Perhitungan peralatan utilitas

Perhitungan peralatan utilitas

1

Bak pengendapan laju masa air densitas lama pengendapan jlh air masuk faktor keamanan

11.359,4969 1.000,0000 2,0000 22.718,9938 0,2000

kg/jam kg/m3 jam kg/jam persen

jlh air masuk Volume bak panjang bak lebar bak dimensi panjang bak lebar bak

27.262,7926 27,2628 3,0000 2,0000 1,6563 4,9689 3,3126

kg/jam m3 tinggi tinggi m m m

tinggi bak luas bak

2

Tangki alum sulfat alum yg digunakan konsentrasi awal laju masa alum Densitas alum 30% kbthn rancangan faktor keamanan Volume larutan, V1 volume tangki, Vt diameter diameter volume shell tangki Volume head

3

1,6563 m 16,4600 m2

50,0000 0,3000 0,5680 13,6314 1.363,1000 30,0000 0,2000 1,0000 1,2000 2;3 6;1 1,1775 0,1308

ppm persen berat kg/jam kg/hari kg/m3 hari persen m3 m3 Tinggi tangki tinggi head D3 D3

Tangki natrium karbonat Na2CO3 yg digunakan konsentrasi awal laju masa Na2CO3 Densitas alum 30%

27,0000 0,3000 0,0348 102,2724 1.327,0000

ppm persen berat kg/jam kg/hari kg/m3

kbthn rancangan faktor keamanan Volume larutan, V1 volume tangki, Vt diameter diameter volume shell tangki

30,0000 0,2000 7,7070 9,2484 2;3 6;1 1,1775

hari persen m3 m3 Tinggi tangki tinggi head D3

Volume head Dt

0,1308 D3 1,9192 m 6,2949 ft

Hs Hh Ht diameter tutup diameter tangki tinggi (Na2CO3) dlm tangki

2,8788 0,3199 3,1986 1,9192 1,9192

m m m m m

2,6655 m Plate steel SA-167, tipe 304.appendix c,4 brownell allowable stress, s 18.750,0000 psi efesiensi sambung 0,8000 fktor korosi, CA 0,1250 inc tek operasi 1,0000 atm 14,7000 psi faktor keamanan 0,2000 persen tek desain 1,2000 Po

Universitas Sumatera Utara

D Hs Hh Ht diameter tutup diameter tangki tinggi alum dlm tangki

0,9716 1,4574 0,1619 1,6193 0,9716 3,1869

m m m m m ft

17,6400 psi tebal dinding tangki 0,1694 inc dari tabel 5.4 brownell & young dipilih 3/16 inc tebal tangki 0,1875 inc sf 1,5000 inc 0,0381 m icr 0,5625 inc 0,0143 m pinggan dalam ( b ) 1,6574 m a 0,9596 m r 1,1078 m daya pengaduk 1,0000 Da 0,6397 m

1,3495 m Plate steel SA-167, tipe 304.appendix D,4 brownell allowable stress, s 18.750,0000 psi efesiensi sambung 0,8000 fktor korosi, CA 0,1250 inc tek operasi 1,0000 atm 14,7000 psi faktor keamanan 0,2000 persen tek desain 1,2000 Po 17,6400 psi tebal dinding tangki 0,1475 inc dari tabel 5.4 brownell & young dipilih 3/16 inc tebal tangki 0,1875 inc sf 1,5000 inc 0,0381 m icr 0,5625 inc 0,0143 m pinggan dalam ( b ) 1,6574 m a 0,4858 m r 0,9035 m daya pengaduk 1,0000 rps Da 0,3239 m 1,0623 ft E = Da 0,3239 m L 0,0810 m W 0,0405 m J 0,0810 m Viskositas camp 0,0007 lbm/ft.det

E = Da L W J Viskositas camp densitas Bil Re Np P

Faktor 1 2,9691 Faktor r 3,2862

10

2,0983 0,6397 0,1599 0,0800 0,1599 0,0007 1.327,0000 82,8450 542.794,8068 3,0000 10.109,6051 13,5572 16,9465


ft m m m m lbm/ft.det kg/m3 lbm/ft3 fig3.4.4 geankoplis watt Hp Hp

Penukar kation / Cation Exchanger laju masa air (Steam) volume resin

1.290,0622 1,2901 0,1970 0,0056

kg/jam m3/jam ft3/jam m3/jam


densitas diameter tangki Bil Re Np P

9

Menara Air laju masa air Densitas air Faktor keamanan volume air volume tangki Rencana H faktor pengali diameter, D H

1.363,0000 85,0930 3,1869 142.893,7993 3,0000 345,3323 0,4631 0,5789

kg/m3 lbm/ft3 ft

faktor keamanan Volume campuran Volume tangki

fig3.4.4 geankoplis '2' watt Hp Hp

Tinggi silinder, Hs Diammeter, D Faktor pengali Vs Vh Vt = Vs + 2Vh Diameter, D

11.359,4969 1.000,0000 0,2000 11,3595 13,6314

kg/jam kg/m3 persen m3 m3

3,0000 2,3550 1,7955 5,8892 5,3865 17,6676

0,2000 persen 1,2956 m3/jam 1,5548 m3

Direncanakan

D m ft m ft

3,0000 D 6,0000 Hh

2,3550 D3 0,2620 D3 2,6170 0,8407 m 2,7574 ft Hs 2,5220 m 8,2721 ft Hh 0,1401 m Ht 2,6621 m Plate steel SA-167, tipe 304.appendix c,4 brownell allowable stress, s 18.750,0000 psi efesiensi sambung 0,8000 fktor korosi, CA 0,1250 inc tek operasi 1,0000 atm 14,7000 psi faktor keamanan 0,2000 persen tek desain 1,2000 Po 17,6400 psi tebal dinding tangki 0,1266 inc dari tabel 5.4 brownell & young dipilih 3/16 inc


0,06251 4

Laju make up steam Tangki Asam Sulfat H2SO4 yg digunakan konsentrasi awal laju masa H2SO4 Densitas H2SO4 50% kbthn rancangan faktor keamanan Volume larutan, V1 volume tangki, Vt diameter diameter volume shell tangki

1,29E+03 kg/jam 5 50,0000 0,3000 0,0030 0,0717 1.363,0000 85,2010 30,0000 0,2000 0,0053 0,0063 2;3 6;1 1,1775

ppm persen berat kg/jam kg/hari kg/m3 lbm/ft3 hari persen m3 m3 Tinggi tangki tinggi head D3

Tangki Natrium Hidroksida (NaOH) NaOH yg digunakan 50,0000 ppm konsentrasi awal 0,5000 persen berat laju masa NaOH 0,0005 kg/jam 0,0131 kg/hari Densitas NaOH 50% 1.518,0000 kg/m3 94,8901 lbm/ft3 kbthn rancangan 30,0000 hari faktor keamanan 0,2000 persen Volume larutan, V1 0,0005 m3 volume tangki, Vt 0,0006 m3 diameter 2;3 Tinggi tangki diameter 6;1 tinggi head volume shell tangki 1,1775 D3

Volume head Dt

0,1308 D3 0,1690 m 0,5543 ft

Volume head Dt

0,1308 D3 0,0780 m 0,2558 ft

Hs Hh Ht diameter tutup diameter tangki tinggi cairan dlm tangki

0,2535 0,0282 0,2816 0,1690 0,1690


0,1170 0,0130 0,1300 0,0780 0,0780

m m m m m


m m m m m

0,0061 m Plate steel SA-167, tipe 304.appendix c,4 brownell 18.750,0000 psi allowable stress, s efesiensi sambung 0,8000 fktor korosi, CA 0,1250 inc tek operasi 1,0000 atm 14,7000 psi faktor keamanan 0,2000 persen tek desain 1,2000 Po


17,6400 psi tebal dinding tangki 0,1289 inc dari tabel 5.4 brownell & young dipilih 3/16 inc tebal tangki 0,1875 inc sf 1,5000 inc 0,0381 m icr 0,5625 inc 0,0143 m Faktor 1 pinggan dalam ( b ) 1,6574 m 2,7517 a 0,0845 m Faktor r r 0,8373 m 3,2862 daya pengaduk Da 0,0563 m E = Da L W J Viskositas camp densitas Bil Re Np P

11

0,1848 0,0563 0,0141 0,0070 0,0141 0,0035 1.363,0000 85,2010 1.664,6020 3,0000 0,0060 0,8000000 0,007555

ft m m m m

volume resin

1.290,0622 1,2901 0,1064 0,0030

E = Da L W J Viskositas camp

lbm/ft.det kg/m3 lbm/ft3

densitas Bil Re Np P

fig3.4.4 geankoplis Hp Persen HP

Penukar Anion / Anion Exchanger laju masa air (Steam)

17,6400 psi tebal dinding tangki 0,1252 inc dari tabel 5.4 brownell & young dipilih 3/16 inc tebal tangki 0,1875 inc sf 1,5000 inc 0,0381 m icr 0,5625 inc 0,0143 m Faktor 1 pinggan dalam ( b ) 1,6574 m 2,7474 a 0,0390 m Faktor r r 0,8360 m 3,2862 daya pengaduk Da 0,0260 m

kg/jam m3/jam ft3/jam m3/jam

12

0,0853 0,0260 0,0065 0,0032 0,0065 0,0004 1.518,0000 94,8902 3.207,5657 3,0000 0,00014 0,8000000 0,000176

ft m m m m lbm/ft.det kg/m3 lbm/ft3 fig3.4.4 geankoplis Hp persen Hp

Deaerator laju masa air (Steam) Volume shell

1.290,0622 kg/jam 1,3364 m3/jam 0,6414 m3



0,2000 persen 1,2931 m3/jam 1,5517 m3


3,0000 D 6,0000 Hh

Tinggi silinder, Hs Diammeter, D Faktor pengali Vs Vh Vt = Vs +2 Vh Diameter, D

Direncanakan Tinggi silinder, Hs Diammeter, D Faktor pengali Vs Vh Vt = Vs + 2Vh Diameter, D

0,2000 persen 1,3364 m3/jam 1,6037 m3

Direncanakan

2,3550 D3 0,2620 D3

0,8401 m 2,7555 ft Hs 2,5203 m 8,2666 ft Hh 0,1400 m 2,6603 ft Plate steel SA-167, tipe 304.appendix c,4 brownell allowable stress, s 18.750,0000 psi efesiensi sambung 0,8000 fktor korosi, CA 0,1250 inc tek operasi 1,0000 atm 14,7000 psi faktor keamanan 0,2000 persen tek desain 1,2000 Po 17,6400 psi tebal dinding tangki 0,1266 inc dari tabel 5.4 brownell & young dipilih 3/16 inc

3,0000 D 6,0000 Hh

2,3550 D3 0,2620 D3 2,6170 0,8494 m 2,7860 ft Hs 2,5482 m 8,3580 ft Hh 0,1416 m Tinggi Total 2,6897 m Plate steel SA-167, tipe 304.appendix c,4 brownell allowable stress, s 18.750,0000 psi efesiensi sambung 0,8000 fktor korosi, CA 0,1250 inc tek operasi 1,0000 atm 14,7000 psi faktor keamanan 0,2000 persen tek desain 1,2000 Po 17,6400 psi tebal dinding tangki 0,1266 inc dari tabel 5.4 brownell & young dipilih 3/16 inc


6

Tangki Kaporit [Ca(CLO)2] kaporit yg digunakan konsentrasi awal laju masa Kaporit Densitas Kaprt 70% kbthn rancangan faktor keamanan Volume larutan, V1 volume tangki, Vt diameter diameter volume shell tangki

4 50,0000 0,7000 0,0050 0,1200 1.560,0000

ppm persen berat kg/jam kg/hari kg/m3 97,5155

30,0000 0,2000 0,0033 0,0040

hari persen m3 m3 2;3 Tinggi tangki 6;1 tinggi head 1,1775 D3

Clarifier laju masa air laju masa alum laju masa Na2CO3

272.627,9255 11.359,4969 13,6314 0,5680 102,2724

Densitas air Densitas alum Densitas Na2CO3 Waktu tinggal Volume air Volume alum

4,2613 1.000,0000 1.363,0000 1.327,0000 2,0000 11,3595 0,0004 0,0032 1.000,1057 11,3631

Volume head Dt

0,1308 D3 0,1446 m 0,4743 ft

Volume Na2CO3 Densitas campuran Volume campuran,Q


0,2169 0,0241 0,2410 0,1446 0,1446

Volume klarifier 22,7262 Rho partikel 1.331,1350 Viskositas camp 0,0345 kec pengendapan 0,2090 Laju Volumetrik, Q 11,3631 Diameter klarifier 6,5737 Waktu pengdpn 3.145,9497 Plate steel SA-53,grade B, appendix c allowable stress, s 12.750,0000 efesiensi sambung,E 0,8000 fktor korosi, CA 0,1250 tek operasi 1,0000 14,7000 faktor keamanan 0,2000 tek desain 1,2000

m m m m m



17,6400 psi tebal dinding tangki 0,1253 inc dari tabel 5.4 brownell & young dipilih 3/16 inc tebal tangki 0,1875 inc sf 1,5000 inc 0,0381 m icr 0,5625 inc 0,0143 m pinggan dalam ( b ) 1,6574 m a 0,0723 m r 0,8369 m daya pengaduk Da 0,0482 m E = Da L W J Viskositas camp densitas Bil Re Np P

0,1581 0,0482 0,0121 0,0060 0,0121 0,0004 1.560,0000 97,5156 11.331,8461 3,0000 0,000013 0,0000163

17,6400 6,5737 21,5619 Tebal dinding klarifier 0,1437 dari tabel 5.4 brownell & young dipilih Diameter tangki


ft m m m m lbm/ft.det kg/m3 lbm/ft3 fig3.4.4 geankoplis Hp Hp

Daya klarifier P

.8/1 Sand filter laju alir masa air Densitas air Waktu tinggal Faktor keamanan Volume air volume tangki Direncanakan Tinggi penyaring,Hs Faktor pengali, Vs Faktor pengali, Vh Vt = Vs + 2Vh D Hh Hh

13 Boiler (Ketel uap) total kebutuhan panas

438.944.526,4436 18.289.355,2685 72.576.806,6210 840,0093 1.188,4682

kkal/har Btu/hari Btu/detik Hp

0,0060 2,7895

Hs Tinggi total tangki Vol shell Tinggi air

11.359,4969 1.000,0000 0,2500 0,2000 2,8399 3,4078 2,0000 1,5700 0,2620 1,2298 4,0339 0,1667 0,2050 0,6723 2,4597 2,8696 1,5831 0,6856

14 Pompa, P-05 laju alir masa (F)

1.290,0622


Jumlah tubes Luas permukaan, A Rencana spesifikasi tubes panjang, L diameter, D Luas permukaan pipa,a' Jumlah tubes, Nt

11.884,6822 ft2 30,0000 3,0000 1,4560 272,0852 273,0000

ft inc ft2/ft buah buah

Elorka,1959

kern,1965

2.838,1368 1.000,0000 62,4302 Viskositas 1,0000 0,00067 laju alir (Q) 45,4610 0,0126 5,6682 Diameter optimum 0,0004 D opt 0,8413 Dari Appendix C-6a Alan Foust (1980) ukuran pipa 1,0000 Schedule 40,0000 ID 1,0490 0,0873 A 0,0060 Kec linier ( V ) 2,1047 Bil Reynold (Nre) 17.078,9895 Dari Appendix C-1 Alan Foust (1980) E/D 0,01700 f 0,0300 Dari Appendix C-2 Alan Foust (1980) pjg pipa lurus 2 buah gate value fully open l/d,13 3 standart elbow 90, L/D = 30 I Sharp edge entrance (k=0.5; l/d=24) I Sharp edge exit k=1; l/d=50 Total L densitas,30oC

Faktor gesekan Ff tinggi pemompaan Wf Efesiensi pompa Daya pompa

3,9889 10,0000 13,9889 0,8000 13,7856 0,0251


P03

pompa kemenara air

P02 P01

pompa dari bak pengendap pompa dari sumur bor

14 Pompa (P01, P02, P03) kg/hari kg/jam kg/hari kg/jam kg/hari kg/jam kg/m3 kg/m3 kg/m3 jam m3/jam m3/jam

laju alir masa (F) densitas Viskositas 11.364,3262

m3/jam kg/m3 m3/jam m3 kg/m3 gr/cm.det cm/det m3/jam m det c4 brownell psi inc atm psi persen Po

0,0007 laju alir (Q) 400,3016 0,1112 49,9109 Diameter optimum 0,0031 D opt 2,4843 Dari Appendix C-6a Alan Foust (1980) ukuran pipa Schedule ID

21,5619 0,8739

11.359,4969 24.990,8932 1.000,0000 62,4302 1,0000

kg/jam lbm/jam kg/m3 lbm/ft3 cp

15 Menara pendingin (WCT) Suhu air masuk menara (Tl2) Suhu air keluar menara (Tl2) Perry's,1997

lbm/ft.det ft3/jam ft3/det gpm m3/s inc timmerhaus,1991

3,0000 inc 40,0000 3,0680 inc

0,2555 ft 0,0779 ID (m) A 0,0513 ft2 Kec linier ( V ) 2,1675 ft/det 0,2914 Bil Reynold (Nre) 51.442,7735 Dari Appendix C-1 Alan Foust (1980) E/D 0,00060 f 0,0210 C3 alan foust Dari Appendix C-2 Alan Foust (1980) pjg pipa lurus 30,0000 m 2 buah gate value fully open l/d,13 2,0249 m 3 standart elbow 90, L/D = 30 6,4220 m I Sharp edge entrance (k=0.5; l/d=27) 2,1028 m I Sharp edge exit k=1; l/d=56 4,3614 m Total L 44,9112 m 147,3087 ft

Suhu udara (Tg1)

Suhu bola basah, Tw Humidity, H Konsentrasi air densitas air , 40 oC Laju massa air pendingin laju volumetrik air pndingin kapasitas air, Q faktor keamanan luas menara, A laju tiap satuan luas, L Perbandingan ……L: 5 G Perhitungan tinggi menara Hy1 Hy2 Kg.a dari grafik diperoleh Hy2/Hy1 tinggi menara, z efessiensi tenaga kipas Daya yang diperlukan Slope Gmin


D^2 Hp


0,8842 70,0000 70,8842 0,8000 615,0898 1,1183

ft.lbf/lbm ft ft.lbf/lbm

230 210 190 170 150 130 110 90 70 15 Pompa Water Cooling To 50 laju alir masa (F) 30 densitas 20 1024oC 15

ft.lbf/det HP

Entalpi 10^3 (j/kg)

psi m ft inc h 3/16 inc

Ulrich,1984

9 Menara Air kg/jam kg/m3 jam persen m3 m3 diameter,D D3 D3 m ft D m ft m m m m

kg/jam

1,8320 3,8204

1,0875 3,9571

laju alir masa air 11.359,4969 kg/jam Densitas air 1.000,0000 kg/m3 faktor keamnaan 0,2000 persen Volume air 11,3595 m3 volume tangki 13,6314 m3 direncanakan tinggi tangki 1,0000 diammeter Faktor pengali 0,7850 Diameter 2,5895 m tinggi tangki, H 2,5895 m Plate steel SA-53,grade B, appendix c4 brownell allowable stress, s 12.750,0000 psi efesiensi sambung,E 0,8000 fktor korosi, CA 0,1250 inc tek operasi 1,0000 atm 14,7000 psi faktor keamanan 0,2000 persen tek desain 1,2000 Po 17,6400 psi Diameter tangki 2,5895 m 8,4937 ft Tebal dinding Sand 0,2132 inc Dipilih 1/4 inc

Viskositas laju alir (Q) 8,4937 ft Diameter optimum D opt Dari Appendix C-6a Alan Foust ukuran pipa Schedule ID A Kec linier ( V ) Bil Reynold (Nre) Dari Appendix C-1 Alan Foust ( E/D f


lbm/jam kg/m3 lbm/ft3 cp lbm/ft.det ft3/jam ft3/det gpm m3/s inc

Perry's,1997 .8/2

timmerhaus,1991

inc inc ft ft2 ft/det

Plate steel SA-53,grade B, appendix c4 brownell allowable stress, s 12.750,0000 psi efesiensi sambung,E 0,8000 fktor korosi, CA 0,1250 inc tek operasi 1,0000 atm 14,7000 psi faktor keamanan 0,2000 persen tek desain 1,2000 Po 17,6400 psi Diameter tangki 1,2298 m 4,0339 ft Tebal dinding Sand 0,1669 inc Dipilih 3/16 inc

Dari Appendix C-2 Alan Foust ( pjg pipa lurus 2 buah gate value fully open l/d, 3 standart elbow 90, L/D = 30 I Sharp edge entrance (k=0.5; l/ I Sharp edge exit k=1; l/d=70


C3 alan foust 8,0000 0,6924 2,1958 0,6391 1,3315 12,8587 42,1766 ft.lbf/lbm ft ft.lbf/lbm

m m m m m m ft

ft.lbf/det HP


oC F oC F oC

77,0000 F 75,0000 F 0,0140 kguap/kgudara krg 2,5000 gal/ft2.menit 990,1600 kg/m3 242.899,9680 kg/jam 245 m3/jam

1080,076 0,2000

700,589 0,316 6,0000 0,3790 60.802,6000 136.212,0000 0,0000 2,2402 3,7150 12,1851 0,9000 0,0300 4,4543 7,2800 0,0434

Perry's fig12-14 Perry's fig12-13 Perry's fig12-14 Perry's tabel 2-28 0,0681 m3/s

gal/menit persen ft2 kg/s.m2 G kg/s.m2 j/kg j/kg kg.mol/s.m3

15,6 26,7 29,4 32,2 35 37,8 40,6 43,3 46,1 60

43,68 84 97,2 112,1 128,9 148,2 172,1 197,2 224,5 461,5

25,0000

60,8026

40

136,2120

hy

Geankoplis pers9.3.9 Geankoplis pers10.5.2

Hy 60,8026 101,1 126,106 136,212

Nilai minimum 25,0000 40

hasil grafik 1 213,8000 88,0000 1/(Hy-hy)

88,0000 155,2252122 196,9408976 213,8000

0,0368 0,0185 0,0141 0,0129

0,0400

m ft % Hp/Ft2 Hp kg/s.m2

0,0350 0,0300

gbr 12-15 perry's

1/(Hy*-Hy)

40,0000 104,0000 25,0000 77,0000 25,0000

0,0250 0,0200 0,0150


1 0,0100 0,0050 0,0000 0,0000

50,0000

100,000

kesetimbangan Operasi

ower 242.899,9680 kg/jam 534.379,9296 lbm/jam 1.000,0000 kg/m3 0 25 30 62,4302 lbm/ft3 Suhu 1,0000 cp (C) 0,0007 lbm/ft.det 8.559,6443 ft3/jam 2,3777 ft3/det 1.067,2450 gpm 0,0673 m3/s 9,8568 inc (1980) 8,0000 inc 40,0000 7,9810 inc 0,6645 ft 0,3474 ft2 6,8442 ft/det 422.554,0246 1980) 0,0002 0,0170

16

Pompa Chiller laju alir masa (F)

35

40

45

50

Perry's,1997

timmerhaus,1991

0,2026

C3 alan foust

139.089,0389 kg/jam 305.995,8855 lbm/jam densitas 10oC 1.000,0000 kg/m3 62,4302 lbm/ft3 Viskositas 1,0000 cp 0,0007 lbm/ft.det laju alir (Q) 4.901,4115 ft3/jam 1,3615 ft3/det 611,1243 gpm Diameter optimum 0,0386 m3/s D opt 7,6696 inc Dari Appendix C-6a Alan Foust (1980) ukuran pipa 8,0000 inc Schedule 40,0000 ID 7,9810 inc 0,6645 ft A 0,3474 ft2 Kec linier ( V ) 3,9191 ft/det Bil Reynold (Nre) 241.962,2927 Dari Appendix C-1&c3 Alan Foust (1980) E/D 0,00022 f 0,0170


1980) 8,0000 5,2676 16,7061 7,0910 14,1820 51,2467 168,0892

,13 /d=35) Total L 12,5212 20,0000 32,5212 0,8000 6.034,2641 10,9714

ft.lbf/lbm ft ft.lbf/lbm ft.lbf/det HP

m m m m m m ft

Dari Appendix C-2 Alan Foust (1980) pjg pipa lurus 2 buah gate value fully open l/d,13 3 standart elbow 90, L/D = 30 I Sharp edge entrance (k=0.5; l/d=35) I Sharp edge exit k=1; l/d=70 Total L Faktor gesekan Ff tinggi pemompaan Wf Efesiensi pompa Daya pompa

10,0000 5,2676 16,7061 7,0910 14,1820 53,2467 174,6492 4,2658 ft.lbf/lbm 20,0000 ft 24,2658 ft.lbf/lbm 0,8000 2.578,2101 ft.lbf/det 4,6877 HP


18 Chiller Suhu air masuk menara (Tl2) Titik C dan B

mG 60,8026 213,8000

1,0000 4,5000 3,5000 1,0000 1,0000 1,0000 7,0000 41,0000 3,0000 0,5000 1,5000 1,0000 1,0000 5,0000 3,5000 75,5000

