masa 4 tahun. maka biaya amortisasi adalah 25% dari MITTL sehingga: Biaya amortisasi

= 0,25 × Rp 18.661.197.663,= Rp 4.665.299.416,-

Total Biaya Depresiasi dan Amortisasi = Rp 6.792.660.876,- + Rp 4.665.299.416,= Rp 11.457.960.292,-

LE.3.1.4 Biaya Tetap Perawatan Biaya tetap perawatan terbagi menjadi: 1. Perawatan mesin dan alat-alat proses Perawatan mesin dan peralatan dalam industri proses berkisar 2 sampai 20%. diambil 8% dari harga peralatan terpasang di pabrik (Peters dkk, 2004). Biaya perawatan mesin

= 0,08 × Rp 16.846.914.557,= Rp 1.347.753.165,-

2. Perawatan bangunan Diperkirakan 8 % dari harga bangunan (Peters dkk, 2004). = 0,08 × Rp 10.344.000.000,= Rp 827.520.000,-

3. Perawatan kendaraan Diperkirakan 8% dari harga transportasi (Peters dkk, 2004). = 0,08 × Rp 5.956.800.000 = Rp 476.544.000,4. Perawatan instrumentasi dan alat kontrol Diperkirakan 8% dari harga instrumentasi dan alat kontrol (Peters dkk, 2004). = 0,08 × Rp 3.239.791.261,-


= Rp 259.183.301,5. Perawatan perpipaan Diperkirakan 8 % dari harga perpipaan (Peters dkk, 2004). = 0,08 × Rp 4.017.341.164,= Rp 321.387.293,-

6. Perawatan instalasi listrik Diperkirakan 8% dari harga instalasi listrik (Peters dkk, 2004). = 0,08 × Rp 1.425.508.155,= Rp 114.040.652,-

7. Perawatan insulasi Diperkirakan 8% dari harga insulasi (Peters dkk, 2004). = 0,08 × Rp 2.332.649.708,= Rp 186.611.977,8. Perawatan inventaris kantor Diperkirakan 8% dari harga inventaris kantor (Peters dkk, 2004). = 0,08 × Rp 7.127.540.774,= Rp 570.203.262,9. Perawatan perlengkapan kebakaran Diperkirakan 8% dari harga perlengkapan kebakaran (Peters dkk, 2004). = 0,08 × Rp 1.684.691.456,= Rp 134.775.316,Total Biaya Perawatan = Rp 4.238.018.966,LE.3.1.5 Biaya Tambahan Industri (Plant Overhead Cost) Biaya tambahan industri ini diperkirakan 10% dari modal investasi tetap. (Peters dkk, 2004) Plant Overhead Cost = 0,1 × Rp 74.597.059.738,= Rp 7.459.705.974,LE.3.1.6 Biaya Administrasi Umum


Biaya administrasi umum selama 3 bulan adalah Rp 228.840.000,Biaya administrasi umum selama 1 tahun

= 4 × Rp 228.840.000,= Rp 915.360.000,-

LE.3.1.7 Biaya Pemasaran dan Distribusi Biaya pemasaran selama 3 bulan adalah Rp 228.840.000,= 4 × Rp 228.840.000,-

Biaya pemasaran selama 1 tahun

= Rp 915.360.000,Biaya distribusi diperkirakan 50 % dari biaya pemasaran. sehingga : Biaya distribusi = 0,5 × Rp 915.360.000,- = Rp 457.680.000,Biaya pemasaran dan distribusi = Rp 1.373.040.000,-

LE.3.1.8 Biaya Laboratorium. Penelitian dan Pengembangan Diperkirakan 5% dari biaya tambahan industri (Peters dkk, 2004). = 0,05 × Rp 7.459.705.974,= Rp 372.985.299,-

LE.3.1.9 Hak Paten dan Royalti Diperkirakan 1% dari modal investasi tetap (Peters dkk, 2004). = 0,01 × Rp 74.597.059.738,= Rp 745.970.597,LE.3.1.10 Biaya Asuransi 1. Biaya asuransi pabrik adalah 0,3 % dari modal investasi tetap langsung

(Asosiasi Asuransi Jiwa Indonesia-

AAJI, 2011). = 0,0031 × Rp 55.935.862.075,= Rp 173.401.172,2. Biaya asuransi karyawan Premi asuransi = Rp 300.000/tenaga kerja (PT Prudential Life Assurance, 2011). Maka biaya asuransi karyawan = 147 orang × Rp. 300.000,-/orang = Rp 44.100.000,-