Suhu air keluar menara (Tl2) Titik D dan A

22 71,6 295 10 50 283 139.089,0389 139,3678 Isentropi 4,3318 0,9675 468,7239

laju air pendingin SA 4,1908 Nilai X entalpi titik A, HA entalpi titik B, HB EntlpiC, HC entalpi titik C, HC, HDl

479,7561 isentalpi -716,7700

Efek refrigerasi, Q2 Kerja masuk, (Kompresor) COP teoritis COP aktual COP aktual efek refrigerasi

1.196,5261 11,0322 107,4574 0,6000 64,4745 12000 12,6600 27.311,0798 7,1909 10,2727 1.485,3448 7,6604 1,4853

Kerja, Kompresor

Laju sirkulasi, M


pans y dipindahkan

00

150,0000 Hy*

200,0000

250,0000

Daya Efesiensi laju rferigerant

1.669.068,4665 6.983.382,4638 108.312,3771 28,5183 40,7404 0,8 10.505,4860

Perry's,1997

timmerhaus,1991

0,2026

C3 alan foust


m m m m m m ft


Data amoniak T, K

oC F K oC F

280 283 290 295 300

k kg/jam m3/jam SB X

Data CO2

P,bar Hf (kj/kg) 5,5072 6,17734 7,741 9,1755 10,61

Hg (kj/kg) -730,9 -716,77 -683,8 -659,9 -636

laju air pendingin SA 0,5935

kj/kg

Nilai X entalpi titik A, HA

kj/kg HD kj/kg

entalpi titik B, HB EntlpiC, HC entalpi titik C, HC, HDl

kj/kg kj/kg

Efek refrigerasi, Q2 Kerja masuk, (Kompresor) COP teoritis COP aktual COP aktual efek refrigerasi

Cop teoritis Asumsi btu/ton.jam kj/kg.jam kj/jam Btu/detik Hp kg refr/jam KW tonref/jam

Kerja, Kompresor

Laju sirkulasi, M

506 508,61 514,7 518,1 521,5

139.089,0389 139,3678 Isentropi 0,6992 0,8488 695,5501 682,8318 isentalpi 527,7200

Sf (kj/kg.k) Sg (kj/kg.k) 5,811 10,228 5,8602 10,192 5,975 10,108 6,055 10,051 6,135 9,994

T, K Titik A,D Titik B, C

280 283 290 295 300

P,bar 41,6 45,065 53,15 60,125 67,1

kg/jam m3/jam SB X kj/kg kj/kg HD kj/kg

-12,7183 kj/kg -167,8301 kj/kg -13,1959 0,6000 Cop teoritis Asumsi -7,9175 1200 btu/ton.jam 1,2660 kj/kg.jam -22.240,0707 kj/jam -5,8557 Btu/detik -8,3653 Hp 1.049,1962 kg refr/jam


kkal/jam kJ/jam kJ/jam Btu/det Hp persen kg NH3/ jam



2 Hf (kj/kg) Hg (kj/kg) Sf (kj/kg.k) Sg (kj/kg.k) 519,2 729,1 3,176 3,925 527,72 725,44 3,2045 3,9037 547,6 716,9 3,271 3,854 566,5 703,55 3,332 3,798 585,4 690,2 3,393 3,742


Harga tanah seluruhnya 10.000 2.000.000.000,00

200.000

0,05 100.000.000,00

2.000.000.000

2.000.000.000 2.100.000.000

100.000.000

Biaya perataan tanah

A. Total biaya tanah

harga bangunan 11.381.000.000 B. Total Harga Peralatan 7.164.281.740 13.936.998.580 A. Harga alat impor sampai ke lokasi pabrik 1,43 18.498.302.819 harga total alat 18.498.302.819 19.008.487.111 B. Biaya Pemasangan 0,1 1.900.848.711 C. Harga Peralatan Terpasang 19.008.487.111 20.909.335.822 D. Instrumentasi dan Alat Kontrol

6.772.716.840

12.935.876.097

1.001.122.483

19.008.487.111

1.900.848.711

0,10 2.090.933.582

20.909.335.822

0,8 16.727.468.658

20.909.335.822

0,1 2.090.933.582

20.909.335.822

0,08 1.672.746.866

20.909.335.822

0,01 209.093.358 I. Biaya Perlengkapan Kebakaran 0,01 209.093.358 J. Biaya Sarana Transportasi Total MITL 62.250.605.226 1.2 MITTL A. Pra Investasi 0,07 4.357.542.366 B. Engineering dan Supervisi 0,10 6.225.060.523 C. Biaya Kontraktor 0,10 6.225.060.523 D. Biaya tak Terduga 0,1 6.225.060.523 Total MITTL 25.517.974.120 Total MIT = MITL + MITTL 62.250.605.226 87.768.579.347 2.1 Persediaan Bahan Baku A. Persediaan Bahan Baku Proses

20.909.335.822

alat proses BE-101 TB Heat Exchanger Tangki pencampur n-pentana dan Separator - 101 Filter Press Bak Penampung Kulit* Evaporator Tangki cocoa butter Bak penampung cocoa powder* Condensor - 101 Screw conveyor Spray dryer Cyclon Pompa - 101* Pompa - 102* Pompa - 103* Pompa - 104* 19.008.487.111 Fan Condensor - 102 Bucket elevator - 101 Bucket elevator - 102 Bucket elevator - 103 Hammer mill - 101 Hammer mill – 102

E. Biaya Perpipaan

F. Biaya Instalasi Listrik

G. Biaya Insulasi

H. Biaya Inventaris kantor

20.909.335.822 4.860.000.000

62.250.605.226

62.250.605.226

62.250.605.226 2.485.250.187 62.250.605.226

25.517.974.120


26872020000

151598338

93.921.707.628 27.023.618.338

108.601.181.693 Total biaya bahan baku proses dan util selama 3 bulan 108.601.181.693 93.921.707.628 Total biaya bahan baku selama 1 tahun adalah 362.003.938.977 1. Gaji Pegawai 365.600.000 Total gaji pegawai selama 3 bulan 3 365.600.000 1.096.800.000 2. Biaya Administrasi Umum 0,1 1.096.800.000 109.680.000 3. Biaya Pemasaran 0,1 1.096.800.000 109.680.000 4. Pajak Bumi dan Bangunan 10.000 100.000 1.000.000.000 10.000 300.000 3.000.000.000 NJOP 1.000.000.000 3.000.000.000 4.000.000.000 NJOP Tidak Kena Pajak 80 300.000 24.000.000 NJOP untuk penghitungan PBB 4.000.000.000 24.000.000 3.976.000.000 Nilai jual Kena Pajak 0,2 3.976.000.000 795.200.000 PBB yang terutang 0,05 795.200.000 39.760.000 PBB per 3 bulan 3 12 9.940.000 Perincian biaya kas 1. gaji pegawai 1.096.800.000 2. administrasi umum 109.680.000 3. Pemasaran 109.680.000 4. Pajak Bumi dan Bangunan 9.940.000 total 1.326.100.000

365.600.000

362.003.938.977

39.760.000

2.3 Biaya Start - Up 0,12 10.532.229.522

87.768.579.347


2.4 Piutang Dagang

1.306

24

300

12

150.400.512.000

16.000

Harga total penjualan

1,50401E+11 Piutang Dagang

-

150.400.512.000 3 37.600.128.000

rincian modal kerja 1. bahan baku proses dan utilitas 2. kas 3. start up 4. piutang dagang total

93.921.707.628 1.326.100.000 10.532.229.522 37.600.128.000 143.380.165.150

Total Modal Investasi Modal Sendiri Pinjaman Bank

87.768.579.347 231.148.744.496

143.380.165.150

0,7 161.804.121.148

231.148.744.496

0,3 69.344.623.349

231.148.744.496

3.1 Biaya Tetap (Fixed Cost) A. Gaji tetap karyawan 12 4.752.800.000

1

0,16 11.095.139.736 C. Depresiasi dan Amortisasi Amortisasi 0,2 5.103.594.824 Perkiraan biaya depresiasi komponen bangunan peralatan proses Peralatan utilitas instrumentasi dan kontrol perpipaan instalasi listrik insulasi inventaris kantor perlengkapan kebakaran sarana transportasi total

69.344.623.349

365.600.000

B. Bunga Pinjaman bank

25.517.974.120 biaya (Rp) 11.381.000.000 18.288.659.436 719.827.675 2.090.933.582 16.727.468.658 2.090.933.582 1.672.746.866 209.093.358 209.093.358 4.860.000.000 58.249.756.516

18.288.659.436 719.827.675 umur (tahun)

depresiasi (Rp) 20 16 16 8 8 8 8 8 8 8

569.050.000 1.143.041.215 44.989.230 261.366.698 2.090.933.582 261.366.698 209.093.358 26.136.670 26.136.670 607.500.000 5.239.614.120

Depresiasi

5.239.614.120 Total biaya amortasi dan depresiasi 10.343.208.944 D. Biaya tetap perawatan Perawatan mesin dan alat-alat proses 0,1

depderiasi thun ke 6

48.275.649.498 4.605.977.450

20.909.335.822


Perawatan bangunan Perawatan kendaraan

1.045.466.791 0,1 569.050.000

0,1 243.000.000 Perawatan instrumentasi dan alat kontrol 0,1 104.546.679 Perawatan perpipaan 0,1 836.373.433 Perawatan instalasi listrik 0,1 104.546.679 Perawatan insulasi 0,1 83.637.343 Perawatan inventaris kantor 0,1 10.454.668 Perawatan perlengkapan kebakaran 0,1 10.454.668 Total biaya perawatan 3.007.530.261 E. Biaya Tambahan 0,2 17.553.715.869 F. Biaya Laboratorium, Penelitian 0,1 877.685.793 G. Biaya Asuransi 0,00 192.976.876 Biaya untuk asuransi tenaga kerja adlh 2.54% 0,0154 22.520.960 Total biaya asuransi 192.976.876 215.497.836 H. Pajak Bumi dan Bangunan 39.760.000 Total biaya tetap 47.885.338.440 3.2 Biaya variabel A. Biaya variabel bahan baku proses dan utilitas 36.200.393.897 B. Biaya variabel pemasaran 0,0 362.003.939 C. Biaya variabel perawatan 0,1 3.620.039.390 D. Biaya variabel lainnya 0,05 877.685.793 Total biaya variabel 41.060.123.019 Total biaya produksi 88.945.461.459 4. Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan A. Laba sblm pajak 150.400.512.000 61.455.050.541 B. Pajak penghslan yg hrs dibyr 0,1 5.000.000

11.381.000.000

4.860.000.000

2.090.933.582

16.727.468.658

2.090.933.582

1.672.746.866

209.093.358

209.093.358

87.768.579.347

17.553.715.869

62.250.605.226

4

365.600.000

22.520.960

36.200.393.897

362.003.938.977

36.200.393.897

36.200.393.897

17.553.715.869

88.945.461.459

50.000.000


0,15 7.500.000 0,3 18.406.515.162

100.000.000

50.000.000

61.455.050.541

100.000.000

Total pph 18.419.015.162 C. Laba stlh pajak 61.455.050.541 43.036.035.378

18.419.015.162

61.455.050.541 40,861

150.400.512.000

100

47.885.338.440 43,795 Kapasitas lemak cokelat pada BEP 9.400,00 4.116,706

150.400.512.000

41.060.123.019

43,795

100

150.400.512.000 65.867.512.324

43,795

100

43.036.035.378 18,618

231.148.744.496

100

1 0,054

18,618

1

161.804.121.148

100

5. Aspek ekonomi A. Profit Margin (PM)

B. Break Even Point (BEP) 100

Nilai penjualan pada BEP

C. Pay out time (POT) ROI

POT

D. Return on Network (RON) 43.036.035.378 26,598


Unit 3 1 1 1 1 1 4 1 1 2 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 4 1 1 1 1 1 1 1 39

Harga/Unit (Rp) harga 76447561 229.342.683 565169679 565.169.679 508597856 508.597.856 531207813 531.207.813 109049183 109.049.183 156843955 156.843.955 198511955 794.047.820 263363759 263.363.759 378756660 378.756.660 151533494 303.066.988 265234533 265.234.533 381488305 381.488.305 116157069 116.157.069 107748761 107.748.761 465270298 465.270.298 1970078267 1.970.078.267 947622483 947.622.483 404302198 404.302.198 343888955 343.888.955 266750784 266.750.784 166533848 166.533.848 938780036 938.780.036 65319178 261.276.712 2500000 2.500.000 2500000 2.500.000 2.500.000 2.500.000 2500000 2500000 2500000 2500000

2.500.000 2.500.000 2.500.000 2.500.000 10.492.078.645 7.164.281.740

alat utilita Bak Penge Sand Filter 965.122.483 Menara Air Penukar Ka Penukar An Pembangk Water Coo Deaerator Tangki NaO Tangki H2S Tangki Kap Pipa panas Fan Pompa - 20 Pompa - 20 Pompa - 20 Pompa - 20 Pompa - 20 Pompa – 2 Genset total

Unit arga/Unit (R harga 2 8000000 16.000.000 1 97060619 97.060.619 1 28338450 28.338.450 1 38544226 38.544.226 1 38544226 38.544.226 1 2,87E+08 287.350.676 1 2,49E+08 248.704.088 1 23756800 23.756.800 1 1573016 1.573.016 1 2199965 2.199.965 1 1725317 1.725.317 1 21064000 21.064.000 1 9486445 9.486.445 2 2500000 5.000.000 2 2500000 5.000.000 1 2500000 2.500.000 1 2500000 2.500.000 1 2500000 2.500.000 1 2500000 2.500.000 3 1,12E+08 336.744.198 25 1.171.092.026 1.171.092.027 gaji jml nilai Direktur 1 20000000 Sekretaris 1 5000000 Manajer Pr 1 7000000 Manajer Um 1 7000000 Kepala Bag 3 6000000 Supervisor 4 4000000 Karyawan L 1 4000000 Karyawan H 2 3000000 Karyawan P 2 4000000 Karyawan P 40 2000000 Karyawan U 8 2000000 Karyawan B 8 2000000 Karyawan L 12 2000000 Karyawan A 4 1500000 Karyawan K 3 1800000 Karyawan K 16 2000000 Karyawan K 8 1000000


Karyawan t Karyawan P Karyawan P Dokter Bendahara total

2 2 2 1 1

1800000 1500000 2000000 3500000 6000000





6.772.716.840 36.000.000 julh gaji 20.000.000 5.000.000 7.000.000 7.000.000 18.000.000 16.000.000 4.000.000 6.000.000 8.000.000 80.000.000 16.000.000 16.000.000 24.000.000 6.000.000 5.400.000 32.000.000 8.000.000


3.600.000 3.000.000 4.000.000 3.500.000 6.000.000 298.500.000

387000000


Kapasitas Produksi 9400 0 940 1880 2820 3760 4700 5640 6580 7520 8460 9400

Biaya Tetap Biaya Variabel Total Biaya Produksi 38934341451 13220387986 52154729437 38934341451 0 38934341451 38934341451 1322038799 40256380250 38934341451 2644077597 41578419048 38934341451 3966116396 42900457847 38934341451 5288155194 44222496645 38934341451 6610193993 45544535444 38934341451 7932232792 46866574243 38934341451 9254271590 48188613041 38934341451 10576310389 49510651840 38934341451 11898349187 50832690638 38934341451 13220387986 52154729437

Penjualan 122200416000 0 12220041600 24440083200 36660124800 48880166400 61100208000 73320249600 85540291200 97760332800 109980374400 122200416000

0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100

140 Biaya Tetap Biaya Variabel

120

Total Biaya Produksi Penjualan

Harga (Milyard)

100 80 60 40 20 0 0

10

20

30

40

50

60

70

80

90

Kapasitas Produksi (%)


100


Steam 1400C, 3 atm Air Pendingin 250C, 1 atm Air Proses 360C, 1 atm

NaOH Karbon Aktif

Uap Air

HCl

Gudang 300C, 1 atm Fasa Padat Pati Air Protein Lemak Impurities

Mixer 300C, 1 atm

Reaktor Hidrolisa 1350C, 1 atm

Fasa Cair Pati Air Protein Lemak Impurities

Coller 500C, 1 atm

Fasa Cair C6H12O6 Air HCl Fasa Padat Pati Protein Lemak Impurities

Filter Press 01 500C, 1 atm

Reaktor Netralisasi 600C, 1 atm

Fasa Cair Fasa Cair C6H12O6 C6H12O6 Air Air HCl HCl Fasa Padat Pati Fasa Cair Protein C6H12O6 Lemak Air Impurities HCl Fasa Padat Pati Protein Lemak Impurities

Fasa Cair C6H12O6 Air HCl

Tangki Dekanter 600C, 1atm

Tangki Decolorizing 800C, 1 atm

Fasa Cair C6H12O6 Air HCl Fasa Cair C6H12O6 Air NaCl

Filter Press 02 800C, 1 atm

Fasa Cair C6H12O6 Air Karbon Aktif

Evavorator 1200C, 1 atm

Fasa Cair C6H12O6 Air

Fasa Cair C6H12O6 Air Karbon Aktif

Crystalizer 300C, 1 atm



Srew Conveyor 300C, 1 atm

Uap Air

Strorage 300C, 1atm

Rotary Cooler 300C, 1 atm

Rotary Dryer 1100C, 1 atm Fasa Padat C6H12O6.H2O Air

Fasa Padat C6H12O6.H2O Air

Hot Chumber

Fasa Padat C6H12O6.H2O Air

Brander

Air Pendingin Sisa

Kondensat

Diagram Alir Pembuatan Glukosa Monohidrat dari Pati Ubi Kayu


Tabel LE.11 Program Data Perhitungan Internal Rate oF Return (IRR) THN

Laba Sebelum Pajak

Pajak

Laba Sesudah Pajak

Depresiasi

Net Cash Flow

P/F pada

PV pada I = 35 %

I = 32 %

P/F pada

PV pada I = 36 %

I = 36 %

0

-

-

-

-

-286321678504

1

-286321678504

1

115312652040

34576295612

80736356428

6375743267

87112099695

0.7407

64527481256

0.735

64053014482

2

126843917244

38035675173

88808242071

6375743267

95183985338

0.5487

52227152449

0.541

51461929789

3

138375182448

41495054734

96880127714

6375743267

103255870981

0.4064

41967533803

0.398

41048569715

4

149906447652

44954434296

104952013356

6375743267

111327756623

0.3011

33517250381

0.292

32542268510

5

161437712856

48413813857

113023898999

6375743267

119399642266

0.2230

26627732360

0.215

25663062625

6

172968978060

51873193418

121095784642

6375743267

127471527909

0.1652

21057682848

0.158

20145578412

7

184500243264

55332572979

129167670285

6375743267

135543413552

0.1224

16586014447

0.116

15750924878

8

196031508468

58791952540

137239555928

6375743267

143615299195

0.0906

13017589113

0.085

12271267981

9

207562773672

62251332102

145311441570

6375743267

151687184837

0.0671

10184623407

0.063

9530127611

10

219094038876

65710711663

153383327213

6375743267

159759070480

0.0497

7945620897

0.046

7380341221

1337002456.6

IRR

= 35 % +

1

-286321678504

-6474593281.2

(1337002456.6) x[36% − 35%] (1337002456,6 − 6474593281,2)

= 35,17 %


Tabel LE.11 Program Data Perhitungan Internal Rate oF Return (IRR) Tahun Laba Sebelum Pajak 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10

59.326.680.969 =((0.1*b5)+b5) =((0.2*b5)+b5) =((0.3*b5)+b5) =((0.4*b5)+b5) =((0.5*b5)+b5) =((0.6*b5)+b5) =((0.7*b5)+b5) =((0.8*b5)+b5) =((0.9*b5)+b5)

Pajak

Laba Sesudah Pajak

= (12500000 + (0.3*(B5-100000000))) = (12500000 + (0.3*(B6-100000000))) = (12500000 + (0.3*(B7-100000000))) = (12500000 + (0.3*(B7-100000000))) = (12500000 + (0.3*(B7-100000000))) = (12500000 + (0.3*(B7-100000000))) = (12500000 + (0.3*(B7-100000000))) = (12500000 + (0.3*(B7-100000000))) = (12500000 + (0.3*(B7-100000000))) = (12500000 + (0.3*(B7-100000000)))

Nilai Internal Rate Of Return (IRR) I= I=

=B5-C5 =B6-C6 =B7-C7 =B8-C8 =B9-C9 =B10-C10 =B11-C11 =B12-C12 =B13-C13 =B14-C14

Depresiasi

Net Cash Flow

P/F pada I =…. %

12.725.311.954 12.725.311.954 12.725.311.954 12.725.311.954 12.725.311.954 12.725.311.954 12.725.311.954 12.725.311.954 12.725.311.954 12.725.311.954

-185729568295 =D5+E5 =D6+E6 =D7+E7 =D8+E8 =D9+E9 =D10+E10 =D11+E11 =D12+E12 =D13+E13 =D14+E14

1 =(1+C17) ^-A5 =(1+C17) ^-A6 =(1+C17) ^-A7 =(1+C17) ^-A8 =(1+C17) ^-A9 =(1+C17) ^-A10 =(1+C17) ^-A11 =(1+C17) ^-A12 =(1+C17) ^-A13 =(1+C17) ^-A14

PV pada I = 75 % -185729568295 =F5*G5 =F6*G6 =F7*G7 =F8*G8 =F9*G9 =F10*G10 =F11*G11 =F12*G12 =F13*G13 =F14*G14 =SUM(H4:H14)

P/F pada I = …. % 1 =(1+C18)^-A5 =(1+C18)^-A6 =(1+C18)^-A7 =(1+C18)^-A8 =(1+C18)^-A9 =(1+C18)^-A10 =(1+C18)^-A11 =(1+C18)^-A12 =(1+C18)^-A13 =(1+C18)^-A14

0,28 0,29


PV pada I = 76…. % -185729568295 =F5*I5 =F6*I6 =F7*I7 =F8*I8 =F9*I9 =F10*I10 =F11*I11 =F12*I12 =F13*I13 =F14*I14 =SUM(J4:J14)


LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA LA.1 PERHITUNGAN NERACA MASSA Kapasitas produksi

= 9.400 ton/tahun

Basis perhitungan

= 1 jam operasi

Satuan massa

= kilogram

Satu tahun operasi

= 300 hari

Satu hari operasi

= 24 jam

Kemurnian produk

= 99,5% C 6 H 12 O 6 .H 2 O Sumber : US. Patent No.4.816.079 (11 November 2007)

Kapasitas produksi dalam 1 jam operasi =

9.400 ton 1000 kg 1tahun 1 hari × × × 1 tahun 1ton 300 hari 24 jam

= 1.305,56 kg/jam Dari kapasitas produksi C 6 H 12 O 6 .H 2 O per jamnya maka perhitungan kesetimbangan massa dapat ditentukan dengan cara perhitungan menggunakan alur mundur mulai dari produk yang dihasilkan hingga kebutuhan bahan baku yang digunakan setiap jamnya.

1. Rotary Cooler (RC) Fungsi : Menurunkan temperatur C 6 H 12 O 6 .H 2 O yang keluar dari Rotary Dryer

23 Fasa Padat C6H12O6.H2O = 0,995 H2O 70oC, 1 atm

Neraca massa total:

RC 30oC, 1 atm

24 Fasa Padat C6H12O6.H2O = 0,995 H2O 30oC, 1 atm

F23 = F24

Neraca massa komponen Untuk C 6 H 12 O 6 .H 2 O FC246 H12O6 H 2O = 0,995 x F24


FC246 H12O6 H 2O = 0,995 x 1.305,56 kg/jam = 1.299,032 kg/jam H2O

FH242O = F24 - FC246 H12O6 H 2O FH242O = 1.305,56 kg/jam – 1.299,032 kg/jam FH242O = 6,5278 kg/jam

Tabel LA. 1 Perhitungan Neraca Massa pada Rotary Cooler (RC) Masuk (kg/jam) Alur 23 1.299,032 6,527 1.305,560

Komponen C 6 H 12 O 6 .H 2 O H2O Total

Keluar (kg/jam) Alur 24 1.299,032 6,527 1.305,560

2. Rotary Dryer (RD) Fungsi: Mengurangi kadar air yang terkandung dalam C 6 H 12 O 6 .H 2 O Fasa Uap H 2O 110oC, 1 atm

21 Fasa Padat C6H12O6.H2O = 0,995 H2O = 0,005 30oC, 1 atm

22

RD 110oC, 1 atm

23 Fasa Padat C6H12O6.H2O H2O 110oC, 1 atm

Udara panas 200 0C

Neraca massa total:

F21 = F22 + F23

Neraca massa komponen C 6 H 12 O 6 .H 2 O

FC216 H12O6 H 2O = FC236 H12O6 H 2O = 1.299,032 kg/jam H2O

FH212O = FH222O + FH232O FH212O = FH222O + 6,5278 kg/jam

………(1)


3. Screw Conveyor (SC) Fungsi: Mengecilkan ukuran kristal C 6 H 12 O 6 .H 2 O

20 Fasa Padat C6H12O6.H2O

SC 30oC, 1 atm

H2O 30oC, 1 atm


Neraca Massa Total: F21 = F20 Neraca massa komponen C 6 H 12 O 6 .H 2 O


FH212O = FH202O

………(2)

4. Crystalizer (CR) Berfungsi : Untuk mengubah larutan C 6 H 12 O 6 menjadi kristal C 6 H 12 O 6 .H 2 O

19 Fasa Cair C6H12O6 H 2O 120oC, 1 atm

CR 30oC, 1 atm


Neraca Massa Total: F19 = F20 Neraca massa komponen C 6 H 12 O 6 .H 2 O FC206 H12O6 H 2O = 1.299,032 kg/jam


C 6 H 12 O 6 Komposisi C 6 H 12 O 6 dalam C 6 H 12 O 6 .H 2 O:

FC196 H12O6 = FC196 H12O6 =

BM C6 H12O6 BM C6 H12O6 H 2O

× FC20H

6 12 O 6 H 2 O

180,16 kg / kmol × 1.299,032 198,18 kg / kmol

FC196 H12O6 = 1.180,914 kg/jam Komposisi H 2 O dalam C 6 H 12 O 6 .H 2 O: = FC206 H12O6 H 2O - FC196 H12O6 = 1.299,032 kg/jam- 1.180,914 kg/jam = 118,118 kg/jam FH192O = FH202O + 118,118 kg/jam

………(3)

5. Evaporator (EV) Fungsi: Memekatkan larutan C 6 H 12 O 6 Fasa Uap H 2O 120oC, 1 atm 17 Fasa Cair C6H12O6. H 2O 80oC, 1 atm

18

EV 120oC, 1 atm

19 Fasa Cair C6H12O6 = 0,78 H 2O 120oC, 1 atm

Neraca Massa Total: F17 = F18 + F19 Neraca massa komponen FC196 H12O6 = 78 %

Sumber : US. Patent No.4.816.079 (11 November 2007)

C 6 H 12 O 6

FC176 H12O6 = FC196 H12O6 = 1.180,914 kg/jam H2O

FH172O = FH182O + FH192O FH172O =0,78x FH172O + FH192O

………..(4)


0,22x FH172O = FH192O

………..(5)

6. Filter Press-02 (FP-02) Fungsi: Memisahkan karbon aktif yang bercampur di dalam larutan C 6 H 12 O 6 15 Fasa Padat Karbon Aktif Fasa Cair C6H12O6. H 2O 80oC, 1 atm

FP-02 80 C, 1 atm o

16

17

Fasa Cair C6H12O6 H 2O 80oC, 1 atm

Fasa Padat Karbon Aktif Fasa Cair C6H12O6. H2 O 80oC, 1 atm

Neraca Massa Total: F15 = F16 + F17 Asumsi: Banyaknya larutan C 6 H 12 O 6 yang ikut terbuang pada buangan Filter Press (alur 16) diperkirakan sebanyak 0,1% dari larutan C 6 H 12 O 6 yang ada di dalam umpan Filter Press-02 Neraca Massa Komponen: Untuk C 6 H 12 O 6 FC156 H12O6 = FC166 H12O6 + FC176 H12O6

FC156 H12O6 = (0,001 x FC156 H12O6 ) + 1.180,914 kg/jam 0,999 x FC156 H12O6 = 1.180,914 kg/jam

FC156 H12O6 = 1.180,096 kg/jam FC166 H12O6 = 0,001 x FC156 H12O6 FC166 H12O6 = 0,001 x 1.182,096 kg/jam FC166 H12O6 = 1,1821 kg/jam Untuk H 2 O FH152O = FH162O + FH172O FH162O = 0,001x FH162O

………..(6)

Untuk Karbon Aktif 15 16 FKarbonAkti f = FKarbonAktif

………..(7)


7. Tangki Decolorizing (TD) Fungsi: Menghilangkan zat warna yang ada di dalam larutan C 6 H 12 O 6 dengan menggunakan Karbon Aktif Karbon Aktif

14 13 Fasa Cair C6H12O6. H2 O 60oC, 1 atm

TD 80oC, 1 atm

15

Fasa Cair C6H12O6 H 2O Fasa Padat Karbon Aktif 80oC, 1 atm

Neraca Massa Total: F15 = F13 + F14 Neraca Massa Komponen: Untuk C 6 H 12 O 6

FC136 H12O6 = FC156 H12O6 FC136 H12O6 = 1.182,096 kg/jam Untuk H 2 O FH132O = FH152O6

………..(8)

Untuk Karbon Aktif Karbon aktif yang dibutuhkan adalah 2,2 % dari bahan baku Sumber : US. Patent No.4.816.079 (11 November 2007) 14 15 FKarbonAkti f = FKarbonAktif

………..(9)

1 14 FKarbonAkti f = 0,022 x F

………..(10)


8. Tangki Dekanter (DK) Fungsi: Memisahkan NaCl yang bercampur di dalam larutan C 6 H 12 O 6 .

11

DK 60oC, 1 atm

Fasa Cair C6H12O6. H 2O NaCl 60oC, 1 atm

12

13



Neraca Massa Total: F11 = F12 + F13 Asumsi: Banyaknya larutan C 6 H 12 O 6 yang ikut terbuang pada alur 12 diperkirakan sebanyak 0,1 % dari larutan C 6 H 12 O 6 yang ada di dalam umpan Tangki Dekanter Neraca Massa Komponen: Untuk C 6 H 12 O 6

FC116 H12O6 = FC126 H12O6 + FC136 H12O6 FC116 H12O6 = (0,001 x FC116 H12O6 ) + 1.182,096 kg/jam 0,999 x FC116 H12O6 = 1.182,096 kg/jam

FC116 H12O6 = 1.183,28 kg/jam FC126 H12O6 = 0,001 x FC116 H12O6 FC126 H12O6 = 1,1833 kg/jam Untuk H 2 O FH112O = FH122O + FH132O FH132O = 0,999 x FH112O

………..(11)

Untuk NaCl 11 12 = FNaCl FNaCl

………..(12)


9. Reaktor Netralisasi (RN) Fungsi: Menetralkan suasana asam di dalam larutan C 6 H 12 O 6 . NaOH H 2O

9 Fasa Cair C6H12O6. H 2O

10 11

RN 60oC, 1 atm

Fasa Cair C6H12O6 H 2O NaCl 60oC, 1 atm

60oC, 1 atm

Reaksi: HCl + NaOH

NaCl + H 2 O

Neraca Massa Total: F11 = F9 + F10 Neraca Massa Komponen: Fout = Fin ± r.τ.M Dimana: Fout = Laju alir Massa Keluar Fin = Laju alir Massa Masuk r

= Laju Reaksi

τ

= Koefisien stokiometri

M

= Berat molekul senyawa

Laju reaksi (r) Asumsi: Konversi reaksi 100% terhadap HCl X= 1=

N in − N out N in

N 9HCl − N 11HCl N 9HCl

in

N 11 HCl = 0 N 9HCl = r 9

N HCl =

9 FHCl

36,458kg / kmol

………..(13)


Untuk C 6 H 12 O 6

FC96 H12O6 = FC116 H12O6 FC116 H12O6 = 1.183,28 kg/jam Untuk H 2 O 11 + FC116 H12O6 ) FH112O = F11 - ( FNaCl

………..(14)

10 FH102O = F10 - FNaOH

Untuk NaOH

(Sumber : Reklaitis, 1983)

11 10 = FNaOH - r.τ.M FNaOH

………..(15)

10 = 0,95 x F10 FNaOH

Untuk NaCl 11 9 = FNaCl - r.τ.M FNaCl

………..(16)

Untuk HCl 11 9 = FHCl - r.τ.M FHCl

………..(17)

10. Filter Press-01 (FP-01) Fungsi: Memisahakan sisa pati, protein, lemak, serat, impuritis yang bercampur didalam larutan C 6 H 12 O 6.

Fasa Padat Pati Protein Lemak Impuritis Serat Fasa Cair C6H12O6. H2O HCl NaCl 50oC, 1 atm

7

FP 50 C, 1 atm o

8

Fasa Padat Pati Protein Lemak Impuritis Serat Fasa Cair

9

Fasa Cair C6H12O6 H 2O HCl 50oC, 1 atm

C6H12O6. H2O HCl NaCl 50oC, 1 atm


Neraca Massa Total: F7 = F8 + F9 Asumsi: Banyaknya larutan C 6 H 12 O 6 yang ikut terbuang pada Filter Press (alur 8) diperkirakan sebanyak 0,1 % dari larutan C 6 H 12 O 6 yang ada di dalam umpan Filter Press-01. Neraca Massa Komponen: Untuk C 6 H 12 O 6 FC76 H12O6 = FC86 H12O6 + FC96 H12O6


FC76 H12O6 = 1.184,464 kg/jam Untuk H 2 O FH7 2O = FH8 2O + FH9 2O FH9 2O = 0,999 x FH7 2O

………..(18)

Untuk Pati (C 12 H 22 O 11 )

FC712 H 22O11 = FC812 H 22O11

………..(19)

Untuk Protein FPr7 otein = FPr8 otein

………..(20)

Untuk Lemak 7 8 = Flemak Flemak

………..(21)

Untuk Impuritis 8 7 FImpuritis = FImpuritis

………..(22)

Untuk HCl 7 8 9 = FHCl + FHCl FHCl 7 9 = 0,001 x F 7 + FHCl FHCl 7 9 0,999 x FHCl = FHCl

………..(23)

Untuk Serat 7 8 = FSerat FSerat

………..(24)


11. Reaktor Hidrolisa (RH) Fungsi: Menghidrolisa pati (C 12 H 22 O 11 ) menjadi glukosa (C 6 H 12 O 6 ) dengan bantuan HCl.

Fasa Cair Lemak Impuritis Serat Protein Pati C6H12O6. H 2O 30oC, 1 atm

H 2O

HCl 30oC, 1 atm

30oC, 1 atm

4

3

5

RH o

135 C, 1 atm

6

Fasa Padat Lemak Impuritis Serat Protein Pati Fasa Cair C6H12O6. H 2O HCl 135oC, 1 atm

Neraca Massa Total: F6 = F5 + F4 + F3 Reaksi Hidrolisa C 6 H 12 O 6 + C 12 H 22 O 11 + H 2 O

HCl

3 C 6 H 12 O 6

Asumsi: Konversi pati 90%.

FC66 H12O6 = FC76 H12O6 FC66 H12O6 = 1.184,464 kg/jam N C66 H12O6 = N C66 H12O6 =

FC66 H12O6 BM C6 H12O6 1.184,464 kg / jam = 6,5745 kmol / jam 180,16 kg / kmol

3 r = 6,5745 kmol/jam r = 2,1915 kmol/jam konversi 90% (X0,9) terhadap C 12 H 22 O 11. N in − N out X= N in 0,9 =

0,9 =

N 3C12 H 22O11 − N 6C12 H 22O11 N 3C12 H 22O11 N 3C12 H 22O11 − N 3C12 H 22O11 − r N 3C12 H 22O11


N 3C12 H 22O11 =

2,1915 kmol/jam r = = 2,435 kmol/jam 0,9 0,9

FC312 H 22O11 = N 3C12 H 22O11 x BM C12 H 22O11 = 2,435 kmol/jam x 342 kg/ kmol = 832,77 kg/jam Neraca massa komponen Fout = Fin ± r.τ.M Dimana: Fout = Laju alir Massa Keluar Fin = Laju alir Massa Masuk r

= Laju Reaksi

τ

= Koefisien Stokiometri

M

= Berat molekul senyawa

Untuk C 6 H 12 O 6

FC66 H12O6 = 1.184,464 kg/jam Untuk H 2 O Air yang dibutuhkan untuk hidrolisa FH5 2O = 2,435 kmol/jam x 1 x 18,016 kg/kmol = 43,869 kg/jam air yang terhidrolisa = 2,1915 kmol/jam x 1 x 18,016 kg/kmol = 39,482 kg/jam air sisa hidrolisa

FH5 2Osisa = 43,869 kg/jam – 39,482 kg/jam = 4,387 kg/jam

(

)

6 6 6 6 6 … .(25) + FPr6 otein + FIm FH6 2O = F 6 - FC612 H 22O11 + FLemak puritis + FHCl + FSerat + FC 6 H12 O 6

Untuk HCl 6 4 = FHCl FHCl

………..(26)


HCl yang digunakan memiliki kepekatan 95% 4 FH4 2O = F 4 - FHCl

………..(27)

4 = 0,95 F 4 FHCl

………..(28)

F 4 = 0,1 F1

………..(29)


FC612 H 22O11 = FC312 H 22O11 - r.τ.M = 832,77 kg/jam – 2,1915 x 1x 342 kg/kmol = 83,272 kg/jam Untuk Protein FPr6 otein = FPr3 otein

………..(30)

Untuk Lemak 6 6 = Flemak Flemak

………..(31)

Untuk Impuritis 3 6 = FImpuritis FImpuritis

………..(32)

Untuk Serat 6 3 = FSerat FSerat

………..(33)

12. Mixer (MX) Fungsi: Melarutkan tepung ubi kayu menjadi slurry H 2O Fasa padat Lemak Impuritis Serat

2

1

MX

Protein Pati Fasa Cair C6H12O6.

30oC, 1 atm

H 2O

H 2O 30oC, 1 atm

Neraca Massa Total: Asumsi : F1 = 35% F3

3

Fasa cair Lemak Impuritis Serat Protein Pati C6H12O6. 30oC, 1 atm

F1 + F2 = F3 Sumber : US. Patent No.4.816.079 (11 November 2007)


Komposisi ubi kayu Pati

: 29,51%

Air

: 47%

Lemak

: 1,25%

Protein

: 3,35%

Impuritis

: 1,25%

Glukosa

: 7,5%

Serat

: 10,14%

Sumber : Tjokoadikoesoemo (1993)

Neraca Massa Komponen

FC112 H 22O11 = FC312 H 22O11 FC312 H 22O11 = 832,77 kg/jam FC112 H 22O11 = 0,2951 x F1

F1

=

832,77 kg / jam = 2.821,9925 kg/jam 0,2951

Untuk H 2 O FH1 2O = 0,47 x F1 FH1 2O = 1.326,336 kg/jam Untuk Protein FPr1 otein = 0,0335 x F1 FPr1 otein = 94,5367 kg/jam

Untuk Lemak 1 = 0,0125 x F1 Flemak

1 = 35,275 kg/jam Flemak

Untuk Impuritis 1 FImpuritis = 0,0125 x F1 1 FImpuritis = 35,275 kg/jam

Untuk Glukosa

FC1 6 H12O6 = 0,075 x F1 FC1 6 H12O6 = 211,649 kg/jam


Untuk Serat 1 = 0,1014 x F1 FSerat 1 = 286,15 kg/jam FSerat

F1 = 0,35 x F3 3

F =

F1 0,35

=

2.821,9925 kg/jam = 8.062,8357 kg/jam 0,35

(

3 3 3 + FPr3 otein + FIm FH3 2O = F 3 - FC312 H 22O11 + FC36 H12O6 + FLemak puritis + FSerat

)

 832,77 + 211,649 + 35,275   kg/jam FH3 2O = 8.062,8357 kg/jam -   + 94,5367 + 35,275 + 286,15  FH3 2O = 5.240,844 kg/jam Air yang dibutuhakan untuk membuat slurry F2 = FH2 2O = FH3 2O - FH1 2O = 6.567,18 kg/jam – 1.326,336 kg/jam FH2 2O = 5.240,844 kg/jam

Tabel LA.2 Perhitungan Neraca Massa pada Mixer (MX) Komponen Pati Air Lemak Protein Impuritis Serat Glukosa Total

Masuk (kg/jam) alur (1) alur (2) 832,77 1.326,336 5.240,844 35,275 94,5367 35,275 286,15 211,649 2.821,9917 5.240,844 8.062,8357

Keluar (kg/jam) alur (3) 832,77 6.567,18 35,275 94,5367 35,275 286,15 211,649 8.062,8357 8.062,8357

Maka neraca massa pada Reaktor Hidrolisa (RH): Neraca Massa Total: F3 + F4 + F5= F6 Neraca Massa Komponen Untuk Impuritis 6 3 FImpuritis = FImpuritis

………..(32)

= 35,275 kg/jam


Untuk Lemak 6 3 = Flemak Flemak = 35,275 kg/jam Untuk Protein

………..(31)

FPr6 otein = FPr3 otein

= 94,5367 kg/jam Untuk Serat 6 3 = FSerat FSerat

= 286,15 kg/jam Untuk HCl

F 4 = 0,1 F1

………..(29)

= 0,1 x 2.821,9917 kg/jam = 282,199 kg/jam 4 = 0,95 x F 4 FHCl

………..(28)

4 = 268,089 kg/jam FHCl

4 FH4 2O = F 4 - FHCl

………..(27)

FH4 2O = 282,199 kg/jam – 268,089 kg/jam FH4 2O = 14,11 kg/jam 6 4 = FHCl FHCl

………..(26)

6 = 268,089 kg/jam FHCl


FC612 H 22O11 = FC312 H 22O11 - r.τ.M = 832,77 kg/jam – 2,1915 x 1 x 342 kg/kmol = 83,277 kg/jam Maka neraca massa total: F6 = F5 + F4 + F3 Untuk C 6 H 12 O 6

FC66 H12O6 = 1184,464 kg/jam


Untuk H 2 O

F6 = F5 + F 4 + F3 F 6 = 8.388,9037 kg/jam

(

)

6 6 6 6 6 + FPr6 otein + FIm FH6 2O = F 6 - FC612 H 22O11 + FLemak puritis + FHCl + FSerat + FC 6 H12 O 6 .……..(25)

FH6 2O = 8.388,9037 kg/jam – 1.763,744 kg/jam FH6 2O = 6.625,159 kg/jam Tabel LA.3 Perhitungan Neraca Massa pada Reaktor Hidrolisa (RH): Masuk (kg/jam)

Komponen Pati Air Lemak Protein Impuritis Serat Glukosa HCl Total

alur (3) 832,77 6.567,18 35,275 94,5367 35,275 286,15 211,649

alur (4) 14,11

alur (5) 43,869

268,089 8.062,8357

282,199 8.388,9037

43,869

Keluar (kg/jam) alur (6) 83,277 6.625,159 35,275 94,5367 35,275 286,15 211,649 268,089 8.388,9037 8.388,9037

Neraca massa pada Filter Press 01 (FP-01) Neraca Massa Total: F7 = F8 + F9 Untuk HCl 7 9 0,999 x FHCl = FHCl

………..(23)

9 = 0,999 x 268,089 kg/jam FHCl 9 = 267,821 kg/jam FHCl 8 7 9 = FHCl - FHCl FHCl

8 = 268,089 kg/jam – 267,821 kg/jam FHCl 8 = 0,268 kg/jam FHCl


Untuk Impuritis 7 8 6 FImpuritis = FImpuritis = FImpuritis 7 = 35,275 kg/jam FImpuritis

Untuk Lemak 7 8 6 = Flemak = Flemak Flemak 7 = 35,275 kg/jam Flemak

Untuk Protein FPr7 otein = FPr8 otein = FPr6 otein FPr7 otein = 94,5367 kg/jam

Untuk Serat 7 8 6 = FSerat = FSerat FSerat

7 = 286,15 kg/jam FSerat

Untuk C 6 H 12 O 6 FC76 H12O6 = FC86 H12O6 + FC96 H12O6 FC76 H12O6 = (0,001 x FC76 H12O6 ) + 1.184,464 kg/jam 0,999 x FC76 H12O6 = 1.184,464 kg/jam

FC76 H12O6 = 1.185,6497 kg/jam FC86 H12O6 = 0,001 x 1.185,6497 kg/jam FC86 H12O6 = 1,1856 kg/jam Untuk H 2 O FH7 2O = FH8 2O + FH9 2O FH9 2O = 0,999 x FH7 2O

………..(18)

FH9 2O = 6.625,159 kg/jam FH8 2O = FH7 2O - FH9 2O = 6.631,791 kg/jam – 6.625,159 kg/jam FH8 2O = 6,6318 kg/jam



FC712 H 22O11 = FC812 H 22O11

………..(19)

= 83,277 kg/jam

Tabel LA.4 Perhitungan Neraca Massa pada Filter Press (FP-01): Komponen Pati Air Lemak Protein Impuritis Serat Glukosa HCl Total

Masuk (kg/jam) alur (7) 83,277 6.631,791 35,275 94,5367 35,275 286,15 1.185,6497 268,089 8.388,9037 8.388,9037

Keluar (kg/jam) alur (8) alur (9) 83,277 6,6318 6.625,159 35,275 94,5367 35,275 286,15 1,1856 1.184,464 0,268 267,821 304,8277 8.084,076 8.388,9037

Neraca massa pada Reaktor Netralisasi (RN) Reaksi:

HCl + NaOH

Neraca Massa Total:

9

NaCl + H 2 O 10

11

F +F =F

Untuk C 6 H 12 O 6

FC96 H12O6 = FC116 H12O6 = 1.184,464 kg/jam Untuk HCl 11 9 = FHCl - r.τ.M FHCl

0

= 267,821 kg/jam – (r x 1 x 36,458 kg/kmol)

r

=

………..(17)

267,821 kg / jam = 7,346 kmol/jam 36,458kg / kmol

Untuk NaCl 11 9 = FNaCl - r.τ.M FNaCl

………..(16)

11 = 0 + (7,346 kmol/jam x 1 x 58,45 kg/kmol) FNaCl 11 = 429,3737 kg/jam FNaCl


Untuk NaOH 11 10 = FNaOH - r.τ.M FNaOH

………..(15)

10 = FNaOH – (7,346 kmol/jam x 1 x 40 kg/kmol)

0

10 = 293,84 kg/jam FNaOH 10 = 0,95 F10 FNaOH

F10

=

293,84 kg / jam = 309,305 kg/jam 0,95

Untuk H 2 O

F11 = F10 + F 9 F11 = 309,305 kg/jam + 8.084,076 kg/jam F11 = 8.393,381 kg/jam 11 + FC116 H12O6 ) FH112O = F11 - ( FNaCl

………..(14)

FH112O = 8.384,076 kg/jam - (429,3737 kg/jam + 1.183,28 kg/jam) FH112O = 6.780,7273 kg/jam 10 FH102O = F10 - FNaOH

FH102O = 309,305 kg/jam – 293,84 kg/jam FH102O = 15,465 kg/jam

Tabel LA.5 Perhitungan Neraca Massa pada Reaktor Netralisasi (RN) Komponen Air Glukosa HCl NaOH NaCl Total

Masuk (kg/jam) alur (9) alur (10) 6.631,791 15,465 1.184,464 267,821 293,84 8.084,076 309,305 8.393,381

Keluar (kg/jam) alur (11) 6.780,7273 1.183,28

429,3737 8.393,381 8.393,381


Neraca massa pada Tangki Dekanter (DK) Neraca Massa Total: F11 = F12 + F13 Neraca Massa Komponen Untuk C 6 H 12 O 6 FC116 H12O6 = FC126 H12O6 + FC136 H12O6


FC116 H12O6 = 1.183,2793 kg/jam FC126 H12O6 = 0,001 x FC116 H12O6 FC126 H12O6 = 1,18328 kg/jam FC136 H12O6 = FC116 H12O6 - FC126 H12O6 = 1.183,2793 kg/jam - 1,18328 kg/jam

FC136 H12O6 = 1.182,096 kg/jam Untuk H 2 O FH112O = FH122O + FH132O FH132O = 0,999 x FH112O

………..(11)

FH132O = 0,999 x 6.780,7273 kg/jam FH132O = 6.773,9465 kg/jam Untuk NaCl 11 12 = FNaCl FNaCl

………..(12)

12 = 429,3737 FNaCl


Tabel LA.6 Perhitungan Neraca Massa pada Tangki Dekanter (DK) Masuk (kg/jam) alur (11) 6.780,7273 1.183,28 429,3737 8.393,381 8.393,381

Komponen Air Glukosa NaCl Total

Keluar (kg/jam) alur (12) alur (13) 6,7808 6.773,9465 1,18328 1.182,096 429,3737 437,3381 7.956,0425 8.393,381

Neraca massa pada Tangki Decolorizing (TD) Neraca Massa Total: F13 + F14 = F15 Neraca Massa Komponen Untuk C 6 H 12 O 6 FC136 H12O6 = FC156 H12O6

………..(8)

FC136 H12O6 = 1.182,096 kg/jam Untuk H 2 O FH132O = FH152O6 = 6.773,9465 kg/jam Untuk Karbon Aktif 14 FKarbonAkti f = 2,2 % dari bahan baku 14 15 FKarbonAkti f = FKarbonAktif

………..(9)

1 14 FKarbonAkti f = 0,022 x F

………..(10)

14 FKarbonAkti f = 0,022 x 2.821,9917 kg/jam

= 62,0838 kg/jam

Tabel LA.7 Perhitungan Neraca Massa pada Tangki Decolorizing (TD) Komponen Glukosa Air Karbon Aktif Total