Total biaya asuransi = Rp 217.501.172,-

LE.3.1.11 Pajak Bumi dan Bangunan Pajak Bumi dan Bangunan adalah Rp 614.725.000,Total Biaya Tetap (Fixed Cost) = Rp 64.522.588.033,-

LE.3.2 Biaya Variabel LE.3.2.1 Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas per tahun Biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 90 hari adalah Rp 218.606.442.624,Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 1 tahun adalah: = Rp 218.606.442.624,- ×

330 = Rp 801.556.956.288,90

LE.3.2.2 Biaya Variabel Tambahan Biaya variabel tambahan terbagi menjadi: 1. Biaya Perawatan dan Penanganan Lingkungan Diperkirakan 5% dari biaya variabel bahan baku = 0,05 × Rp 801.556.956.288,= Rp 40.077.847.814,2. Biaya Variabel Pemasaran dan Distribusi Diperkirakan 1% dari biaya variabel bahan baku = 0,01 × 801.556.956.288,= Rp 8.015.569.563,Total biaya variabel tambahan = Rp 48.093.417.377,LE.3.3.3 Biaya Variabel Lainnya Diperkirakan 5% dari total biaya variabel tambahan = 0,05 × Rp 48.093.417.377,-


= Rp 2.404.670.869,Total Biaya Variabel = Rp 852.055.044.534,Total Biaya Produksi = Biaya Tetap + Biaya Variabel = Rp 64.522.588.033,- + Rp 852.055.044.534,= Rp 916.577.632.567,-

LE.4 Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan LE.4.1 Laba Sebelum Pajak (Bruto) Laba atas penjualan = Total penjualan – Total biaya produksi = Rp 1.064.999.992.320,- – Rp 916.577.632.567,= Rp 148.422.359.753,Bonus perusahaan untuk karyawan 0,5% dari keuntungan perusahaan = 0,005 × Rp 148.422.359.753,= Rp 742.111.799,Pengurangan bonus atas penghasilan bruto sesuai dengan UU RI No. 17/00 Pasal 6 ayat 1 sehingga: Laba sebelum pajak (bruto) = Laba Perusahaan – Bonus Karyawan = Rp 148.422.359.753,- - Rp 742.111.799 = Rp 147.680.247.954,LE.4.2 Pajak Penghasilan Berdasarkan UU RI Nomor 17 ayat 1 Tahun 2000. Tentang Perubahan Ketiga atas Undang-undang Nomor 7 Tahun 1983 Tentang Pajak Penghasilan adalah (Rusjdi. 2004): 

Penghasilan sampai dengan Rp 50.000.000,- dikenakan pajak sebesar 10 %.



Penghasilan Rp 50.000.000,- sampai dengan Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 15 %.



Penghasilan di atas Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 30 %. Maka pajak penghasilan yang harus dibayar (PPh) adalah:

30 % × (Rp 147.680.247.954,- Rp 100.000.000)

= Rp 44.286.574.386,-


LE.4.3 Laba setelah pajak Laba setelah pajak

= laba sebelum pajak – PPh = Rp 147.680.247.954,- – Rp 44.286.574.386,= Rp 103.393.673.568,-

LE.5 Analisa Aspek Ekonomi LE.5.1 Profit Margin (PM) Laba sebelum pajak × 100 % Total penjualan Rp 147.680.247.954,× 100% PM = Rp 1.064.999.992.320,-

PM =

PM = 13,87 % LE.5.2 Break Even Point (BEP) Biaya Tetap × 100 % Total Penjualan − Biaya Variabel Rp 64.522.588.033,BEP = × 100 % Rp 1.064.999.992.320,- − Rp 852.055.044.534,-

BEP =

BEP = 30,30 % Kapasitas produksi pada titik BEP

= 30,30 % × 90.000 kL/tahun = 27.270,11 kL/tahun

Nilai penjualan pada titik BEP

= 30,30 % × Rp 1.064.999.9928.320,= Rp 322.696.342.288,-

LE.5.3 Return on Investment (ROI) Laba setelah pajak × 100 % Total Modal Investasi Rp 103.376.173.568,ROI = × 100 % Rp 567.637.870.221,-