Masuk (kg/jam) alur (13) alur (14) 1.182,096 6.773,9465 62,0838

Keluar (kg/jam) alur (15) 1.182,096 6.773,9465 62,0838

7.956,0425 62,0838 8.018,1263

8.018,1263 8.018,1263


Neraca massa pada Filter Press 02 (FP-02) Neraca Massa Total F15 = F16 + F17 NeracaMassa Total: Untuk C 6 H 12 O 6 FC156 H12O6 = FC176 H12O6 + FC166 H12O6


FC156 H12O6 = 1.182,0961 kg/jam FC166 H12O6 =(0,001 x FC156 H12O6 ) FC166 H12O6 =(0,001 x 1.182,0961 kg/jam) FC166 H12O6 = 1,1821 kg/jam Untuk H 2 O FH162O = 0,001x FH152O

………..(6)

FH162O = 0,001x 6.773,9465 FH162O = 6,7739 kg/jam FH172O = FH152O - FH162O FH172O = 6.773,9465 kg/jam – 6,7739 kg/jam FH172O = 6.767,1726 kg/jam 15 16 FKarbonAkti f = FKarbonAktif = 62,0838 kg/jam

Tabel LA.8 Perhitungan Neraca Massa pada Filter Press 02 (FP-02) Komponen Glukosa Air Karbon Aktif Total

Masuk (kg/jam) alur (15) 1.182,096 6.773,9465 62,0838 8.018,1263 8.018,1263

Keluar (kg/jam) alur (16) alur (17) 1,1821 1.180,914 6,7739 6.767,1726 62,0838 70,0397 7.948,0866 8.018,1263


Neraca massa pada Evaporator (EV) Neraca Massa Total: F17 = F18 + F19 Neraca Massa Komponen Untuk C 6 H 12 O 6 FC176 H12O6 = FC196 H12O6 = 1.180,914 kg/jam Untuk H 2 O

FH172O = FH182O + FH192O FH172O =0,78x FH172O + FH192O

………..(4)

0,22x FH172O = FH192O

………..(5)

FH192O = 0,22 x 6.767,1726 kg/jam FH192O = 1.488,778 kg/jam FH172O = FH182O + FH192O

FH182O = FH172O - FH192O FH182O = 6.767,1726 kg/jam – 1.488,778 kg/jam FH182O = 5.278,3946 kg/jam

Tabel LA.9 Perhitungan Neraca Massa pada Evaporator (EV) Komponen Glukosa Air Uap Air Total

Masuk (kg/jam) alur (17) 1.180,914 6.767,1726 7.948,0866 7.948,0866

Keluar (kg/jam) alur (18) alur (19) 1.180,914 1.488,778 5.278,3946 5.278,3946 2.669,692 7.948,0866


Neraca Massa pada Crystalizer (CR) Neraca Massa Total: F19 = F20 Neraca Massa Komponen: Untuk C 6 H 12 O 6 .H 2 O FC206 H12O6 H 2O = 1.299,032 kg/jam C 6 H 12 O 6 Komposisi C 6 H 12 O 6 dalam C 6 H 12 O 6 .H 2 O: FC196 H12O6 =

FC196 H12O6 =

BM C6 H12O6 BM C6 H12O6 H 2O

× FC20H

6 12 O 6 H 2 O

180,16 kg / kmol × 1.299,032 198,18 kg / kmol

FC196 H12O6 = 1.180,9143 kg/jam Komposisi H 2 O dalam C 6 H 12 O 6 .H 2 O: = 1.299,032 kg/jam - 1.180,9143 kg/jam = 118,1177 kg/jam FH192O = FH202O + 118,1177 kg/jam

………..(3)

FH202O = 1.488,778 kg/jam – 118,1177 kg/jam

FH202O = 1.370,6603 kg/jam Tabel LA.10 Perhitungan Neraca Massa pada Crystalizer (CR) Komponen Glukosa Air C 6 H 12 O 6 .H 2 O Total

Masuk (kg/jam) alur (19) 1.180,914 1.488,778 2.669,692

Keluar (kg/jam) alur (20) 1.370,6603 1.299,032 2.669,692

Neraca massa Screw Conveyor (SC) Neraca Massa Total: F21 = F20 Neraca massa komponen Untuk C 6 H 12 O 6 .H 2 O

FC206 H12O6 H 2O = FC216 H12O6 H 2O = 1.299,032 kg/jam


H2O

FH212O = FH202O

………..(2)

FH212O = 1.370,6603 kg/jam Tabel LA.11 Perhitungan Neraca Massa pada Screw Conveyor (SC) Komponen Air C 6 H 12 O 6. H 2 O

Masuk (kg/jam) alur (20) 1.370,6603 1.299,032

Keluar (kg/jam) alur (21) 1.370,6603 1.299,032

2.669,692

2.669,692

Total

Neraca massa Rotary Dryer (RD) Neraca massa total:

F21 = F22 + F23

Neraca massa komponen Untuk C 6 H 12 O 6 .H 2 O


FH212O = FH222O + FH232O

………..(1)

FH212O = FH222O + 6,5278 kg/jam FH222O = 1.370,6603 kg/jam - 6,5278 kg/jam

FH222O = 1.364,1325 kg/jam Tabel LA.12 Perhitungan Neraca Massa pada Rotary Dryer (RD) Komponen Air Uap Air C 6 H 12 O 6 .H 2 O Total

Masuk (kg/jam) alur (21) 1.370,6603 1.299,032 2.669,692

Keluar (kg/jam) alur (22) alur (23) 6,5278 1.364,1325 1.299,032 2.669,692


LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA ENERGI Basis Perhitungan

= 1 jam operasi

Suhu Referensi

= 25oC

= 298 K

Suhu Lingkunagan

= 30oC

= 303 K

Satuan perhitungan

= kkal/jam

Steam yang digunakan adalah Saturated Steam

Sumber: Reklaitis (1942)

Suhu

= 140oC

Tekanan

= 3,1216 atm

Panas Laten (H VL )

= 2.144,77 kJ/kg = 512,612 kkal/kg

Entropi

= 6,9299 kJ/kg.K = 1,655 kkal/kg.K

Volume Spesifik

= 0,5089 m3/kg

Data kapasitas panas (Cp) dalam kkal/kg.0K

= 413 K

Sumber: Perry (1999)

Cp C 12 H 22 O 11

= 0,3105

Cp CO 2

= 0,327

Cp Lemak

= 0,262

Cp Protein

= 0,435

Cp Serat

= 0,614197

Cp Impurities

= 0,477

Cp H 2 O (l)

= 0,004T + 0,0001T1 – 3.10-7T2+ 3,1411.10-10T3

0,0081 − 2,3.10 −6 T − 7,8868.10 −9 T 2

Cp H 2 O (g)

=

Cp C 6 H 12 O 6

= 0,3137

Cp NaOH

= 0,2818

Cp Karbon aktif

= 0,168

Cp NaCl

= 0,2079

Cp HCl

= 0,2113

Cp C 6 H 12 O 6 . H 2 O

= 0,3195

− 4,8868.10 −12 T 3 dT − 1,0283.10 −15 T 4


Data panas reaksi pembentuken pada suhu 25oC dalam kkal/kmol ∆H R C 12 H 22 O 11

= -443,003

∆H R C 6 H 12 O 6

= -235,51

∆H R H 2 O

= -68,317

∆H R HCl

= -40,023

∆H R NaOH

= -112,236

∆H R NaCl

= -97,302

Sumber : Perry (1999)

1. Mixer (MX) Fungsi: Melarutkan pati ubi kayu menjadi slurry H 2O Fasa padat Lemak Impuritis Serat

Fasa cair Lemak

2

1

Protein Pati Fasa Cair

3

MX 30oC, 1 atm

Impuritis Serat Protein Pati C6H12O6.

C6H12O6.

H 2O

H 2O 30oC, 1 atm

30oC, 1 atm

Neraca Energi Total Panas masuk

= Panas keluar

Q1 + Q2

= Q3

Panas masuk  Q1

QC112 H 22O11

= FC112 H 22O11 x ∫ Cp C12 H 22O11 dT = 832,77 kg/jam x 0,3105 kkal/kg K x (303 – 298) = 1.292,875 kkal/jam

QH1 2O

= FH1 2O x ∫ Cp H 2O dT = 1.326,336 kg/jam x

∫

0,004T + 0,0001T 1 − 3.10 −7 T 2

303

298

+ 3,1411.10 −10 T 3 dT

= 102,683 kkal/jam


1 Qlemak

1 = Flemak x ∫ Cp lemak dT

= 35,275 kg/jam x 0,262 kkal/kg K x (303 – 298) = 45,8575 kkal/jam QPr1 otein

= FPr1 otein x ∫ Cp protein dT = 94,5367 kg/jam x 0,435 kkal/kg K x (303 – 298) = 205,617 kkal/jam

1 QImpuritis

1 = FImpuritis x ∫ Cp impuritis dT

= 35,275 kg/jam x 0,477 kkal/kg K x (303 – 298) = 84,131 kkal/jam 1 QSerat

1 = FSerat x ∫ Cp serat dT

= 286,15 kg/jam x 0,614197 kkal/kg K x (303 – 298) = 878,762 kkal/jam QC1 6 H12O6

= FC1 6 H12O6 x ∫ Cp C6 H12O6 dT = 211,649 kg/jam x 0,3137 kkal/kg K x (303 – 298) = 331,971 kkal/jam

 Q2 QH2 2O

= FH22O x ∫ Cp H 2O dT

∫

= 5.240,844 kg/jam x

0,004T + 0,0001T 1 − 3.10 −7 T 2

303

298

+ 3,1411.10 −10 T 3 dT

= 405,728 kkal/jam Panas keluar  Q3

QC312 H 22O11

= FC312 H 22O11 x ∫ Cp C12 H 22O11 dT = 832,77 kg/jam x 0,3105 kkal/kg K x (303 – 298) = 1292,875 kkal/jam

Q H3 2O

= FH1 2O x ∫ Cp H 2O dT = 6.567,18 kg/jam x

∫

0,004T + 0,0001T 1 − 3.10 −7 T 2

303

298

+ 3,1411.10 −10 T 3 dT

= 508,4087 kkal/jam



3 Qlemak

= 35,275 kg/jam x 0,262 kkal/kg K x (303 – 298) = 45,8575 kkal/jam QPr3 otein

= FPr3 otein x ∫ Cp protein dT = 94,5367 kg/jam x 0,435 kkal/kg K x (303 – 298) = 205,617 kkal/jam

3 QImpuritis


= 35,275 kg/jam x 0,477 kkal/kg K x (303 – 298) = 84,131 kkal/jam 3 = FSerat x ∫ Cp serat dT

3 QSerat

= 286,15 kg/jam x 0,614197 kkal/kg K x (303 – 298) = 878,762 kkal/jam QC36 H12O6

= FC36 H12O6 x ∫ Cp C6 H12O6 dT = 211,649 kg/jam x 0,3137 kkal/kg K x (303 – 298) = 331,971 kkal/jam

Tabel LB.1 Hasil Perhitungan Neraca Panas pada Mixer (MX) Komponen Pati Air Lemak Protein Impuritis Serat Glukosa Total

Masuk (kkal/jam) alur (1) alur (2) 1.292,875 102,683 405,728 45,8575 205,617 84,131 878,762 331,971 2.941,8965 405,728 3.347,6245

Keluar (kkal/jam) alur (3) 1.292,875 508,4087 45,8575 205,617 84,131 878,762 331,971 3.347,6245 3.347,6245


2. Reaktor Hidrolisa (RH) Fungsi: Menghidrolisa pati (C 12 H 22 O 11 ) menjadi sirup glukosa (3C 6 H 12 O 6 ) dengan bantuan HCl. Steam 1400C 3,121 atm Fasa Padat

Fasa Cair

HCl 95% H 2O 30oC, 1 atm

Lemak Impuritis

H 2O 4

Serat Protein Pati C6H12O6. H 2O 30oC, 1 atm

Lemak Impuritis

30oC, 1 atm

3

5

Serat Protein 6

RH 135oC, 1 atm Kondensat 1400C, 3,121 atm

Pati Fasa Cair C6H12O6. H 2O HCl 135oC, 1 atm

Reaksi Hidrolisa: C 6 H 12 O 6 + C 12 H 22 O 11 + H 2 O

HCl

3 C 6 H 12 O 6

Neraca Panas Total Panas masuk = Panas keluar Q 3 + Q 4 + Q 5 Q steam + Q R = Q 6 Panas masuk  Q3 Q3 Analaog perhitungan Q3 pada LB.1 Q3

= 3.347,6245 kkal/jam

 Q4 4 QHCl

4 = FHCl x ∫ Cp HCl dT

= 268,089 kg/jam x 0,2113 kkal/kg K x (303 – 298) = 56,647 kkal/jam QH4 2O

= FH42O x ∫ Cp H 2O dT = 14,11 kg/jam x

∫

0,004T + 0,0001T 1 − 3.10 −7 T 2

303

298

+ 3,1411.10 −10 T 3 dT

= 1,092 kkal/jam Q4

= 57,739 kkal/jam


 Q5 QH5 2O


∫

0,004T + 0,0001T 1 − 3.10 −7 T 2

303

298

+ 3,1411.10 −10 T 3 dT

= 3,3962 kkal/jam  Panas Reaksi (Q R ) ∆H R 298 = 3 ∆H 0 f

C 6 H 12 O6

- ( ∆H 0 f C6 H12O6 + ∆H 0 f C12 H 22O11 + ∆H 0 f H 2O )

= 3 (111.185,213) – ((-209.143,488) + (-32.252,7289) + (-111.185,213)) = (-333.555,639 kkal/jam) – (-352.581,43 kkal/jam) QR

= 19.025,791 kkal/jam

Panas masuk = 3.347,6245 kkal/jam + 57,739 kkal/jam + 3,3962 kkal/jam + 19.025,791 kkal/jam = 22.434,5507 kkal/jam

Panas keluar  Q6

QC612 H 22O11

= FC612 H 22O11 x ∫ Cp C12 H 22O11 xdT = 83,277 kg/jam x 0,3105 kkal/kg K x (408 – 298) = 2.844,3259 kkal/jam

QH6 2O

= FH6 2O x ∫ Cp H 2O dT 408  373  = 6.625,159 kg/jam x  ∫ CpH 2 O(l ) + λ373 K + ∫ CpH 2 O( g )  kkal/kg 373  298 

  3730,004T + 0,0001T 1 − 3.10 −7 T 2   + ∫   298 + 3,1411.10 −10 T 3 dT   =6.625,159 kg/jam x  539,450 kkal / kg +    408 0,0081 − 2,3.10 − 6 T − 7,8868.10 −9 T 2  ∫  − 4,8868.10 −12 T 3 dT − 1,0283.10 −15 T 4 dT    373 = 3.584.438,976 kkal/jam


6 Qlemak


= 35,275 kg/jam x 0,262 kkal/kg K x (408 – 298) = 1.016,6255 kkal/jam QPr6 otein

= FPr6 otein x ∫ Cp protein dT = 94,5367 kg/jam x 0,435 kkal/kg K x (408 – 298) = 4.523,581 kkal/jam

6 QImpuritis


= 35,275 kg/jam x 0,477 kkal/kg K x (408 – 298) = 1.850,879 kkal/jam 6 QSerat


= 286,15 kg/jam x 0,614197 kkal/kg K x (408 – 298) = 19.332,772 kkal/jam QC66 H12O6

= FC66 H12O6 x ∫ Cp C6 H12O6 dT = 211,649 kg/jam x 0,3137 kkal/kg K x (408 – 298) = 7.303,372 kkal/jam

6 QHCl


= 268,089 kg/jam x 0,2113 kkal/kg K x (408 – 298) = 6.231,1926 kkal/jam Q6

= 3.627.586,724 kkal/jam

QSteam

= Panas keluar – panas masuk

QSteam

= 3.627.586,724 - 22.434,5507 kkal/jam = 3.605.152,173 kkal/jam

Maka jumlah Saturated steam yang dibutuhkan: QSteam

= m steam . (H VL )

3.605.152,173 kkal/jam = m m

steam

steam x

512,612 kkal/kg

= 7.032,906 kg/jam

Maka kebutuhan steam untuk Reaktor Hidrolisa sebanyak 7.032,906 kg/jam


Tabel LB.2 Perhitungan Neraca Panas pada Reaktor Hidrolisa (RH) Masuk (kkal/jam)

Komponen Pati Air Lemak Protein Impuritis Serat Glukosa HCl Panas reaksi Steam

alur (3) 1.292,875 508,4087 45,8575 205,617 84,131 878,762 331,971

alur (5)

1,092

3,3962

56,647

3.347,6245

Total

alur (4)

57,739 3.627.586,724

19.025,791 3.605.152,173 3.624.181,36

Keluar (kkal/jam) alur (6) 2.844,3259 3.584.438,976 1.016,6255 4.523,581 1.850,879 19.332,772 7.303,372 6.231,1926

3.627.586,724 3.627.586,724

3. Cooler (CO) Fungsi : Menurunkan temperatur larutan C 6 H 12 O 6 yang keluar dari tangki hidrolisa Air Pendingin 250C

6 Fasa Cair C6H12O6 H 2O HCl Fasa Padat Pati Protein Lemak Impuritis 135oC, 1 atm

CO 50oC, 1 atm

Air Pendingin Bekas 400C

7 Fasa Cair C6H12O6 H 2O HCl Fasa Padat Pati Protein Lemak Impuritis 50oC, 1 atm

Neraca Panas Total Panas masuk = Panas keluar Q6 + Q air pendingin = Q 7 Panas masuk  Q6 Q6 Analog perhitungan Q6 pada LB.2 Q6

= 3.627.586,724 kkal/jam


Panas keluar  Q7

QC712 H 22O11


QH7 2O

= FH72O x ∫ Cp H 2O dT  323  = 6.631,791 kg/jam x  ∫ CpH 2 O(l ) dT  kkal/kg  298   3230,004T + 0,0001T 1 − 3.10 −7 T 2   = 6.631,791 kg/jam x  ∫  298 + 3,1411.10 −10 T 3 dT    = 8.541,747 kkal/jam

7 Qlemak


= 35,275 kg/jam x 0.262 kkal/kg K x (323 – 298) = 231,0512 kkal/jam QPr7 otein


7 QImpuritis




= 286,15 kg/jam x 0,614197 kkal/kg K x (323 – 298) = 4.393,812 kkal/jam

QC76 H12O6

= FC76 H12O6 x ∫ Cp C6 H12O6 dT = 1.185,6497 kg/jam x 0,3137 kkal/kg K x (323 – 298) = 9.298,4577 kkal/jam

7 QHCl


= 268,089 kg/jam x 0,2113 kkal/kg K x (323 – 298) = 1.416,18 kkal/jam Q7

= 25.976,4262 kkal/jam


 Panas yang dilepaskan: Q Air pendingin

= Q7 – Q6 = 25.976,4262 kkal/jam - 3.627.586,724 kkal/jam = - 3.601.610,298 kkal/jam = - 15.069.137,49 kJ/jam

Kondisi masuk air pendingin pada T= 25oC Kondisi air pendingin keluar T = 40oC H (250C) = 104,8 kJ/kg H (400C) = 167,4 kJ/kg Jumlah air pendingin yang diperlukan:

m=

15.069.137,49 kJ / jam Q = = 240.721,046 kg/jam 0 (167,4 − 104,8) kJ / kg H (40 C ) − H ( 25 C ) 0

Tabel LB.3 Perhitungan Neraca Panas pada Cooler (CO) Komponen Pati Air Lemak Protein Impuritis Serat Glukosa HCl Air pendingin Total

Masuk (kkal/jam) Alur (6) 2.844,3259 3.584.438,976 1.016,6255 4.523,581 1.850,879 19.332,772 7.303,372 6.231,1926 - 3.601.610,298 25.976,4262

Keluar (kkal/jam) alur (7) 646,4377 8.541,747 231,0512 1.028,0866 420,654 4.393,812 9.298,4577 1.416,18 25.976,4262


4. Filter Press – 01 (FP-01) Fungsi: Memisahkan sisa pati, protein, lemak, impuritis dan karbon aktif yang bercampur di dalam larutan C 6 H 12 O 6.

Fasa Padat Pati Protein Lemak Impuritis Serat Fasa Cair C6H12O6. H2O HCl NaCl 50oC, 1 atm

7

FP 50oC, 1 atm

8

9

Fasa Padat Pati Protein Lemak Impuritis Serat Fasa Cair

Fasa Cair C6H12O6 H 2O HCl 50oC, 1 atm

C6H12O6. H2O HCl NaCl 50oC, 1 atm

Neraca Panas Total Panas masuk = Panas keluar Q7

= Q8 + Q9

Panas Masuk:  Q7 Q7 analog perhitungan LB.3 = 25.976,4262 kkal /jam

Panas keluar  Q8 QC812 H 22O11


QH8 2O

= FH82O x ∫ Cp H 2O dT  323  = 6,6318 kg/jam x  ∫ CpH 2 O(l ) dT  kkal/kg  298   3230,004T + 0,0001T − 3.10 −7 T 2   = 6,6318 kg/jam x  ∫  298 + 3,1411.10 −10 T 3 dT   


= 8,542 kkal/jam 8 Qlemak


= 35,275 kg/jam x 0.262 kkal/kg K x (323 – 298) = 231,0512 kkal/jam QPr8 otein


8 QImpuritis





QC86 H12O6


8 QHCl


= 0,268 kg/jam x 0,2113 kkal/kg K x (323 – 298) = 1,4157 kkal/jam

Q8

= 6.739,297 kkal/jam

 Q9 QH9 2O

= FH92O x ∫ Cp H 2O dT  323  = 6.625,159 kg/jam x  ∫ CpH 2 O(l ) dT  kkal/kg  298   3230,004T + 0,0001T − 3.10 −7 T 2   = 6.625,159 kg/jam x  ∫  298 + 3,1411.10 −10 T 3 dT    = 8.533,205 kkal/jam


QC96 H12O6

= FC96 H12O6 x ∫ Cp C6 H12O6 dT = 1.184,464 kg/jam x 0,3137 kkal/kg K x (323 – 298) = 9.289,159 kkal/jam 9 = FHCl x ∫ Cp HCl dT

9 QHCl


Q9

= 19.237,128 kkal/jam

Tabel LB.4 Perhitungan Neraca Panas pada Filter press-01 (FP-01) Masuk (kkal/jam) alur (7) 646,4377 8.541,747 231,0512 1.028,0866 420,654 4.393,812 9.298,4577 1.416,18 25.976,4262 25.976,4262

Komponen Pati Air Lemak Protein Impuritis Serat Glukosa HCl Total

Keluar (kkal/jam) alur (8) alur (9) 646,4377 8,542 8.533,205 231,0512 1.028,0866 420,654 4.393,812 9,298 9.289,159 1,4157 1.414,764 6.739,297 19.237,128 25.976,4262

5. Reaktor Netralisasi (RN) Fungsi: Menetralkan suasana asam di dalam larutan C 6 H 12 O 6. Fasa cair NaOH 10 H2O

Steam 1400C 3,1216 atm

9

11

RN 60oC, 1 atm

Fasa Cair C6H12O6.

Fasa Cair C6H12O6 H 2O NaCl 60oC, 1 atm

H 2O 50oC, 1 atm Kondensat 1400C 3,1216 atm

Reaksi: HCl + NaOH

NaCl + H 2 O

Neraca Panas Total Panas masuk 9

10

=

Q + Q + Q steam + Q R =

Panas keluar Q11


Panas masuk  Q9 Q9 analog perhitungan LB.4 = 19.237,128 kkal /jam  Q10 10 = FNaOH x ∫ Cp NaOH dT

Q10 NaOH

= 293,84 kg/jam x 0,2818 kkal/kg K x (303 – 298) = 414,0205 kkal/jam = FH102O x ∫ Cp H 2O dT

QH102O

 303  = 15,465 kg/jam x  ∫ CpH 2 O(l ) dT  kkal/kg  298   3030,004T + 0,0001T − 3.10 −7 T 2   = 15,465 kg/jam x  ∫  298 + 3,1411.10 −10 T 3 dT   

= 1,197 kkal/jam

Q10

= 415,217 kkal/jam

 QR ∆H R 298

= ( ∆H 0 f

NaCl

+ ∆H 0 f H 2O ) - ( ∆H 0 f

HCl

+ ∆H 0 f

NaOH

)

= (-87.369,8499 kkal/jam) – (-80.321,4948 kkal/jam) QR

= -7.048,3551 kkal/jam

Panas masuk = 19.237,128 kkal/jam + 415,217 kkal/jam - 7.048,3551 kkal/jam = 12.603,99 kkal/jam

Panas keluar:  Q11 QC116 H12O6 = FC116 H12O6 x ∫ Cp C6 H12O6 dT = 1.183,28 kg/jam x 0,3137 kkal/kg K x (333 – 298) = 12.991,8227 kkal/jam


11 = FNaCl x ∫ Cp NaCl dT Q11 NaCl

= 429,3737 kg/jam x 0,2079 kkal/kg K x (333 – 298) = 3.124,337 kkal/jam QH112O

= FH112O x ∫ Cp H 2O dT  333  = 6.780,7273 kg/jam x  ∫ CpH 2 O(l ) dT  kkal/kg  298 

 3330,004T + 0,0001T − 3.10 −7 T 2   = 6.780,7273 kg/jam x  ∫  298 + 3,1411.10 −10 T 3 dT    = 9.865,958 kkal/jam

Q11

= 25.982,118 kkal/jam

QSteam = Panas keluar – panas masuk QSteam = 13.378,1277 kkal/jam

Maka jumlah saturated steam yang dibutuhkan = m steam . (H VL )

QSteam

13.378,1277 kkal/jam = m m

steam

steam

x 512,612 kkal/kg

= 26,098 kg/jam

Maka kebutuhan steam untuk Reaktor Netralisasi sebanyak 26,098 kg/jam

Tabel LB. 5 Perhitungan Neraca Panas pada Reaktor Netralisasi (RN) Komponen Air Glukosa HCl NaOH NaCl Panas reaksi Steam Total

Masuk (kkal/jam) alur (9) alur (10) 8.533,205 1,197 9.289,159 1.414,764 414,0205

Keluar (kkal/jam) alur (11) 9.865,958 12.991,8227

3.124,337 -7.048,3551 13.378,1277 415,217 25.566,901 25.982,118

25.982,118 25.982,118


6. Tangki Dekanter (DK) Fungsi: Memisahkan NaCl yang bercampur di dalam larutan C 6 H 12 O 6.

11 Fasa Cair C6H12O6.

DK 60oC, 1 atm

H 2O NaCl 60oC, 1 atm

12

13



Neraca Panas Total Panas masuk Q11

= Panas keluar = Q12 + Q13 Q11

Panas masuk  Q11 Q11 analog perhitungan LB.5 = 25.982,118 kkal /jam

Panas keluar  Q12

QC126 H12O6

= FC126 H12O6 x ∫ Cp C6 H12O6 dT = 1,18328 kg/jam x 0,3137 kkal/kg K x (333 – 298)K = 12,992 kkal/jam

QH122O

= FH122O x ∫ Cp H 2O dT  333  = 6,7808 kg/jam x  ∫ CpH 2 O(l ) dT  kkal/kg  298   3330,004T + 0,0001T − 3.10 −7 T 2   = 6,7808 kg/jam x  ∫ −10 3  298 + 3 , 1411 . 10 T dT  

= 9,866 kkal/jam Q12 NaCl

12 = FNaCl x ∫ Cp NaCl dT

= 429,3727 kg/jam x 0.2079 kkal/kg K x (333 – 298) = 3.124,330 kkal/jam


Q12

= 3.147,188 kkal/jam 13

 Q

= FC136 H12O6 x ∫ Cp C6 H12O6 dT

QC136 H12O6

= 1.182,096 kg/jam x 0,3137 kkal/kg K x (333 – 298)K = 12.978,823 kkal/jam = FH132O x ∫ Cp H 2O dT

QH132O

 333  = 6.773,9465 kg/jam x  ∫ CpH 2 O(l ) dT  kkal/kg  298 

 3330,004T + 0,0001T − 3.10 −7 T 2   = 6.773,9465 kg/jam x  ∫  298 + 3,1411.10 −10 T 3 dT    = 9.856,092 kkal/jam Q13

= 22.834,915 kkal/jam

Tabel LB.6 Perhitungan Neraca Panas pada Tangki Dekanter (DK) Komponen Air Glukosa NaCl Total

Masuk (kkal/jam) alur (11) 9.865,958 12.991,8227 3.124,337 25.982,118 25.982,118

Keluar (kkal/jam) alur (12) alur (13) 9,866 9.856,092 12,992 12.978,823 3.124,330 3.147,188 22.834,915 25.982,118

7. Tangki Decolorizing (TD) Fungsi: Menghilangkan zat warna yang ada didalam larutan C 6 H 12 O 6 dengan menggunakan Karbon Aktif

Steam 140 0C 3,1216 atm

Karbon Aktif 14

13 Fasa Cair C6H12O6.

TD 80oC, 1 atm

H2O 60oC, 1 atm

15

Fasa Cair C6H12O6 H 2O Fasa Padat Karbon Aktif 80oC, 1 atm

Kondensat 1400C 3,1216 atm


Neraca Panas Total Panas masuk 13

= Panas keluar

14

Q + Q + Q steam = Q15 Panas masuk  Q13 Q13 analog perhitungan LB.6 = 22.834,915 kkal /jam  Q14 14 QKarbonAkti f

14 = FKarbonAkti f x ∫ Cp Karbon Aktif dT

= 62,0838 kg/jam x 0,168 kkal/kg K x (303 – 298) = 52,150 kkal/jam Panas keluar  Q15 QC156 H12O6

= FC156 H12O6 x ∫ Cp C6 H12O6 dT = 1.182,096 kg/jam x 0,3137 kkal/kg K x (353 – 298) = 20.395,293 kkal/jam

QH152O

= FH152O x ∫ Cp H 2O dT  353  = 6.773,9465 kg/jam x  ∫ CpH 2 O(l ) dT  kkal/kg  298   3530,004T + 0,0001T − 3.10 −7 T 2   = 6.773,9465 kg/jam x  ∫  298 + 3,1411.10 −10 T 3 dT    = 5.812,039 kkal/jam

15 QKarbonAkti f


= 62,0838 kg/jam x 0,168 kkal/kg K x (353 – 298)K = 573,654 kkal/jam Q15

= 26.780,986 kkal/jam

QSteam


QSteam

= 3.893,921 kkal/jam


Maka jumlah saturated steam yang dibutuhkan QSteam

= m steam . (H VL )

3.893,921 kkal/jam

=m

m

= 7,596 kg/jam

steam

steam

x 512,612 kkal/kg

Maka kebutuhan steam untuk Tangki Decolorizing sebanyak 7,596 kg/jam

Tabel LB.7 Perhitungan Neraca Panas pada Tangki Decolorzing (TD) Komponen Air Glukosa Karbon Aktif Steam Total

Masuk (kkal/jam) Keluar (kkal/jam) alur (13) alur (14) alur (15) 9.856,092 5.812,039 12.978,823 20.395,293 52,150 573,654 3.893,921 26.728,836 52,150 26.780,986 26.780,986 26.780,986

8. Filter Press-02 (FP-02) Fungsi: Memisahkan karbon aktif, NaCl yang bercampur di dalam larutan C 6 H 12 O 6

15

FP-02 80 C, 1 atm

17

o

Fasa Padat Karbon Aktif Fasa Cair C6H12O6. H2O 80oC, 1 atm

16


Fasa Padat Karbon Aktif Fasa Cair C6H12O6. H2O 80oC, 1 atm

Neraca Panas Total Panas masuk = Panas keluar Q15 = Q16 + Q17




QC166 H12O6


QH162O

= FH162O x ∫ Cp H 2O dT  353  = 6,7739 kg/jam x  ∫ CpH 2 O(l ) dT  kkal/kg  298   3530,004T + 0,0001T − 3.10 −7 T 2   = 6,7739 kg/jam x  ∫  298 + 3,1411.10 −10 T 3 dT   

= 5,812 kkal/jam 16 QKarbonAkti f


= 62,0838 kg/jam x 0,168 kkal/kg K x (353 – 298) = 573,654 kkal/jam Q16

= 599,861 kkal/jam

 Q17

QC176 H12O6

= FC176 H12O6 x ∫ Cp C6 H12O6 dT = 1.180,914 kg/jam x 0,3137 kkal/kg K x (353 – 298)K = 20.374,8997 kkal/jam

QH172O

= FH172O x ∫ Cp H 2O dT  353  = 6.767,1726 kg/jam x  ∫ CpH 2 O(l ) dT  kkal/kg  298   3530,004T + 0,0001T − 3.10 −7 T 2   = 6.767,1726 kg/jam x  ∫ −10 3  298 + 3 , 1411 . 10 T dT  

= 5.806,227 kkal/jam Q17

= 26.181,1267 kkal/jam


Tabel LB.8 Perhitungan Neraca Panas pada Filter Press-02 (FP-02) Komponen Air Glukosa Karbon Aktif Total

Masuk (kkal/jam) alur (15) 5.812,039 20.395,293 573,654 26.780,986 26.780,986

Keluar (kkal/jam) alur (16) alur (17) 5,812 5.806,227 20,395 20.374,8997 573,654 599,861 26.181,1267 26.780,986

9. Evaporator (EV) Fungsi: Memekatkan larutan C 6 H 12 O 6

Fasa Uap H2O 120oC, 1 atm 17 Fasa Cair C6H12O6. H2O 80oC, 1 atm

Steam 1400C 3,1216 atm 18

EV 120oC, 1 atm

19 Fasa Cair C6H12O6 H2O 120oC, 1 atm

Kondensat 1400C 3,1216 atm

Neraca Panas Total Panas masuk = Panas keluar Q17 + Q steam

= Q18 + Q19


Panas keluar  Q18 QH182O = FH182O x ∫ Cp H 2O dT 393  373  = 5.278,3946 kg/jam x  ∫ CpH 2 O(l ) dT + λ373 K + ∫ CpH 2 O( g ) dT  kkal/kg 373  298 


  3730,004T + 0,0001T − 3.10 − 7 T 2   +   ∫298 + 3,1411.10 −10 T 3 dT   = 5.278,3946 kg/jam x  539,450 kkal / kg +    3930,0081 − 2,3.10 − 6 T − 7,8868.10 −9 T 2  ∫  − 4,8868.10 −12 T 3 dT − 1,0283.10 −15 T 4 dT    373 = 2.854.234,873 kkal/jam  Q19

QC196 H12O6 = FC196 H12O6 x ∫ Cp C6 H12O6 dT = 1.180,914 kg/jam x 0,3137 kkal/kg K x (393 – 298) = 35.193,01 kkal/jam QH192O

= FH192O x ∫ Cp H 2O dT 393  373  = 1.488,778 kg/jam x  ∫ CpH 2 O(l ) + λ373 K + ∫ CpH 2 O( g )  kkal/kg 373  298 

  3730,004T + 0,0001T − 3.10 − 7 T 2   + ∫ − 10 3   298 + 3,1411.10 T dT   = 1.488,778 kg/jam x  512,612 kkal / kg +    3930,0081 − 2,3.10 − 6 T − 7,8868.10 −9 T 2  ∫  − 4,8868.10 −12 T 3 dT − 1,0283.10 −15 T 4 dT  373   = 765.084,801 kkal/jam Q19

= 800.277,811 kkal/jam

Panas keluar = Q18 + Q19 = 2.854.234,873 kkal/jam + 800.277,811 kkal/jam = 3.654.512,684 kkal/jam QSteam


QSteam

= 3.628.331,557 kkal/jam

Maka jumlah saturated steam yang dibutuhkan QSteam

= m steam . (H VL )

3.628.331,557 kkal/jam = m m

steam

steam

x 512,612 kkal/kg

= 7.078,124 kg/jam


maka kebutuhan steam untuk Evaporator sebanyak 7.078,124 kg/jam

Tabel LB.9 Perhitungan Neraca Panas pada Evaporator (EV) Masuk (kkal/jam) alur (17) 5.806,227 20.374,8997

Komponen Air Glukosa Uap Air Steam

Keluar (kkal/jam) alur (18) alur (19) 765.084,801 35.193,01 2.854.234,873

3.628.331,557 3.654.512,684 3.654.512,684

Total

2.854.234,873 800.277,811 3.654.512,684

10. Crystallizer (CR) Fungsi : Mengubah larutan C 6 H 12 O 6 . menjadi kristal C 6 H 12 O 6 .H 2 O N2 250C, 1atm 19 Fasa Cair C6H12O6

CR 30oC, 1 atm

H 2O 120oC, 1 atm

N2 300C, 1atm

20 Fasa Padat C6H12O6 H 2O 30oC, 1 atm

Neraca Panas Total Panas masuk = Panas keluar Q19 + Q N 2

= Q20


Panas keluar  Q20 QC206 H12O6 H 2O

= FC206 H12O6 H 2O x ∫ Cp C6 H12O6 . H 2O dT = 1.299,032 kg/jam x 0,3137 kkal/kg K x (303 – 298) = 2.037,5316 kkal/jam



QH202O

= 1.370,6603 kg/jam x

∫

0,004T + 0,0001T − 3.10 −7 T 2

303

298

+ 3,1411.10 −10 T 3 dT

= 106,112 kkal/jam Q20

= 2.143,643 kkal/jam

QN202

= Q20- Q19 = 2.143,643 kkal/jam - 800.277,811 kkal/jam = - 798.134,168 kkal/jam

Kondisi masuk N 2 pendingin pada T= 25oC = 298 K Kondisi keluar N 2 pendingin bekas T = 30oC = 303 K Maka jumlah N 2 pendingin yang dibutuhkan  303  QN 2 = FN 2 x  ∫ Cp N 2 ( g )dT  kkal/kg  298  303

= FN 2

∫ (6,5T + 0,001T ) dT kkal/kg

298

798.134,168 kkal/jam = FN 2 (203,64) kkal/kg FN 2 = 3.919,338 kg/jam N 2 yang digunakan kedalam Crystalizer sebanyak 3.919,338 kg/jam

Tabel LB.10 Perhitungan Neraca Panas pada Crystalizer (CR) Komponen Air Glukosa C 6 H 12 O 6. H 2 O N2 Total

Masuk (kkal/jam) alur (19) 765.084,801 35.193,01

Keluar (kkal/jam) alur (20) 106,112 2.037,5316

- 798.134,168 2.143,6436

2.143,6436


11. Screw Conveyor (SC) Fungsi : Mengubah / mengecilkan ukuran kristal C 6 H 12 O 6. H 2 O

20

SC 30 C, 1 atm

21

o

Fasa Padat C6H12O6.H2O

Fasa Padat C6H12O6.H2O H2O 30oC, 1 atm

H2O o

30 C, 1 atm

Neraca Panas Total Panas masuk = Panas keluar Q20

= Q21

Panas masuk  Q20 Q20 analog perhitungan LB.10 = 2.143,6436 kkal/jam


QC216 H12O6 H 2O

= FC216 H12O6 H 2O x ∫ Cp C6 H12O6 . H 2O dT = 1.299,032 kg/jam x 0,3137 kkal/kg K x (303 – 298) = 2.037,532 kkal/jam = FH212O x ∫ Cp H 2O dT

QH212O

= 1.370,6603 kg/jam x

∫

0,004T + 0,0001T − 3.10 −7 T 2

303

298

+ 3,1411.10 −10 T 3 dT

= 106,112 kkal/jam Q21

= 2.143,644 kkal/jam

Tabel LB. 11 Perhitungan Neraca Panas pada Screw Conveyor (SC) Komponen Air C 6 H 12 O 6. H 2 O Total

Masuk (kg/jam) alur (20) 106,112 2.037,5316

Keluar (kg/jam) alur (21) 106,112 2.037,532

2.143,6436

2.143,6436


12. Rotary Dryer (RD) Fungsi: Mengurangi kadar air yang terkandung dalam C 6 H 12 O 6. H 2 O Uap air + udara 110oC, 1 atm

21 Fasa Padat C6H12O6.H2O = 0,995

22

RD 110oC, 1 atm


H2O = 0,005 30oC, 1 atm Udara Panas 2000C

Neraca Panas Total Panas masuk

= Panas keluar

Q21 + Q udara panas = Q22 + Q23 Panas masuk  Q21 Q21 analog perhitungan LB.11 = 2.143,6436 kkal/jam

Panas keluar  Q22 22 22 Qair yang menguap = Fair yang menguap x ∫ Cp H 2O dT 383  373  = 1.364,1325 kg/jam x  ∫ CpH 2 O(l ) + λ373 K + ∫ CpH 2 O( g )  kkal/kg 373  298 

  3730,004T + 0,0001T − 3.10 − 7 T 2   + ∫ 10 3 −   298 + 3,1411.10 T dT   = 1.364,1325 kg/jam x  539,450 kkal / kg +    3830,0081 − 2,3.10 − 6 T − 7,8868.10 −9 T 2  ∫  − 4,8868.10 −12 T 3 dT − 1,0283.10 −15 T 4 dT  373   = 737.561,752 kkal/jam Q22

= 737.561,752 kkal/jam

QC236 H12O6 H 2O




QH232O

= 6,5278 kg/jam x

∫

0,004T + 0,0001T − 3.10 −7 T 2

303

298

+ 3,1411.10 −10 T 3 dT

= 0,505 kkal/jam Q23

= 34.638,038 kkal/jam + 0,505 kkal/jam = 34.638,543 kkal/jam

Panas keluar = 737.561,752 kkal/jam + 34.638,543 kkal/jam = 772.200,295 kkal/jam = Panas keluar – Panas masuk

Q udara

= 772.200,295 kkal/jam - 2.143,6436 kkal/jam = 770.056,651 kkal/jam = 3.221.917,028 kJ/jam

Banyaknya kebutuhan udara yang diperlukan untuk proses adalah sebagai berikut:

m Udara =

Q 473

∫ Cp

Udara

dT

383

Dimana : Cp

Udara

(110 oC)

= 1,0115 kJ/kg.K

(Geankoplis,1983)

Cp

Udara

(200 oC)

= 1,0251 kJ/kg.K

(Geankoplis,1983)

Sehingga Cp

rata-rata

= 1,0183 kJ/kg.K

Maka banyaknya udara yang dibutuhkan dalam proses adalah sebagai berikut : m Udara =

Q

=

473

∫ Cp

Udara

dT

3.221.917,028 kJ / jam = 35.155,728 kg / jam 1,0183 (473 − 383) kJ / kg

383

Tabel LB. 12 Perhitungan Neraca Panas pada Rotary Dryer (RD) Komponen Air C 6 H 12 O 6 .H 2 O Uap Air Udara panas Total

Masuk (kkal/jam) alur (21) 106,112 2.037,532 770.056,651 772.200,295

Keluar (kkal/jam) alur (22) alur (23) 0,505 34.638,038 737.561,752 772.200,295


14. Rotary Cooler (RC) Fungsi: Menurunkan temperatur C 6 H 12 O 6. H 2 O yang keluar dari Rotary Dryer Air pendingin 250C 23

24

RC o

30 C, 1 atm Fasa Padat C6H12O6.H2O H2O Air pendingin bekas 70oC, 1 atm 400C

Fasa Padat C6H12O6.H2O H2O 30oC, 1 atm

Neraca Panas Total Panas masuk = Panas keluar Q23 + air pendingin = Q24 Panas masuk Q23

= 34.638,543 kkal/jam

Panas keluar  Q24 QH242O


∫

0,004T + 0,0001T − 3.10 −7 T 2

303

298

+ 3,1411.10 −10 T 3 dT

kkal/kg

= 0,505 kg/jam

QC246 H12O6 H 2O


Q24

= 0,505 kg/jam + 2.037,531 kkal/jam = 2.038,036 kkal/jam

Panas yang diserap air pendingin (Q) = Panas keluar – Panas masuk = 2.038,036 kkal/jam - 34.638,543 kkal/jam = – 32.600,507 kkal/jam = - 136.400,52 kJ/jam Kondisi masuk air pendingin pada T= 25oC Kondisi air pendingin keluar T = 40oC H (250C) = 83,9 kJ/kg H (400C) = 167,4 kJ/kg


Jumlah air pendingin yang diperlukan (m) =

=

Q H (40 C ) − H (25 0 C )kJ / kg 0

136.400,52 kJ / jam (167,4 − 104,8) kJ / kg

= 2.178,922 kg/jam

Tabel LB. 13 Perhitungan Neraca Panas pada Rotary Cooler (RC) Komponen Air C 6 H 12 O 6. H 2 O Air pendingin Total

Masuk (kg/jam) alur (23) 0,505 34.638,038 – 32.600,507 2.038,036

Keluar (kg/jam) alur (24) 0,505 2.037,531 2.038,036


LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

1. Gudang Pati Ubi Kayu Fungsi

: Untuk menyimpan pati ubi kayu selama 7 hari

Jumlah

: 1 unit

Jenis

: segiempat persegi

Bahan konstruksi

: beton

Kondisi penyimpanan : T = 300C, P = 1 atm Laju alir massa pati ubi kayu, Massa Ubi kayu, m

= 2.821,9917 kg/jam = 2.821,9917 kg/jam x 24 jam x 5 hari = 338.639,004 kg

Densitas tepung ubi kayu, ρ = 977 kg/m3 Volume pati ubi kayu, V

=

=

(perry, 1999)

m

ρ 338.639,004 kg 977 kg / m 3

= 346,611 m3 Dengan faktor kelonggaran 20%, maka:

(Brownell,1959)

= V (1 + 0,2 )

Volume gudang, V g

= 346,611 m3 x 1,2 = 415,933 m3 Volume segiempat persegi panjang = p x l x t Asumsi: l = t = 0,5p Maka : V g

= p . (0,5 p)2 = 0,25 p3

Vg

=

415,933 m 3 0,25

p3

=

p3

= 1.663,733 m3

p

= 11,849 m

t=1

= 0,5 p

0,25

= 5,924 m


2. Tangki HCl (T-01) Fungsi

: Untuk penyimpanan HCl selama 3 hari

Jumlah

: 1 unit

Bentuk

: Silinder vertikal dengan tutup berbentuk ellipsoidal dan alas berbentuk datar.

Bahan kontruksi

: Stainless Steel SA-340

Data : Kondisi penyimpanan: Temperatur

= 300C

Tekanan

= 1 atm = 14,696 psi

Densitas HCl

= 1.178,857 kg/m3

Laju alir massa HCl

= 268,089 kg/jam

Kebutuhan perancangan

= 3 hari

Faktor kelonggaran

= 20%

Perhitungan: Menentukan ukuran tangki a. Volume Tangki, V T Massa, m

= 268,089 kg/jam x 24 jam/hari x 3 hari = 19.302,408 kg

19.302,408 kg = 16,374 m 3 3 1.178,857 kg / m

Volume larutan, V l

=

Volume tangki, Vt

= 1,2 x

m

ρ

= 1,2 x 16,374 = 19,648 m3

b. Diameter dan tinggi shell Volume shell tangki (Vs) : Vs =

1 4

πDi2H s

Vs =

3 4

πDi3

;

asumsi: Di : H s = 1 : 3 (Perry dan Green, 1999)

Volume tutup tangki (Ve) : Ve =

π 24

Di3

(Brownell, 1959)

Volume tangki (V) : V = Vs + Ve


V=

19 24

πDi3

19,648 m3 =

19 24

πDi3

1 in = 78,425 in 0,0254 m

Di

= 1,992 m x

Hs

= 5,976 m = 235,275 in

c. Tebal shell tangki t=

PR + n.C SE − 0,6 P

(Perry dan Green, 1999)

Dimana : t = tebal shell (in) P = tekanan desain (psia) R = jari-jari dalam tangki (in) E = Joint effesiensi

(Brownell, 1959)

S = allowable stress

(Brownell, 1959)

C = corrosion allowance (in/tahun) n = umur alat Volume larutan = 16,374 m3 Volume tangki = 19,684 m3 Tinggi larutan dalam tangki

=

16,374 x Hs 19,684

=

16,374 x 5,976 m = 4,971 m 19,684

Tekanan hidrostatik P =ρxgxl = 1.178,857 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 4,971 m = 57.428,962 Pa = 8.32923 psia Faktor kelonggaran = 20 % Maka, P desain = (1,2) P operasi = 1,2 (14,696 + 8,32923) = 27,63 psia -

Direncanakan bahan konstruksi Stainless Steel SA-304

-

Allowable workinh stress (S)

: 18.700 psia

(Peters, dkk., 2004)

-

Joint effesiensi (E)

: 0,85



-

corrosion allowance(C)

: 0,125 in/tahun

-

Umur alat

: 10 tahun

t =

=


PR + n.C SE − 0,6 P

(27,63 psia ) (78,425 / 2 in) + 10.(0,125 in) (18.700 psia ) (0,85) − 0,6(27,63 psia )

= 1,318 in Tebal shell standar yang digunakan = 1 12 in

( Brownell dan Young, 1959)

d. Tebal tutup tangki Tebal dinding head (tutup tangki) -

Allowable workinh stress (S) : 18.700 psia


-


: 0,85


-


: 0,125 in/tahun

-

Umur alat

: 10 tahun

Tebal head (dh) =


P x Di + (C x A) 2 SE − 0,2 P


Dimana : dh = tebal dinding head (tutup tangki) (in) P = tekanan desain (psi) Di = diameter tangki (in) S = stress yang diizinkan E = efisiensi pengelasan dh =

27,63 x 78,425 + ( 0,125 x 10) (2 x 18.700 x 0,85) − (0,2 x 78,425)

= 1,318 in Dipilih tebal head standar 1 12 in


e. Diameter dan tinggi tutup Diameter = shell besar dari 1 in, Diameter = Di + Di/24 + 2sf + 2/3 icr + l


Dimana : Di = diameter tangki, in sf = panjang straight-flange, in icr = inside – corner radius, in l

= tebal shell, in


Dari tabel 5.6 Brownell diperoleh untuk tebal shell : 1 12 sf = 1 12 − 4 12 in dipilih 1 12 in icr = 5 14 in Maka Dh = 78,425 in +

78,425 in 2 1 + 2 x 1 12 + ( x 5 ) + 1 12 3 4 24

= 90,192 in = 2,291 m Asumsi Hh : Di : 1: 4 Tinggi tutup =

1 (2,291) = 0,572 m = 22,519 in 4

Tinggi total tangki = Hs + Hh = 5,976 m + 0,572 m = 6,548 m

3. Tangki NaOH (T-02) Fungsi

: Untuk penyimpanan NaOH selama 3 hari

Jumlah

: 1 unit

Jenis


Bahan


Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi

: T = 30 oC ; P = 1 atm

Kebutuhan rancangan

: 3 hari

Faktor kelonggaran

: 20 %

Laju Alir NaOH

: 293,84 kg/jam

Densitas NaOH

: 2130 kg/m3

(Perry, 1997)

Perhitungan : a. Volume tangki Volume larutan, V l =

293,84 kg / jam × 24 jam / hari × 3 hari = 9,9326 m 3 3 2130 kg / m

Volume tangki, V t = 1,2 x 9,9326 m3 = 11,919 m3 b. Diameter dan tinggi shell Volume shell tangki (Vs) : Vs = 14 πDi2H s Vs = 34 πDi3

;




π 24

Di3

(Brownell, 1959)

Volume tangki (V) : V = Vs + Ve V=

19 24

πDi3

11,919 m3 =

19 24

πDi3

Di = 1,686 m x Hs

1 in = 66,388 in 0,0254 m

= 5,058 m = 199,133 in


PR + n.C SE − 0,6 P



(Brownell, 1959)


(Brownell, 1959)


=

9,9326 x Hs 11,919

=

9,9326 x 5,058 = 4,215 m 11,919

Tekanan hidrostatik P =ρxgxl = 2130 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 4,215 m = 87.983,91 Pa = 12,7609 psia


Faktor kelonggaran = 20 % Maka, P desain = (1,2) P operasi = 1,2 (14,696 + 12,761) = 32,948 psia -


-


: 18.700 psia


-


: 0,85


-


: 0,125 in/tahun

-

Umur alat

: 10 tahun

t =

=


PR + n.C SE − 0,6 P







-


: 0,85


-


: 0,125 in/tahun

-

Umur alat

: 10 tahun

Tebal head (dh) =


P x Di + (C x A) 2 SE − 0,2 P



32,948 x 66,388 + ( 0,125 x 10) (2 x 18.700 x 0,85) − (0,2 x 32,948)







= tebal shell, in

Dari tabel 5.6 Brownell diperoleh untuk tebal shell : 1 12 sf = 1 12 − 4 12 in dipilih 1 12 in icr = 5 14 in Maka Dh = 66,388 in +

66,388 in 2 1 + 2 x 1 12 + ( x 5 ) + 1 12 3 4 24


1 (1,959) = 0,48 m = 19,2885 in 4


4. Mixer (MX) Fungsi

: Untuk pembuatan slurry

Jumlah

: 1 unit

Jenis

: Silinder vertikal dengan alas dan tutup berbentuk ellipsoidal dan dilengkapi dengan pengaduk.