ROI =

ROI = 18,21 %


LE.5.4 Pay Out Time (POT) 1 × 1 tahun POT = 0,1821 POT = 5,4 tahun LE.5.5 Return on Network (RON) Laba setelah pajak × 100 % Modal sendiri Rp 103.376.173.568,RON = × 100 % Rp 340.582.722.133 ,-

RON =

RON = 30,35 %

LE.5.6 Internal Rate of Return (IRR) Untuk menentukan nilai IRR harus digambarkan jumlah pendapatan dan pengeluaran dari tahun ke tahun yang disebut “Cash Flow”. Untuk memperoleh cash flow diambil ketentuan sebagai berikut: -

Laba kotor diasumsikan mengalami kenaikan 10% tiap tahun.

-

Masa pembangunan disebut tahun ke nol.

-

Jangka waktu cash flow dipilih 10 tahun.

-

Perhitungan dilakukan dengan menggunakan nilai pada tahun ke – 10.

-

Cash flow adalah laba sesudah pajak ditambah penyusutan.

-

Dari Tabel LE.12. diperoleh nilai IRR = 21,88 %


Gambar LE.2 Skema Break Even Chart Pabrik Etanol Dari Ubi Kayu Dengan Kapasitas 90.000 kL/tahun


LE-25

Tabel L.E 12 Data Perhitungan Internal Rate Of Return (IRR) Tahun

Laba Kotor

PPh

Laba Bersih

Depresiasi

Net Cash Flow

P/F (i%,n) 14

PV

P/F (i%,n) 23

Rp.567.637.870.221

PV

0

0

0

-

0

Rp.567.637.870.221

1

Rp147.680.247.954,00

Rp44.304.074.386,00

Rp.103.376.173.568

Rp.679.266.088

Rp.104.055.439.656

0,8772

Rp.91.276.701.452

0,813008

Rp 84.597.918.419

2

Rp162.448.272.749,40

Rp48.716.981.824,82

Rp.113.713.790.925

Rp.679.266.088

Rp.114.393.057.013

0,7695

Rp.88.021.742.854

0,660982

Rp 75.611.776.728

3

Rp178.693.100.024,34

Rp53.590.430.007,30

Rp.125.085.170.017

Rp.679.266.088

Rp.125.764.436.105

0,6750

Rp.84.887.412.122

0,537384

Rp 67.583.785.464

4

Rp196.562.410.026,77

Rp58.951.223.008,03

Rp.137.593.687.019

Rp.679.266.088

Rp.138.272.953.107

0,5921

Rp.81.868.688.428

0,436897

Rp 60.411.106.783

5

Rp216.218.651.029,45

Rp64.848.095.308,84

Rp.151.353.055.721

Rp.679.266.088

Rp.152.032.321.809

0,5194

Rp.78.960.823.917

0,355201

Rp 54.002.065.444

6

Rp237.840.516.132,40

Rp71.334.654.839,72

Rp.166.488.361.293

Rp.679.266.088

Rp.167.167.627.381

0,4556

Rp.76.159.322.243

0,288781

Rp 48.274.914.126

7

Rp261.624.567.745,64

Rp78.469.870.323,69

Rp.183.137.197.422

Rp.679.266.088

Rp.183.816.463.510

0,3996

Rp.73.459.919.314

0,234782

Rp 43.156.739.506

8

Rp287.787.024.520,20

Rp86.318.607.356,06

Rp.201.450.917.165

Rp.679.266.088

Rp.202.130.183.252

0,3506

Rp.70.858.565.998

0,190879

Rp 38.582.492.303

9

Rp316.565.726.972,22

Rp94.952.218.091,67

Rp.221.596.008.881

Rp.679.266.088

Rp.222.275.274.969

0,3075

Rp.68.351.412.552

0,155187

Rp 34.494.126.619

10

Rp348.222.299.669,44

Rp104.449.189.900,83

Rp.243.755.609.769

Rp.679.266.088

Rp.244.434.875.857

0,2697

Rp.65.934.794.593

0,126168

Rp 30.839.835.762

Rp 212.141.513.253

Rp 567.637.870.221

-Rp -30.083.109.068

Total

IRR

212.141.513.253 x (23 % −14 %) (212.141.513.253 + 30.083.109.068) = 21,88 % = 14 %


LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

Recommend Documents