Bahan kontruksi

: Carbon Steel SA-285 grade C

Kondisi Operasi:

: Tekanan

= 1 atm = 14,696 psia

: Temperatur = 300C Faktor kelonggaran

: 20 %


Tabel LC.1 Komposisi bahan masuk Mixer (MX) Massa (kg/jam)

Densitas (kg/m3)

Volume (m3/jam)

Pati ubi kayu

2.821,9917

977

2,888

Air

5.240,844

995,68

5,263

Total

8.062,8357

-

8,151

Bahan

 8.062,8357 kg / jam   = 989,183kg / m 3 = 61,75 lb/ft3 Densitas campuran (slurry) =  3 8 , 151 m / jam   Volume larutan, V L = 8,151 m3/jam x 1 jam = 8,151 m3 Volume tangki , V t = 1,2 x 8,151 m3/jam x 1 jam = 9,7812 m3 Direncanakan : H s : D i = 1 : 1 Hh : Di = 1 : 4 Dimana : H s = tinggi sheel H h = tinggi head D i = diameter dalam tangki a. Volume shell tangki (Vs) : Vs =

π 4

Di3


b. Volume alas tutup tangki (Vh) : Vh =

π 24

Di3

(Brownell, 1959)

c. Volume tangki = V s + V h 9,7812 m3 = 9,7812 m3 =

π 4

Di3 +

π 24

Di3

7 π Di3 24

Di = 2,2022 m x

1 in = 86,702 in = 7,225 ft 0,0254 m

Hs = D i = 2,2022 m = 7,224 ft = 86,702 in Tinggi Head (H h ) Hh =

1 1 Di = 2,2022 m = 0,55 m = 1,806 ft = 21,65 in 4 4


H total = H s + H h = 2,2022 m + 0,55 m = 2,752 m = 9,029 ft = 89,566 in d. Tebal shell tangki t=

PR + n.C SE − 0,6 P



(Brownell, 1959)


(Brownell, 1959)


=

8,151 x Hs 9,7812

=

8,151 x 2,2022 = 1,835 m 9,7812

Tekanan hidrostatik Ph = ρ x g x l = 989,0615 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 1,835 m = 17.786,2929 Pa = 2,579 psia Faktor kelonggaran = 20 % Maka, P desain = (1,2) P operasi = 1,2 (14,696 + 2,579) = 20,73 psia -

Direncanakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-285 Grade C

-


: 13.700 psia


-


: 0,85


-


: 0,002 in/tahun

-

Umur alat

: 10 tahun



t =

PR + n.C SE − 0,6 P

=

(20,73 psia ) (86,702 / 2 in) + 10.(0,002 in) (13.700 psia ) (0,85) − 0,6(20,73 psia)

= 0,097 in Tebal shell standar yang digunakan =

1 8

in


e. Tebal tutup tangki Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell Tebal tutup atas =

1 8

in


Perancangan Sistem Pengaduk Jenis pengaduk : turbin impeller daun enam Jumlah baffle

: 4 buah

Untuk turbin standar (Mc Cabe, dkk., 1999), diperoleh:

Da Dt E Da W Da L Da J Dt

=

1 1 ; Da = x 7,255 ft = 2,418 ft = 0,737 m 3 3

= 1 ; E = 0,737 ft 1 ; W = 1 x 2,418 = 0,4836 ft 5 5 1 = ; L = 1 x 2,418 = 0,604 ft 4 4 1 = ; J = 1 x 7,255 = 0,604 ft 12 12

=

Dimana: Dt : Diameter tangki Da : Diameter impeller W : Lebar blade pada turbin L : Panjang blade pada turbin E : Tinggi turbin dari dasar tangki J

: lebar baffle


Kecepatan pengaduk, N = 1 putaran/detik Bilangan Reynold, N Re =

ρ . N . ( Di ) 2 989,183 (1) (7,255) 2 = = 1531343,292 0,034 µ

N Re > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus: K T . N 3 . Da . ρ gc 5

P=

(Mc Cabe, dkk., 1999)

K T = 6,3


Sehingga, 6,3 x (1) 3 x (2,418 ft ) 5 x (61,753 lb / ft 3 ) P = 32,17 ft / s 2 = 999,603 ft.lb/s = 999,603 ft.lb/s x

1Hp = 1,817 Hp 550 ft.lb / s

Efisiensi motor, η = 80% Maka, P

=

1,817 Hp = 2,272 Hp 0,8

5. Reaktor Hidrolisa (R-01) Fungsi

: Untuk mengubah slurry menjadi larutan glukosa

Jumlah

: 1 unit

Jenis

: Silinder vertikal dengan tutup dan alas berbentuk ellipsoidal serta dilengkapi dengan pengaduk dan jaket.

Bahan kontruksi


Reaksi Hidrolisa: C 6 H 12 O 6 + C 12 H 22 O 11 + H 2 O

HCl

3 C 6 H 12 O 6

Kondisi operasi: Waktu tinggal

= 2 jam

Konversi reaksi

= 90%

Tekanan

= 3 atm = 44,1 Psi

Temperatur

= 1350C

(US. Patent No.6.126.754, 3 Oktober 2000)


Tabel LC.2 Komposisi bahan masuk Reaktor Hidrolisa Massa (kg/jam)

Densitas (kg/m3)

Volume (m3/jam)

8.062,8357

988,183

8,159

Air Hidrolisa

43,869

995,68

0,044

HCl

282,199

1.178,857

0,239

Total

8.388,9037

-

8,442

Bahan Slurry

Densitas campuran

=

m 8.388,9037 kg / jam = = 993,710 kg / m 3 = 62,035 lb/ft3 3 v 8,442 m / jam

Dengan faktor kelonggaran 20%

(Brownell,1959)

Volume larutan, V L = 8,442 m3/jam x 2 jam = 16,884 m3 Volume tangki, V t = 1,2 x 16,884 = 20,2608 m3 Direncanakan : H s : D i = 1 : 1 Hh : Di = 1 : 4 Dimana : H s = tinggi sheel H h = tinggi head D i = diameter dalam tangki a. Volume shell tangki (Vs) : Vs =

π 4

Di3



π 24

Di3

(Brownell, 1959)


π 4

Di3 +

π 24

Di3

7 π Di3 24

Di = 2,807 m x

1 in = 110,523 in = 9,209 ft 0,0254 m

Hs = D i = 2,807 m = 9,209 ft = 110,523 in Tinggi Head (H h ) Hh =

1 1 Di = 2,807 m = 0,702 m = 27,628 in 4 4


H total = H s + H h = 2,807 m + 0,702 m = 3,509 m = 11,512 ft = 138,149 in d. Tebal shell tangki t=

PR + n.C SE − 0,6 P



(Brownell, 1959)


(Brownell, 1959)

C = corrosion allowance (in/tahun) n = umur alat Faktor kelonggaran = 20 % Maka, P desain = (1,2) P operasi = 1,2 (44,1 psia) = 52,92 psia -


-


: 18.700 psia


-


: 0,85


-


: 0,125 in/tahun

-

Umur alat

: 10 tahun

t =

=


PR + n.C SE − 0,6 P




e. Tebal tutup tangki Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell Tebal tutup atas = 1 12 in



Menghitung Jaket pemanas Laju alir steam, Gs

= 7.032,906 kg/jam

Densitas steam, ρ s

= 930,8842 kg/m3

Laju alir volume steam, Vs

=

(Geankoplis,1983)

Gs 7.032,906 kg / jam = = 7,555 m3/jam ρs 930,8842 kg / m 3

Diameter dalam jaket (D) = diameter dalam + (2 x tebal dinding) = 110,523 in + 2(1 12 in) = 113,523 in Tinggi jaket = tinggi reakror = 110,523 in Asumsi jarak jaket = 5 in Diameter luar jaket (D 2 ) = D 1 + 2 x jarak jaket = 110,523 in + (2 x 5) = 120,523 in Luas yang dilalui steam (A)

(D 4

π

A=

2 2

) π4 (120,523

− D1 = 2

2

)

− 113,523 2 = 1.638,322 in 2 = 1,056 m 2

Kecepatan superficial steam (v) v=

Vp A

=

7,555 = 7,154 m / jam 1,056

Tebal dinding jaket (tj) Bahan Stainless Steel Plate tipe SA-340 H jaket = 110,523 in = 9,210 ft PH =

( H − 1) ρ a (9,210 − 1)(62,0833) = = 3,539 psia 144 144

P desain = 52,92 + 3,539 = 56,459 psia tj =

=

PD + n.C SE − 0,6 P

(56,459) (120,523) + 10(0,125) = 1,679 in (18.700)(0,85) − 0,6 (56,459)

Dipilih tebal jaket standar = 2 in



: 4 buah

Untuk turbin standar (Mc Cabe, dkk., 1999), diperoleh: Da Dt E Da W Da L Da J Dt

=

1 1 ; Da = x 9,209 = 3,069 ft = 0,935 m 3 3

= 1 ; E = 3,069 ft 1 ; W = 1 x 3,069 = 0,6038 ft 5 5 1 = ; L = 1 x 3,069 = 0,767 ft 4 4 1 = ; J = 1 x 9,069 = 0,755 ft 12 12 =


: lebar baffle


ρ . N . ( Di ) 2 993,710 (1) (9,209) 2 = = 84.272,253 0,313 µ


P=

K T = 6,3

(Mc Cabe, dkk., 1999) (Mc Cabe, dkk., 1999)


Sehingga, 6,3 x (1) 3 x (3,069 ft ) 5 x (62,035 lb / ft 3 ) 32,17 ft / s 2

P =

= 3.307,583 ft.lb/s = 3.307,583 ft.lb/s x

1Hp = 6,013 Hp 550 ft.lb / s


=

6,013Hp = 7,517 Hp 0,8

6. Cooler ( CO ) Fungsi

: Menurunkan suhu glukosa dari 1350C menjadi 500C

Jenis

: 1-2 Shell and tube

Jumlah

: 1 Unit

Dipakai

:

3

in OD Tube 18 BWG, panjang = 15ft, 2 pass

4

Fluida Panas (Steam) Dari perhitungan neraca panas pada lampiran A diperoleh: Laju alir fluida masuk (W)

= 8.388,9037 kg/jam

= 18.494,471 lb/jam

Temperatur masuk (T 1 )

o

= 135 C

= 275 oF

Temperatur keluar (T 2 )

= 50 oC

= 122 oF

Fluida Dingin Laju alir fluida masuk (w)

= 240.721,046 kg/jam = 530.693,377 lb/jam

Temperatur masuk (t 1 )

= 25 oC

= 77 oF

Temperatur keluar (t 2 )

= 40 oC

= 104 oF

Panas yang diserap (Q)

= 15.069.137,49 kJ/jam = 14.282.730,36 Btu/jam

(1) ∆t = beda suhu sebenarnya ∆t 2 = T 1 – t 2 = 275 – 104 = 171 oF ∆t 1 = T 2 – t 1 = 122 – 77 = 45 oF ∆t 2 – ∆t 1 = 171 – 45 = 126 oF

LMTD =

Δt 2 − Δt1  Δt  2,3 Log  2   Δt1 

=

117  171  2,3 log    45 

= 101,63 o F


Menentukan nilai ∆t : R=

T1 − T2 275 − 122 = = 4,25 104 − 77 t 2 − t1

S=

t 2 − t1 104 − 77 = = 0,174 T1 − t1 275 − 77

Dari Fig. 18 Kern (1965), diperoleh nilai F T = 0,75 ∆T LMTD = LMTD x F T

= 101,63 x 0,75 = 76,225 0F

(2) Temperatur Kalorik Tc =

T1 + T2 275 + 122 = = 198,5 0 F 2 2

tc =

t 1 + t 2 104 + 77 = = 90,5 0 F 2 2

Jenis pendingin Shell and Tube Asumsi instalasi pipa dari tabel 9 dan tabel 10 hal 841 – 843 (Kern, 1965) : Tube : Diameter luar

: ¾ in

BWG

: 18

Pitch

: 1 in. triangular pitch

Panjang tube

: 15 ft

a”

: 0,2618 ft2

a. Dari tabel 8 (Kern, 1965), U D = 50-125, diambil U D = 125 Btu/jam.ft2 . oF

A=

14.282.730,36 Btu/jam Q = = 1.498,417 ft 2 2 0 o U D xΔt 125 Btu/jam.ft . F 76,255 F

b. Jumlah tube, N t =

(

1.498,417 ft 2 A = l x a 15 ft × 0,2618 ft 2

(

)

)ft = 381,56 buah

Yang paling mendekati : Nt = 384 1tube pass, ¾ in OD, 18 BWG pada 1 in triangular pitch Sheel ID = 23 ¼ in

(Kern, 1965)


c. Koreksi U D A

= L x Nt x a” = 15 x 384 x 0,2618 = 1.507,968 ft2

14.282.730,36 Btu jam Q UD = = = 124,208 Btu jam. ft 2 .0 F A x Δt 1.507,968 x 76,255

Shell side : Fluida Panas (1) Flow Area a shell =

23 14 × 0,1875 × 5 ID × C '× B = = 0,161 ft2 144 × Pt 144 × 0,9375

(Kern, 1965)

(2) Kecepatan massa (Gs) Gs =

W 18.494,471 = = 114.872,491 lbm jam.ft 2 as 0,161

(3) Bilangan Reynold (Re) Pada T c = 198,5 oF µ = 2,12Cp = 5,128 lbm/ft.jam

(Geankoplis, 1999)

Dari Fig. 28 (Kern, 1965) dengan d e = 0,55 in = 0,0458 ft

R es =

D e × G s 0,0458 × 114.872,491 = = 1.025,967 μ 5,128

(4) Dari Fig. 24 (Kern, 1965) dengan R es = 1.025,96 diperoleh jH = 40 (5) Pada Tc = 168,8 oF Cp = 1,0038 Btu/lbm.oF

(Geankop[lis, 1999)

2 o

(Geankop[lis, 1999)

k = 0,387 Btu/jam.ft .( F/ft)  Cp × μ     k 

1

3

 1,0038 × 5,128  =  = 13,301 0,387  

ho k  c.µ  (6) = jH .   De  k  ϕs

1

3

= 40 ×

0,387 × 13,301 = 4.495,622 Btu / jam. ft 2 .0 F 0,0458


Tube side : Fluida Dingin (1’)Flow area Dari tabel 10 (Kern, 1965) diperoleh at’ = 0,334 in2

at =

at' x Nt 0,334 x 384 = = 0,445 144 x n 144 x 2

(2’)Kecepatan massa, Gt Gt =

w 397.861,142 = = 894.069,982 lbm jam.ft 2 at 0,445

(3’)Bilangan Reynold Tube ID = 0,902 in → Dt = 0,902/23 ¼ = 0,038 ft Pada t c = 90,5 oF, diperoleh µ air = 0,8007 cp = 1,937 lbm/ft.jam Ret =

Dt × Gt 0,038 × 894.069,982 = = 17.539,834 μ 1,937

(4’)Dari Fig. 24 (Kern, 1965) diperoleh jH = 50 (5’)Pada t c = 90,5 Cp = 0,9987 Btu/lbm.0F

(Kern, 1965)

k = 0,356 Btu/jam.ft2(0F/ft)

(Kern, 1965)

 cp.μ     k 

1

3

 0,9987 × 1,937  =  = 5,434 0,356  

k  Cp.µ  (6’) = jH . ×  Dt  k  φt hi

h io

φt

=

hi

φt

×

1

3

= 50 ×

0,356 × 5,434 = 2.545,4 Btu / jam. ft 2 .0 F 0,038

ID 0,902 = 3.061,267 = 2.545,4 × OD 0,75

Temperature Tube Wall tw

= tc + = 90,5 +

h o φs (Tc − t c ) h o φs + h io φ t 4.495,622 (198,5 − 86) 4.495,622 + 3.061,267

= 66,92 oF


(1’)Untuk Shell µ s = 11,5 cp = 27,83 lb/ft.jam µ  φ s =  s   µw 

ho =

ho

0 ,14

 5,128  =   27,83 

0 ,14

= 0,789

× φ s = 4.495,62 × 0,789 = 3.547,045

φs

(2’)Untuk Tube µ w = 1,2 cp = 2,904 lb/ft.jam µ  φt =  t   µw 

hio

h io =

φt

0 ,14

 1,937  =   2,904 

(Kern, 1965)

0 ,14

= 0,945

× φ t = 3.061,267 × 0,945 = 2.892,897

(3’) Koefisien Uc Uc =

hio x ho 2.892,897 × 3.547,045 = = 1.593,374 Btu jam.ft 2 0 F hio + ho 2.892,897 + 3.547,045

(4’) Faktor Pengotor Rd

Rd =

U C − U D 1.593,374 − 124,208 = = 0,0074 U C × U D 1.593,374 ×124,208

Rd Ketentuan ≥ 0,003 hr.ft2.oF/Btu Rd perhitungan > Rd ketentuan, maka design dapat diterima

Penurunan Tekanan Shell (1) Res = 954,801 f

= 0,0035

s

= 1,1983

(Fig 29 Kern, 1965)

(2) N + 1 = 23 ¼ x (L/B) = 23 ¼ x (15/5) = 69,75 Ds = 23 ¼ in = 1,937 ft (3) ΔPs =

f × Gs 2 × Ds × ( N + 1) 5,22 x 1010 × De × s × φ s


=

0,0035 × 114.872,4912 × 1,937 × 69,75 (5,22 × 1010 ) × 0,0458 × 1,1983 × 0,789

= 0,93 psi ∆Ps ≤ 10 Psia , maka desain dapat diterima Tube (1’)Ret = 11.050,833 f = 0,00035

(Fig. 26 Kern, 1965 )

s = 1,000 (2’) ΔPt =

f ×G2 ×L × n 5,22 ×1010 × Dt × s × φ t

0,00035 × 894.069,982 2 × 15 × 2 = (5,22 × 1010 ) × 0,0261 × 1 × 0,945 = 0,827 psi V2 = 0,04 (Fig. 27 Kern,1965) Pada G t = 894.069,982 2g'

ΔPr =

4×2 4.n V 2 . .0,04 = 0,32 psi = s 2 g ' 1,000

ΔP T = ΔP t + ΔP r = 0,827 + 0,32 = 1,147 psi ΔP T ≤ 10 psi , maka design dapat diterima

7. Filter Press 01 (FT-01) Fungsi

:Untuk memisahkan sisa pati, protein, lemak, dan impurities yang bercampur didalam larutan glukosa.

Jenis

: Plat and Frame Filter Press.

Bahan konstruksi

: Carbon steel

Kondisi operasi

: T = 50 oC ; P = 1 atm

Dari neraca massa diperoleh: Laju alir susu kedelai : 11032 kg/jam .................................................(LA.12) ρ susu kedelai

: 996,159 kg/m3 = 62,188 lb/ft3 ........................ (LC.19)

µ susu kedelai

: 2,12 cp = 0,000142 lb/ft sec ……..(Geankoplis, 1997)


Faktor kelonggaran

: 20%

Tekanan filtrasi

: 50 psi = 7.200 lb/ft3

Jumlah cycle

: 1 cycle

Waktu filtrasi

: 26 menit

Laju alir padatan

: 1215 kg = 2678,63 lb

Perhitungan : a. Volume cairan 11032 kg =11,085 m 3 = 391,465 ft3 996,159 kg / L

Volume cairan tiap jam :

Volume per cycle = 391,465 ft3 b. Kandungan padatan per volume filtrat (C s ) berat solid vol cairan 2678,63 = = 6,842 lb / ft 3 filtrat 391,465

Cs =

c. Menghitung luas filtrasi (A) Filtrasi pada tekanan tetap : dt µ .α . cs µ . Rm = 2 V+ dV A (− ∆P ).g c A(− ∆P ).g c t v

=

µ .α . cs

2 A2 (− ∆P ).g c

dimana :

V+

µ . Rm

................................. (Geankoplis, 1997)

A(− ∆P ).g c

t = waktu filtrasi (s) V = volume filtrat (ft3) P = tekanan filtrasi (lbf/ft2) α = tahanan spesifik (ft/lb) R m = tahanan filter mula-mula (ft-1) A = luas filtrasi C s = kandungan padatan/vol filtrat

t = 26 menit = 1560 detik untuk P = 50 psi, α = 3,70 x 1011 ft/lb....................... (Fig 13. Banchero, 1959) R m = 0,1 α = 3,70 x 1010 ft-1


0,000142 . 3,7 x1011 . 6,842 0,000142 . 3,7 x1011 1560 = 391 , 465 + 391,465 A . 7200 . 32,174 2 A 2 . 7200 . 32,174 303737,579 226,805 + A A2 2 = 275,683 ft = 25,611 m 2

3,985 = A

Dipilih plate and frame dengan ukuran 1450 mm Untuk plate and frame dari kayu dengan ukuran, 1450 mm Luas filtering area = 2,46 m2 ................................ (Tabel 11.11. Walas, 1988) Jumlah plate =

Jenis

25,611 = 10,411 buah = 11 buah 2,46

: Plate and Frame

Laju alir massa masuk, G

= 8.388,9037 kg/jam = 18.494,168 lb/jam

Densitas campuran, ρg

= 993,7 kg/m3 1lb / ft 3 = 993,7 kg/m x 16,0185kg / m3 3

= 62,0345 lb/ft3 Laju alir, Q

=

= Porositas bahan, P Densitas cake, ρc

m

ρ 18.494,168 lb / jam = 298,127 ft3/jam 3 62,0345 lb / ft

= 0,6

(Brownell, 1969)

= 1.061,7370 kg/m

3

= 1.061,7370 kg/m3 x

(Geankoplis, 1983) 0,06243lb / ft 3 1kg / m3

= 66,2842 lb/ft3 Massa padatan tertahan, Mp

= 304,8277 kg/jam = 304,8277 kg/jam x

2.20462lb 1kg

= 672,029 lb/jam


Tebal cake tiap frame, W c = 1 in Volume cake, V c

=

=

Mp (1 − P) xρ c 672,029 lb / jam = 0,9748 ft3/jam 3 (1 − 0,6) x66,28422lb / ft

= 0,9748 ft3/jam x

Cake frame, S

=

Jumlah frame, F

1m 3 = 0,0276 m3/jam 3 35,314 ft

Mp Vc

=

672,029 lb / jam = 689,401 lb/ft3 3 0,9748 ft / jam

=

10 ρc S

10 x 66,2842 lb / ft 3 = = 0,961 unit 689,401 lb / ft 3 Lebar, L

= 1,55 ft = 0,4724 m

Panjang, P

= 2 x 1,55 ft = 3,1 ft x

Luas filter,

A

0,3048m = 0,9449m 1 ft

=PxL = 3,1 ft x1,55 ft = 4,8 ft2

8. Reaktor Netralisasi (R-02) Fungsi

: Untuk menetralkan suasana asam didalam larutan C 6 H 12 O 6 .

Jumlah

: 1 unit

Jenis

: Reaktor tangki berpengaduk

Bentuk

: Silinder vertikal dengan tutup dan alas berbentuk ellipsoidal dan dilengkapi dengan pengaduk dan jaket.

Bahan kontruksi


Kondisi operasi

: Tekanan Temperatur

= 1 atm = 60 0C


Tabel LC.3 Komposisi bahan masuk Reaktor Netralisasi Massa (kg/jam)

Densitas (kg/m3)

Volume (m3/jam)

8.084,076

994,482

8,129

NaOH

309,305

2.130

0,145

Total

8.393,381

-

8,274

Bahan Larutan Glukosa

Densitas campuran =

8.393,381 kg / jam = 1.014,428 kg/m3 = 63,328 lb/ft3 3 8,274 m / jam

Dengan faktor kelonggaran 20% 3

Volume larutan, V L = 8,274 m /jam x 1 jam = 8,274 m

(Brownell,1959) 3

Volume tangki, V t = 1,2 x 8,274 = 9,9288 m3 Direncanakan : H s : D i = 1 : 1 Hh : Di = 1 : 4 Dimana : H s = tinggi sheel H h = tinggi head D i = diameter dalam tangki a. Volume shell tangki (Vs) : Vs =

π 4

Di3



π 24

Di3

(Brownell, 1959)


π 4

Di3 +

π 24

Di3

7 π Di3 24

Di = 2,213 m x

1 in = 87,136 in = 7,26 ft 0,0254 m

Hs = D i = 2,213 m = 7,26 ft = 87,136 in d. Tinggi head (H h ) Hh =

1 1 Di = x 2,213 m = 0,0553 m = 1,815 ft = 2,177 in 4 4


H total = H s + H h = 2,213 + 2,177 = 4,39 m = 14,403 ft = 172,834 in e. Tebal shell tangki t=

PR + n.C SE − 0,6 P



(Brownell, 1959)


(Brownell, 1959)


=

8,274 x Hs 9,9288

=

8,274 x 2,213 = 1,84 m 9,9288

Tekanan hidrostatik Ph = ρ x g x l = 1.014,428 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 1,84 m = 18.292,165 Pa = 2,653 psia Faktor kelonggaran = 20 % Maka, P desain = (1,2) P operasi = 1,2 (14,696 + 2,653) = 20,8088 psia -


-


: 18.700 psia


-


: 0,85


-


: 0,125 in/tahun



-

Umur alat t =

=

: 10 tahun

PR + n.C SE − 0,6 P (20,8088 psia ) (87,136 / 2 in) + 10.(0,125 in) (18.700 psia ) (0,85) − 0,6(20,8088 psia )

= 1,307 in Tebal shell standar yang digunakan = 1 12 in f.


Tebal tutup tangki Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell Tebal tutup atas = 1 12 in


Menghitung Jaket pemanas Laju alir steam, Gs

= 20,474 kg/jam

Densitas steam, ρ s

= 930,8842 kg/m3

Laju alir volume steam, Vs

=

(LA-39) (Geankoplis,1983)

Gs 20,474 kg / jam = = 0,022 m3/jam 3 ρs 930,8842 kg / m

Diameter dalam jaket (D) = diameter dalam + (2 x tebal dinding) = 87,136 in + 2(1 12 in) = 90,136 in Tinggi jaket = tinggi reakror = 87,136 in

Asumsi jarak jaket = 5 in Diameter luar jaket (D 2 ) = D 1 + 2 x jarak jaket = 87,136 in (2 x 5) = 97,136 in Luas yang dilalui steam (A) A=

(D 4

π

2 2

) π4 (97,136

− D1 = 2

2

)

− 90,136 2 = 1.310,904 in 2 = 0,8456 m 2

Kecepatan superficial steam (v) v=

Vp A

=

0,022 = 0,026 m / jam 0,8456

Tebal dinding jaket (tj)


Bahan Stainless Steel Plate tipe SA-340 H jaket = 87,136 in = 7,26 ft PH =

( H − 1) ρ a (7,26 − 1)(63,328) = = 2,753 psia 144 144

P desain = 14,696 + 2,753 = 17,449 psia tj =

=

PD + n.C SE − 0,6 P

(17,449) (87,136) + 10(0,125) = 1,345 in (18.700)(0,85) − 0,6 (17,449)

Dipilih tebal jaket standar = 1 12 in


: 4 buah

Untuk turbin standar (Mc Cabe, dkk., 1999), diperoleh:



=

1 1 ; Da = x 7,26 = 2,42 ft = 0,737 m 3 3

= 1 ; E = 2,42 ft 1 ; W = 1 x 7,26 = 1,452 ft 5 5 1 = ; L = 1 x 7,26 = 1,815 ft 4 4 1 ; J = 1 x 7,26 = 0,605 ft = 12 12 =


: lebar baffle


ρ . N . ( Di) 2 63,328 (1) (7,26) 2 = = 11.078,217 0,3013 µ


P=


K T = 6,3


Sehingga, P =

6,3 x (1) 3 x (2,42 ft ) 5 x (63,328 lb / ft 3 ) 32,17 ft / s 2

= 1.029,347 ft.lb/s = 1.029,347 ft.lb/s x

1Hp = 1,871 Hp 550 ft.lb / s

Efisiensi motor, η = 80%


Maka, P

=

1,871Hp = 2,33 Hp 0,8

9. Tangki Dekanter (DK) Fungsi

: Untuk memisahkan NaCl yang bercampur di dalam larutan glukosa.

Jumlah

: 1 unit

Tipe

: Tangki silinder horizontal dan sisi-sisi berupa elips.

Bahan kontruksi : Stainless Steel SA-304 Laju alir, G

= 8.393,381 kg/jam

Densitas Glukosa, ρ = 25,78% x 1.152,9347 kg/m3 = 297,2266 kg/m3 Densitas NaCl, ρ = 4,89 % x 1.252,489 kg/m3 = 61,2467 kg/m3 Densitas air, ρ = 69,23 % x 995,68 kg/m3 = 689,3092 kg/m3 Densitas campuran, ρ = 1.047,7825 kg/m3 Diambil Holding Time = 15 menit Rate keluar masing-masing lapisan diatur sedemikian (seperti pada perhitungan neraca bahan ) yaitu: Rate lapisan atas

= 51,1070 kg/jam

Rate lapisan bawah

= 973,3908 kg/jam

Volume tangki (V t ) dengan factor kelonggaran 20 % Volume, V t

= 1,20 x

= 1,20 x Asumsi L

(Brownell, 1959)

m

ρ 8.393,381 kg / jam = 8,01 m 3 3 1.047,7825 kg / m

= 1,5 Dt

Volume sisi tangki, Vt =

(Brownell, 1959)

π . D13

Volume total tangki, V T

=2x

8,01 m3 Dt

(Brownell, 1959)

24

3

π . D13 24

+

π . Dt 2 . ( 3 2 Dt 4

= 1,4392 D t 3 =

3

8,01 m 3 1,4392


Dt

= 1,772 m x

1 in = 69,77 in 0,0254 m

L=

3 3 Dt = x 1,772 m = 2,658 m 2 2

(Brownell, 1959)

h=

1 1 Dt = x 1,772 m = 0,443 m 4 4

(Brownell, 1959)

Panjang tangki, H t

= L + 2h

(Brownell, 1959)

= 2,658 m + 2 (0,443 m) = 3,544 m = 11,627 ft Tinggi cairan dalam tangki, H l

= 0,9 x D t

(Brownell, 1959)

= 0,9 x 1,772 m = 1,5948 m = 5,232 ft Tekanan Hidrostatik cairan dalam tangki, P l Pl

= =

ρ x Hl

(Brownell, 1959)

144

(1.047,7825 kg / m 3 ) (1,5948) 144

= 11,605 kg/m2 x

0,001422 Psi = 0,0165 Psi 1kg / m 2

Tekanan rancangantangki, P d Pd

= P l + P udara + (10 % x P l )

(Brownell, 1959)

= 0,0165 Psi + 14,7 Psi + (0,1 x 0,0165 Psi) = 14,718 Psi Dimana: Pd

= Tekanan total design

= 14,718 Psi

Dt

= Diameter tangki

= 69,763 in

F

= Allowable stress

= 18.750 Psi

(Brownell,1959)

E

= Efesiensi sambungan

= 80%

(Brownell,1959)

C

= Faktor korosi

= 0,00625 in/tahun

(Brownell,1959)

Jadi: Tebal plate minimum, t t

=

Pd x Dt + C.n 2 ( FE − 0,6 Pd )

(Brownell,1959)


t

=

(14,718 Psi ) x (69,76 in ) + (0,00625 in / tahun x 20 tahun ) 2 { (18.750 Psi x 0,8) − (0,6 x 14,718 Psi ) }

= 0,159 in x

0,0254 m = 0,004 m 1in

10. Tangki Decolorizing (TD) Fungsi

: Tempat penghilangan zat pewarna yang terkandung di dalam glukosa dengan menambahkan karbon aktif.

Type

: Tangki berbentuk silinder, bootom berbentuk konis dan tutup berbentuk dished (dished head) yang dilengkapi pengaduk.

Bahan

: Carbon steel SA-333

Tabel LB.4 komposisi bahan masuk Tangki Dekolorizing Massa (kg/jam)

Densitas (kg/m3)

Volume (m3/jam)

C 6 H 12 O 6

1.182,096

1.152,9347

1,0253

H2O

6.773,9465

995,68

6,803

62,0838

1.550

0,04

8.018,1263

-

7,868

Bahan

Karbon Aktif Total

Densitas campuran

=

8.018,1263 kg / jam = 1.019,08 kg/m3 3 7,868 m / jam

Dengan faktor kelonggaran 20%

(Brownell, 1959)

Volume tangki = 1,2 x 1.019,08 m3/jam x 1 jam = 1.222,896 m3 Tangki dirancang berbentuk silinder tegak dengan tutup atas dan bawah berbentuk ellipsoidal dan kerucut, perbandingan tinggi silinder dengan diameter silinder 3 : 4.

Volume silinder, V 1 = =

π

4 x Dt 2 x hi ; h1 = Dt 4 3

(Hesse, 1959)

π

4 x Dt 2 x Dt =1,0467 Dt 3 4 3

π

x ( Dt 2 + Dt x m + m 2 ) x h2

Volume konis, V 2

=

Tinggi konis, h 2

= tg χ x (Dt – m)

4

(Hesse, 1959) (Hesse, 1959)


M

=

1

h2

=

tg 300 ( Dt − 14 Dt ) 2

=

0,58 x ( 3 4 Dt ) = 0,2175 Dt 2

Sehingga: V 2 =

π 4

4

Dt, maka:

[(

)

x Dt 2 + Dt ( 1 4 Dt ) + ( 1 4 Dt ) 2 x (0,2175 Dt )

]

= 0,1255 Dt3 Volume tangki = V 1 + V 2 657,51 m3

= 1,0467 Dt3 + 0,1255 Dt3

657,51 m3

= 1,1722 Dt3

657,51m3 1,1772

Dt

=

Dt

= 8,2471 m x

h1

=

4 Dt 3

=

4 x 8,2471 m =10,99613 m 3

h2

3

1in = 324,6882 in 0,0254

= 0,2175 x D = 0,2175 x 8,2471 m = 1,7937 m

Tinggi tutup dished head Asumsi dished head adalah stainless steel, E=1 Crown radius, Re

= D – 6 in = 324,6882 in – 6 in = 318,6882 in

Tinggi tutup h 3

= Re -

( 4)

2 (Re) 2 − D

(318,6882 in )2 − (324,6882 in )

2

= 318,6882 in = 44,45 in x

4

0,0254 m =1,129 m 1in

Tinggi penyangga, h 4 = 1 m Tinggi tangki total, H = h 1 + h 2 + h 3 + h 4


= 10,99613 m + 1,7937 m + 1,129 m + 1 m = 14,92 m Tekanan hidrostatis, P h Ph

= ρ x (H-1)

(Brownell, 1969)

= 1.019,721 kg/m3 x (14,92 – 1) m = 14.194,516 kg/m2 x

0,001422 Psi = 20,1846 Psi 1 kg / m 2

Tekanan total design, P d Pd

= P h + 14,7 Psi = 20,1846 Psi + 14,7 Psi = 34,884 Psi

Tebal plat minimum, t t

=

Pd x Dt + C.n 2 ( FE − 0,6 Pd )

(Brownell, 1969)

Dimana: Pd


= 34,884 Psi

Dt

= Diameter tangki

= 324,6882 in

F

= Allowable stress

= 18.750 Psi

(Brownell,1959)

E

= Efesiensi sambungan

= 80%

(Brownell,1959)

C

= Faktor korosi

= 0,00625 in/tahun

(Brownell,1959)

tt

=

(34,884 Psi ) x (324,6882 in ) + (0,00625 in / tahun x 20 tahun ) 2 { (18.750 Psi x 0,8) − (0,6 x 34,884 Psi ) }

= 0,69565 in x

0,0254 m = 0,0177 m 1in

Tebal shell standar yang digunakan =

3 4

in


 Perencanaan Pengaduk: Pengaduk yang digunakan adalah jenis flat blade turbine impeller, dengan perbandingan ukuran sebagai berikut: a. Diameter Impeller, Di Di =

1 1 Dt = x8,2471m = 2,749 m 3 3

b. Lebar Daun Impeller, W


W=

1 1 Di = x 2,749 m = 0,5498 m 5 5

c. Tinggi Liquid, H H = Dt = 8,2471 m d. Tinggi Impeller dari Dasar Tangki, E E = Di = 2,749 m e. Panjang Daun Impeller, L L=

1 1 Di = x 2,749 m = 0,68725 m 4 4

 Jumlah Putaran Pengaduk, N: N .Di  σ .g .gc  ρ 

0 , 25

 1,25.Dt  = 1,22 +    Di 

(Treybal,1981)

Dimana: N

= Jumlah putaran pengaduk, rps

Di

= Diameter Pengaduk, m

σ

= Tegangan permukaan larutan, N/m

g

= Percepatan gravitasi, m/s2

gc

=1

ρ

= Densitas campuran, kg/m3

Sehingga diperoleh: N . 2,749 m  0,034 N / m.9,81m / s 2 .1   3 kg m 1 . 019 , 721 /  

0 , 25

 1,25.8,2471m   = 1,22 +  2 , 749 m  

N = 0,244 rps  Daya Pengadukan, P: P =

N p .n3 .Di 5 .ρ

(Mc.Cabe,1999)

gc

Dimana: P

= Daya pengadukan

= Hp

Np

= Konstanta pengadukan

= 6,2

N

= Kecepatan Putaran pengaduk

= 0,244 rps

(Mc.Cabe,1999)


Di

= Diameter pengaduk

= 2,749 m = 9,02 ft

ρ

= Densitas campuran

= 1.019,721kg/m3= 63,659 lb/ft3

Gc

= Konstanta

= 32,17 ft/s2

Sehingga, P =

6,2 x(0,244)3 x(9,02 ft )5 x(63,659lb / ft 3 32,17 ft / s 2

= 10.641,494 ft.lb/s = 10.641,494 ft.lb/s x

1Hp = 19,348 Hp 550 ft.lb / s


=

0,1617 Hp = 24,185 Hp 0,8

11. Filter Press 02 (FT-02) Fungsi

: Untuk memisahkan karbon aktif yang bercampur didalam larutan glukosa.

Bahan

: Carbon Steel SA-333

Jenis

: Plate and Frame

Laju alir massa masuk, G

= 8.018,1263 kg/jam = 17.676,753 lb/jam

Densitas campuran, ρg

= 1.133,4278 kg/m3

(Perry, 1999)

1 lb / ft 3 = 1.019,721 kg/m x = 63,659 lb/ft3 3 16,0185kg / m 3

Laju alir, Q

=

=

m

ρ 17.676,753 lb / jam = 277,678 ft3/jam 63,659 lb / ft 3

Porositas bahan, P

= 0,6

(Brownell, 1969)

Densitas cake, ρc

= 1.012,4075 kg/m3

(Geankoplis, 1983)

0,06243lb / ft 3 = 1.012,4075 kg/m x 1kg / m3 3


= 63,2046 lb/ft3 Massa padatan tertahan, Mp

= 70,0397 kg/jam = 70,0397 kg/jam x

2.20462 lb 1kg

= 154,411 lb/jam Tebal cake tiap frame, W c = 1 in =

Volume cake, V c

=

Mp (1 − P) xρ c

154,411 lb / jam = 6,107 ft3/jam 3 (1 − 0,6) x 63,2046 lb / ft

= 6,107 ft3/jam x

1m 3 = 0,173 m3/jam 3 35,314 ft

Mp

Cake frame, S =

Vc =

Jumlah frame, F =

154,411 lb / jam = 25,284 lb/ft3 3 6,107 ft / jam

10 ρc S

10 x 63,2046 lb / ft 3 = = 24,997 unit 25,284 lb / ft 3 Lebar, L

= 1,55 ft = 0,4724 m

Panjang, P

= 2 x 1,55 ft = 3,1 ft x

Luas filter, A

0,3048m = 0,9449m 1 ft

=PxL = 3,1 ft x1,55 ft = 4,8 ft2

12. Tangki Evaporator (EV) Fungsi

: Memekatkan produk glukosa


Jumlah

: 1 unit

Tipe

: Basket type vertikal tube evaporator

Bahan konstruksi


Tekanan operasi

: 1 atm = 14,7 Psi

Suhu umpan masuk

: 80 0C = 176 0F

Suhu produk keluar

: 120 0C = 232 0F

(Brownell, 1969)

Jumlah air yang diuapkan pada evaporator = 5.278,3946 kg/jam Laju alir massa Glukosa, G

= 7.948,0866 kg/jam

Densitas Glukosa, ρ

= 1.036,3976 kg/m3 = 64,7002 lb/ft3

Volume Glukosa, V

=

G

ρ

=

7.948,0866 kg / jam = 7,667 m3/jam 3 1.036,3976kg / m

= 7,667 m3 x

1 ft 3 = 270,727 ft3 2,832 x 10 − 2 m 3

Evaporator berisi 80 % dari shell, maka: Volume shell, (V sh )

=

270,727 ft 3 = 338,408 ft3 0,8

= 338,408ft3 x

1m 3 = 9,582 m3 3 35,314 ft

Evaporator dirancang berbentuk silinder tegak dengan tutup atas dan berbentuk ellipsiodal dan tutup bawah berbentuk kerucut, perbandingan tinggi silinder dengan diameter silinder 4:1 perbandingan antara ellipsiodal diameter tangki 2:3 Faktor kelonggaran 20% Volume silinder evaporator (Vs)

(Brownell, 1959) = V (1 + Fk) = 270,727 ft3 (1 + 0,2) = 324,872 ft3 = 6,87 ft = 9,199 m3

Vs = ¼ π Dt2 Hs = ¼ π Dt2 4/1 Dt = π Dt3 Dt

=

3

=

3

(Brownell, 1959)

Vs

(Brownell, 1959)

π 324,872 ft 3 = 103,462 ft = 31,535 m 3,14

Asumsi : U D (Overall design coefficient) = 700 Btu/jam.Ft2.F


Dari gambar 14.7 D.Q kern diperoleh : UD

= 0,8 x 700 Btu/jam.Ft2.F = 560 Btu/jam.Ft2.F

Q

= 4.439.526,478 kkal/jam = 17.617.488,205 Btu/jam Luas permukaan pemanasan, A : A=

=

Q U D x ∆T

(Kern, 1965)

17.617.488,205 Btu / jam = 561,780 ft2 2 0 0 560 Btu / jam ft F x (232 − 176) F

Penentuan jumlah tube, (Nt) : Nt =

A L x a"

(Kern, 1965)

Dimana : A = Luas permukaan pemanasan (ft2) a” = Luas permukaan luar tube per ft (ft2) L = Panjang tube (ft)

Asumsi tube yang diambil : OD

= ¾ in

BG

= 16

a”

= 0,2618 ft2/ft

ts

= 0,065 in

maka : 561,780 ft 2 Nt = = 259,123 ≈ 10 tubes 10 ft x 0,2168 ft 2 / ft Tinggi silinder, Hs

= 4/1 x Dt

(Brownell, 1959)

= 4/1 x ft = 27,36 ft = 8,339 m

Tinggi head, Hd

= 2/3 x Dt

(Brownell, 1959)

= 2/3 x 27,36 ft = 18,24 ft = 5,56 m


Tinggi cones evaporator, Hc = tg θ (Dt – 1)

(Brownell, 1959)

= tg 45 (27,36 ft – 1) = 22,5 ft = 6,86 m Panjang sisi miring cones, Lsme (Lsme)2

= (1/2 Dt)2 + (Hc)

Lsme

=

(1 / 2 x 27,36 ft ) 2 + (22,5 ft ) 2

= 307,8 ft = 93,818 m Total tinggi evaporator, (the) = Hs + Hd + the = 77,5064 ft + 12,9177 ft + 19,3766 ft = 109,8007 ft = 33,467 m

Volume silinder evaporator, V Se

= ¼ π Dt2 Hs

(Brownell, 1959)

= ¼ (3,14) (19,3766 ft)2 (77,5064 ft) = 22.843,485 ft 3 = 646,859 m3

Volume head ellipsoidal evaporator, Vd e Vd e

= π (1/2 Ds)2 Hd

(Brownell, 1959) 2

= 3,14 x (1/2 x 19,3766 ft) x 12,9177 ft = 3.807,237 ft3 = 107,80955 m3

Volume cones evaporator, Vc e Vc e

= ½ π Hc e (Dt2 + Dt + 10

(Brownell, 1959) 2

= ½ (3,14) (18,3766 ft) (19,3766 ft – 1) [(19,3766 ft) + 19,3766 ft + 1)] = 209.863,9466 ft3 = 5.942,717 m3 Volume total evaporator, V Te = V Te + Vd e + Vc e = 22.843,485 ft3 + 3.807,237 ft3 + 209.863,9466 ft3 = 236.514,6686 ft3 = 6.697,3858 m3 Tekanan design, P d

= ρ (H T – 1)

(Brownell, 1959) 3

= 4.949,979 lb/ft (77,5064 ft -1) = 4.949,979 lb/ft2 x

1 Psi 144 lb / ft 2

= 34,3748 Psi = 2,3378 atm


Tekanan total design, P T

= P d + 22,044 Psi

(Brownell, 1959)

= 34,3748 Psi + 14,7 Psi = 49,0748 Psi Menentukan tebal dinding evaporator, t : t=

Pd x Dt + C.n 2( FE − 0,6 Pd )

(Brownell, 1959)

Dimana : E

= Effisiensi sambungan

= 80 %

(Brownell, 1959)

F

= Allowable stress

= 18.750 Psi

(Brownell, 1959)

C

= Faktor aorasi

= 0,00625 in/tahun

(Brownell, 1959)

n

= Umur alat

= 20 tahun

Jadi, t=

(49,0748 Psi) x (232,51968 in) + (0,00625 in / tahun x 20 tahun) 2{(18.750 Psi x 0,8) − (0,6 x 49,0748)}

= 0,5061 in x

0,0254 m = 0,0128 m 1in

Tebal shell standar yang digunakan =

3 4

in


13. Crystalizer (CR) Fungsi

: Untuk memperoleh kristal C 6 H 12 O 6 .H 2 O

Tipe

: Swenson Walker

Bahan

: Stainless steel SA-304

Table LC.5 Komposisi bahan masuk Crystalizer Massa (Kg/jam)

Densitas (Kg/m3)

Volume (m3/jam)

Glukosa

1.180,914

1.036,3976

1,139

Air

1.488,778

1.335

1,115

Bahan


Total

2.669,692

-

2,254

 2.669,692 kg / jam   = 1.184,424 kg/m3 Densitas campuran =  3 2 , 254 m / jam   = 73,781 lb/ft3 Bahan masuk pada suhu

= 120 0C

= 248 0F

Bahan keluar pada suhu

= 30 0C

= 86 0F

Bahan masuk = 2.669,692 kg/jam = 5.885,6003 lb/jam Waktu tinggal dalam Crystalizer = 0,5 jam Faktor keamanan = 20 % Maka kapasitas Crystalizer =

2.669,692 kg / jam x 0,5 jam x 1,2 = 1,352 m3 3 1.184,424 kg / m

Crystalizer yang digunakan bentuk silinder (Ordinary Crystalizer) dan perhitungan didasarkan pada persamaan dibawah ini ; Jumlah N 2 pendingin = 4.948,764 kg/jam = 10.910,04 lb/jam Temperatur N 2 dingin masuk pada suhu = 25 0C = 77 0F Temperatur N 2 dingin keluar pada suhu = 30 0C = 86 0F Beban Crystalizer : Q

= 2.143,643 kkal/jam = Btu/jam

∆t 1

= 248 0F – 86 0F = 162 0F

∆t 2

= 86 0F – 32 0F = 54 0F

LMTD =

∆t1 − ∆t 2 162 0 F − 54 0 F = = 98,3058 0F 0 ∆t 162 F ln 1 ln 0 ∆t 2 54 F

Menghitung luas perpindahan panas (A) Diketahui bahwa data Ud = 200 Btu/jam ft2 0F

(Perry, 1999)

(U d yang diambil 200 Btu/jam ft2 0F) Maka : A=

277.878.043,1 Btu / jam Q = =14.133,34936 ft 2 2 0 0 U d xLMTD 200 Btu / jam ft F x 98,3058 F

Dimensi standar Swenson Walker

(Perry, 1999)


D = 24 in = 2 ft L = 10 – 40 ft (diambil L = 10 ft = 120 in) Putaran pengaduk 7 rpm Menghitung Crystalizer didasarkan pada perpindahan panas : A

=¼πDL

14.133,34936 ft2

= ¼ x 3,14 x 2 ft x L

L

=

14.133,34936 ft 2 = 9.002,133 ft 1,57 ft

Jumlah Crystalizer yang dibutuhkan =

9.002,133 ft = 900,2 ≈ 900 buah 1,57 ft

Menghitung tebal silinder : t=

=

Pi x Di + C.n 2 {( fE − 0,6) (14,7)} (14,7 Psi ) x (24 in) + (0,00625 in/tahun x 20 tahun) 2 {(18.750 Psi 0,8) − (0,6 x 14,7 Psi )}

= 0,1368 in x

0,0254 m = 0,0035 m 1in

14. Screw Conveyor (SC) Fungsi

: Mengangkut bongkahan kristal glukosa menuju ke rotary dryer

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi


Laju alir masuk, G

: 2.669,692 kg/jam

Untuk Screw Conveyor (SC) dengan kapasitas yang ada 10 ton/jam

(Perry, 1999)

Dengan spesifikasi sebagai berikut : •

Diameter flights

= 12 in

•

Diameter pipa

= 2,5 in


•

Diameter tangki

= 2 in

•

Hanger centers

= 12 ft

•

Kecepatan

= 55 rpm

•

Kapasitas tenaga putaran

= 7.600 lb/in

•

Diameter masukan bahan

= 9 in

•

Daya untuk panjang 30 ft

= 1,69 Hp

•

Kecepatan maksimum

= 3,2 Hp

15. Rotary Dryer (RD) Fungsi : Untuk mengeringkan kristal glukosa monohidrat Jenis : Counter Indirect Heat Rotary Dryer Bahan : Commercial Steel

1. Menentukan Diameter Rotary Dryer Udara masuk : 200oC

= 3920F

Udara keluar : 110 oC

= 230 oF

Banyak udara yang dibutuhkan

= 42.253,357

Range kecepatan udara

= 200 – 1000 lb/jam.ft2

Diambil kecepatan rata – rata

= 500 lb/jam. ft2

(Perry, 1999)

Luas perpindahan panas, A=

banyaknya udara yang dibutuhkan 42.253,357 kg / jam x 2,20462 l b / kg = kecepa tan udara 500 lb / jam. ft 2

A = 186,305 A=

π D2 4

; D2 =

4 A

π

=

4 x 186,305 = 273,331 3,14

Maka D = 15,405 ft = 4,695 m 2. Menentukan Panjang Dryer


Lt = 0,1 x Cp x G 0,84 x D

(Perry, 1999)

Dimana : Lt = panjang rotary dryer Cp = kapasitas udara pada 200 oC = 1,0251 kJ/kg.K

= 0,2448 BTU/lb m .oF

(Tabel A.3-3, Geankoplis, 1983) D = Diameter rotary dryer G = kecepatan udara yang digunakan dalam rotary dryer =

42.253,357 kg / jam x 2,20462 lb / kg = 399,537 lb/jam.ft2 233,151 ft 2

Lt = 0,1 x 0,2463 BTU/lb.oF x (399,537 lb/jam.ft2)0,84 x 15,405 ft = 58,134 ft Nt = Number of heat transfer = 1,5 – 2,0

(Perry, 1999)

Diambil Nt = 1,5 L = Lt x Nt = 58,134 x 1,5 = 87,201 ft Untuk L/D = 3 – 10 ft L 87,201 =5,66 ft (memenuhi) = D 15,405


3. Waktu Transportasi Hold up = 3 -12 %

(Perry, 1999)

Diambil Hold up = 3 % Volume total =

π D2 L 4

3,14 x 15,405 2 x 87,201 = = 16.244,806 ft 3 4

Hold up = 3 % x 16.244,806 = 487,344 ft3 Laju umpan masuk = 2.669,692 kg/jam = 5.885,6003 lb /jam Φ = time of passage =

Hold up 487,344 x 60,389 = = 5,001 jam Laju Umpan 5.885,6003

4. Menghitung Putaran Rotary Dryer N=

v π .D

Dimana : v = kecepatan putaran linear = 30 -150 ft/menit

(Perry, 1999)

Diambil kecepatan putaran linear 100 ft/menit N=

100 = 2,067 rpm 3,14 x 15,405

Range : N x D = 25 – 35 rpm

(Perry, 1999)

N x D = 2,067 x 15,405 = 31,847 rpm (memenuhi)

5. Menentukan Power Total Hp untuk penggerak rotary dryer = 0,5 D2 – D2 Diambil power = 0,75 D2 = 0,75 (15,405)2 = 177,985 Hp


16. Rotary Cooler ( RC ) Fungsi : Untuk menurunkan suhu produk dari 80oC menjadi 30oC. Jenis : Rotary Cooler Bahan : Commercial Steel

1. Menentukan Diameter Rotary Cooler Air pendingin masuk : 20 oC

= 68 oF

Air Pendingin keluar : 40 oC

= 104 oF

Banyak air pendingin yang dibutuhkan Range kecepatan aliran

= 1.633,539 kg/jam = 3.601,298 lb/jam

= 200 – 10.000 lb/jam.ft2

(Perry, 1999)

Diambil kecepatan rata-rata (G) = 3000 lb/jam. ft2 Luas penampang pendingin, A = G=

π 4

× D 2 = 0,785 D2

Kebutuhan air pendingin A

3000 lb/jam.ft2 = D2 =

3.601,298 lb / jam 0,785 D 2

3.601,298 lb / jam 3000 lb / jam. ft 2 × 0,785

D = 1,236 ft

2. Menentukan Panjang cooler Q t = 0,4 x L x D x G 0,67 x ∆ L =

(Perry, 1999)

Qt 0,4 × D × G 0, 67 × ∆T

Dimana : Q t = Jumlah panas yang dipindahkan = 136.400,52 kJ/jam = 129.282,239Btu/jam D = Diameter rotary cooler (ft) L = Panjang dryer (ft) G = kecepatan air pendingin = 3000 lb/jam.ft2


Temperatur air pendingin masuk (t 1 ) = 20oC = 68 oF Temperatur air pendingin keluar (t 2 ) = 40oC = 104 oF Temperatur umpan masuk (t 3 ) = 110oC = 230oF Temperatur umpan keluar (t 4 ) = 30oC = 86oF (230 − 86) 0 F − (104 − 68) 0 F ∆T = = 54oF 2 L =

129.282,239 = 22,667 ft = 6,909 m 0,4 × 1,236 × 3000 0, 67 × 54

3. Waktu Tinggal φ=

0,23L N ×D×S 0,9

Dimana : φ = waktu tinggal, menit L = panjang rotary cooler, ft N = putaran rotary cooler, (0 – 8 rpm, diambil 1 rpm)

(Perry, 1999)

D = diameter rotary cooler, ft S = kemiringan dari rotary cooler, (4 – 7o, diambil 5o)

(Perry, 1999)

Maka : φ=

0,23 × 22,667 = 48,317 menit 1 × 1,236 × 0,0873 0,9

4. Menghitung Putaran Rotary Cooler N=

v π .D

Dimana : v = kecepatan putaran linear = 30 -150 ft/menit

(Perry, 1999)

Diambil kecepatan putaran linear 100 ft/menit N=

100 = 25,766 rpm 3,14 x 1,236


Range : N x D = 25 – 35 rpm

(Perry, 1999)

N x D = 25,766 x 1,236 = 31,845 rpm (memenuhi) 5. Menentukan Power Total Hp untuk penggerak rotary cooler = (0,5 D2) – (D2) Diambil power = 0,75 D2 = 0,75 (1,236)2 = 1,145 Hp 17. Gudang Produk Fungsi

: Tempat menampung produk glukosa monohidrat

Tipe

: Silinder vertikal dengan alas berbentuk kerucut (hopper)

Bahan konstruksi


Laju alir massa, G

: 1.305,56 kg/jam

Densitas, ρ

: 1.226,1822 kg/m3

Lama persediaan

: 7 hari

 Kapasitas silo, V V

=

=

W x 24 jam / hari x lama persediaan

ρ 1.305,56 kg / jam x 24 jam / hari x 7 hari = 178,875 m3 3 1.226,1822 kg / m

Faktor keamanan = 20 % Volume, V s

= 1,2 x 178,875 m3 = 214,651 m3

 Diameter silo, D Tipe silo yang direncanakan yaitu bejana silinder vertikal dengan dasar berbentuk kerucut terpancung. Voume silinder Vs

= ¼ π . D2 . H

Asumsi H = 1,5 D Maka : Vs

= 1,1775 D3

Volume bagian kerucut terpancung Vk

= ¼ π. (h/3) . D3


Volume total tangki, Vt Vt

= Vs + Vk = 1,2647 D3

Diameter tangki, D D

= (Vt / 1,2647)1/3 = (47,9537 m3 / 1,2647)1/3 = 3,3595 m

 Tinggi tangki, H Tinggi silinder, H H

= 1,5 D = 5,0393 m

Tinggi kerucut, h h

= 0,333 . D = 1,1198 m

Tinggi total tangki, Ht Ht

=H+h = 5,0393 m + 1,1198 m = 6,1591 m

Tekanan hidrostatis, Ph

= ρ x (H-1) = 1.226,1822 kg/m3 x (6,1591 m-1) = 6.325,9966 kg/m2 = 6.325,9966 kg/m2 x

0,001422 Psi = 8,9956 Psi 1 kg / m 2

Tekanan operasi

= 14,7 Psi

Tekanan design, Pd

= 8,9956 Psi + 14,7 Psi = 23,6956 Psi

 Menentukan tebal silinder vertikal, t : t=

Pd x Dt + C.n 2( FE − 0,6 Pd )

(Brownell, 1959)

Dimana : Pd


= 23,6956 Psi

Dt

= Diameter tangki

= 132,2634 in


F

= Allowable stress

= 18.750 Psi

(Brownell, 1959)

E

= Efisiensi sambungan

= 80 %

(Brownell, 1959)

C

= Faktor korosi

= 0,00625 in/tahun

(Brownell, 1959)

Jadi, t=

(23,6956 Psi ) x (132,2634 in) + (0,00625 in / tahun x 20 tahun) 2{(18.750 Psi x 0,8) − (0,6 x 23,6956 Psi )}

= 0,2295 in x

0,0254 m = 0,0058 m 1in

Tebal shell standar yang digunakan = Maka diperoleh OD

1 4

in


= Dt + 2t = 132,2634 in + (2 x 0,2295 in) = 132, 7224 in = 132,7224 in x

0,0254 m = 3,3711 m 1in

18. Tangki N 2 (T-03) Fungsi

: Untuk penyimpanan N 2 selama 1 hari

Jumlah

: 1 unit

Bentuk


Bahan kontruksi


Data : Kondisi penyimpanan: Temperatur

= 300C

Tekanan

= 1 atm = 14,696 psi

Densitas

= 3.106,2 kg/m3

Laju alir massa N 2

= 4.948,746 kg/jam


= 3 hari

Faktor kelonggaran

= 20%


Perhitungan: Menentukan ukuran tangki a. Volume Tangki, V T Massa, m

= 4.948,746 kg/jam x 24 jam/hari x 3 hari = 356.309,713 kg

356.309,713 kg = 114,709 m 3 3 3.106,2 kg / m

Volume larutan, V l

=

Volume tangki, Vt

= 1,2 x

m

ρ

= 1,2 x 114,709 = 137,651 m3

b. Diameter dan tinggi shell Volume shell tangki (Vs) : Vs =

1 4

πDi2H s

Vs =

3 4

πDi3

;



π 24

Di3

(Brownell, 1959)

Volume tangki (V) : V = Vs + Ve V=

19 24

πDi3

137,651 m3 =

19 24

πDi3

1 in = 150,061 in 0,0254 m

Di

= 3,81 m x

Hs

= 3,81 m = 150,061 in


PR + n.C SE − 0,6 P



(Brownell, 1959)


(Brownell, 1959)


C = corrosion allowance (in/tahun) n = umur alat Volume larutan = 114,709 m3 Volume tangki = 137,651 m3 Tinggi larutan dalam tangki =

114,709 x 3,81 m = 3,175 137,651

Tekanan hidrostatik P =ρxgxl = 3.106,2 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3,175 m = 96.649,413 Pa = 14,0178 psia Faktor kelonggaran = 20 % Maka, P desain = (1,2) P operasi = 1,2 (14,696 + 14,0178) = 34,456 psia -


-


: 18.700 psia


-


: 0,85


-


: 0,125 in/tahun

-

Umur alat

: 10 tahun

t =

=


PR + n.C SE − 0,6 P (34,456 psia ) (150,061 / 2 in) + 10.(0,125 in) (18.700 psia ) (0,85) − 0,6(34,456 psia )






-


: 0,85


-


: 0,125 in/tahun

-

Umur alat

: 10 tahun

Tebal head (dh) =

P x Di + (C x A) 2 SE − 0,2 P





34,456 x 150,061 + ( 0,125 x 10) (2 x 18.700 x 0,85) − (0,2 x 34,456)






= tebal shell, in

Dari tabel 5.6 Brownell diperoleh untuk tebal shell : 1 12 in sf = 1 12 − 4 12 in dipilih 3 12 in icr = 5 14 in Maka Dh = 150,061 in +

150,061 in 2 1 + 2 x 3 12 + ( x 5 ) + 1 12 3 4 24


1 (3,81) = 0,9525 m = 37,5 in 4



19. Belt Conveyor (BC-01) Fungsi

: Untuk mengangkut pati ubi kayu dari gudang penyimpanan menuju mixer

Tipe

: Inclined Belt Conveyor

Laju alir pati ubi kayu, G = 8.062,8357 kg/jam Faktor kelonggaran, f k : 12 %

(Tabel 28-8, Perry,1999)

Kapasitas : 1,12 x 8.062,8357 kg/jam = 9.030,376 kg/jam = 9,030 ton/jam Untuk Belt Conveyor (BC-01) dengan kapasitas yang ada 32 ton/jam, dengan sfesifikasi sebagai berikut :

(Perry, 1999)

 Spesifikasi Belt Conveyor : •

Lebar belt

•

Cross-sedtional area = 0,11 ft2

•

Kecepatan plies

= 200 ft/min (normal) – 300 ft/min (maksimu)

•

Belt plies

= 3 (minimum) – 5 (maksimum)

•

Ukuran lump

= 2 mm

= 14 in

20. Bucklet Elevator-01 (BE-01) Fungsi

: Mengangkut pati ubi kayu dari Belt Conveyor-01 ke Mixer

Tipe

: Supercapacity conttinuous bucket elevator

Kapasitas umpan

: 8.062,8357 kg/jam

Faktor kelonggaran, f k : 12 %


Kapasitas : 1,12 x 8.062,8357 kg/jam = 9.030,376 kg/jam = 9,030 ton/jam Untuk bucket elevator kapasitas < 14 ton / jam, spesifikasinya adalah sebagai berikut:

(Tabel 21-8, Perry,1999) 1

1.

Ukuran Bucket

= (6 x 4 x 4 / 4 ) in

2.

Jarak antar Bucket = 12 in = 0,305 m

3.

Kecepatan Bucket = 225 ft/menit = 68,6 m/menit = 1,143 m/s

4.

Kecepatan Putaran = 43 rpm

5.

Lebar Belt

= 7 in = 0,1778 m = 17,78 cm

Perhitungan daya yang dibutuhkan (P) P = 0,07 m 0,63 ∆z Dimana : P

= daya (kW)


m

= laju alir massa (kg/s)

∆z

= tinggi elevator (m)

m = 686,56 kg /jam = 0,191 kg/s ∆z = 20 m Maka : P = 0,07 x (0,191)0,63 x 20 = 0,493 kW = 0,661 Hp


: Untuk mengankut glukosa monohidrat dari crystalizer menuju Screw Conveyor

Tipe


Laju alir ubi kayu, G = 2.669,692 kg/jam Faktor kelonggaran, f k : 12 %


Kapasitas : 1,12 x 2.669,692 kg/jam = 2.990,055 kg/jam = 2,99 ton/jam Untuk Belt Conveyor (BC-02) dengan kapasitas yang ada < 32 ton/jam, dengan spesifikasi sebagai berikut :

(Perry, 1999)


Lebar belt

•

Cross-sectional area = 0,11 ft2

•

Kecepatan belt

= 200ft/min (normal) – 300 ft/min (maksimum)

•

Belt plies


•

Ukuran lump

= 2 mm

= 14 in


: Untuk mengangkut glukosa monohidrat dari Screw Conveyor menuju Rotary dryer

Tipe


Laju alir ubi kayu, G = 2.669,692 kg/jam Kapasitas : 1,12 x 2.669,692 kg/jam = 2.990,055 kg/jam = 2,99 ton/jam Untuk Belt Conveyor (BC-03) dengan kapasitas yang ada < 32 ton/jam, dengan spesifikasi sebagai berikut :

(Perry, 1999)

 Spesifikasi Belt Conveyor :


•

Lebar belt

•


•

Kecepatan belt


•

Belt plies


•

Ukuran lump

= 2 mm

= 14 in


: Untuk mengangkut glukosa monohidrat dari Rotary Dryer menuju Rotary Cooler

Tipe


Laju alir glukosa monohidrat, G

= 2.669,692 kg/jam

Kapasitas : 1,12 x 2.669,692 kg/jam = 2.990,055 kg/jam = 2,99 ton/jam Untuk Belt Conveyor (BC-02) dengan kapasitas yang ada 32 ton/jam, dengan spesifikasi sebagai berikut :

(Perry, 1999)


Lebar belt

•


•

Kecepatan belt


•

Belt plies


•

Ukuran lump

= 2 mm

= 14 in

24. Bucklet Elevator-02 (BE-02) Fungsi

: Mengangkut glukosa minohidrat dari Belt Conveyor – 04 ke silo produk

Tipe

: Supercapacity continius bucket elevator

Kapasitas umpan

= 1.305,56 kg/jam

Faktor kelonggaran, f k : 12 %


Kapasitas : 1,12 x 1.305,56 kg/jam = 1.462,227 kg/jam = 1,462 ton/jam Untuk bucket elevator kapasitas < 14 ton / jam, spesifikasinya adalah sebagai berikut:


1.

Ukuran Bucket = (6 x 4 x 41/ 4 ) in

2.

Jarak antar Bucket = 12 in = 0,305 m


3.

Kecepatan Bucket = 225 ft/menit = 68,6 m/menit = 1,143 m/s

4.

Kecepatan Putaran = 43 rpm

5.

Lebar Belt

= 7 in = 0,1778 m = 17,78 cm

Perhitungan daya yang dibutuhkan (P) P = 0,07 m 0,63 ∆z Dimana : P

= daya (kW)

m

= laju alir massa (kg/s)

∆z

= tinggi elevator (m)

m = 686,56 kg /jam = 0,191 kg/s ∆z = 20 m Maka : P = 0,07 x (0,191)0,63 x 20 = 0,493 kW = 0,661 Hp

25. Pompa HCl (P-01) Fungsi

: Memompakan HCl dari tangki HCl ke Reaktor hidrolisasi

Jumlah

:1

Tipe

: Pompa sentrifugal

Bahan Konstruksi

: commercial steel

a. Laju alir massa, G = 282,199 kg/jam x b. Densitas HCl. ρ

= 1.178,85 kg/m3 x

c. Viskositas HCl µ

= 0,211 Cp x

d. Laju alir Volumetrik, Q Q

1lb lb = 622,132 0,4536 kg jam

1m 3 1lb lb x = 75,5938 3 3 0,4536 kg 35.314 ft ft

2,42 lb lb = 0,51 3 = 1,416.10-4 lb m /ft.s 1Cp ft

=G/ρ

622,132 lb / jam 1 jam ft 3 = = 8,4536 x 3 jam 3600 det 73,5938 lb / ft = 0,0023 ft3 / det

e. Diameter optimum, Di opt = 3,9 (Q)0,45 x (ρ)0,13 = 3,9 (0,0023)0,45 x (73,5938)0,13 = 0,44 in Ukuran Spesifikasi Pipa : Ukuran pipa nominal

(Brownell,1959) =

1 2

in


Schedule pipa

= 80

Diameter dalam (ID)

= 0,546 in = 0,045 ft

Diameter luar (OD)

= 0,84 in = ft

Luas penampang dalam (A t )

= 0,00163 ft2

0,0023 ft 3 / det Q f. Kecepatan laju alir, V = = = 1,411 ft/det A 0,00163 ft 2 g. Bilangan Reynold, N Re

=

=

ID V ρ

µ

0,045 ft x 1,411 ft / det x 75,5938 lb / ft 3 = 33.897,092 1,416 x 10 − 4

Karena Nre > 2100, maka aliran turbulen. Untuk pipa commercial steel diperoleh harga ε = 0,000046 m Pada N Re = 33.897,092 diperoleh harga ε

D

=

0,000046 m = 0,0033 0,0138 m

maka f = 0,007 h. Sistem perpipaan - Panjang pipa lurus saluran isap

= 40 ft

- 1 buah gate valve fully open L/D : 13 L = 1 X 13 X 0,045 ft

= 0,585 ft

- 2 buah elbow 90o L/D :30 L = 3 X 30 X 0,045 ft

= 4,05 ft

- 1 buah entrance L/D = 28 L = 1 X 28 X 0,045 ft

= 1,26 ft

- 1 buah exit L/D = 55 L = 1 X 55 X 0,045 ft Total Panjang

ΣL

= 2,475 ft + = 48,37 ft

i. Kerugian akibat gesekan ΣF

=

F x ΣL x V 2 2 x gc x ID

0,007 x 48,37 x (1,411 ft / dt ) 2 = = 0,233 ft lb / lbf 2 x 32,17 ft / lbf det 2 x 0,045 ft j. Menentukan tenaga daya pompa


Ws

= ∆Z

g X ΣF gc

(Pers. Bernouli)

Direncanakan ketinggian maksimal = 10 ft Ws

= 10 x

WHp = =

32,17 lbm / s 2 + 0,233 lb/lbf = 10,233 ft lbf/lbm 32,17 lbf / ft s 2

Ws x Q x ρ 550

10,233 x 0,0023 x 73,5938 = 0,00314Hp 550

Efisiensi pompa

= 50 %

=

0,00314 = 0,0063 Hp 0,5

Efesiensi motor

= 80 %

=

0,0063 = 0,0078 Hp 0,8

26. Pompa Mixer (P-02) Fungsi

: Memompakan Slurry dari tangki mixer

ke Reaktor

hidrolisasi Jumlah

: 1 unit

Tipe

: Pompa sentrifugal

Bahan Konstruksi

: commercial steel

a. Laju alir massa, G = 8.062,8357 kg/jam X b. Densitas slurry ρ

1lb lb = 17.775,211 0,4536 kg jam

1m 3 1lb lb = 989,183 kg/jam X X = 61,753 3 3 0,4536 kg 35.314 ft ft

c. Viskositas slurry µ = 0,313 Cp = 0,000210 lb m /ft.s d. Laju alir Volumetrik, Q Q =

=G/ρ

17.775,211 lb / jam 1 jam ft 3 = 287,843 X 3 3600 det jam 61,753 lb / ft

= 0,079 ft3 / det e. Diameter optimum, Di opt = 3,9 (Q)0,45 X (ρ)0,13 = 3,9 (0,079)0,45 X (61,753)0,13 = 2,127 in


Ukuran Spesifikasi Pipa :

(Brownell,1959)

Ukuran pipa nominal

= 2 12 in

Schedule pipa

= 40

Diameter dalam (ID)

= 2,469 in = 0,206 ft

Diameter luar (OD)

= 2,875 in = 0,239 ft


= 0,03322 ft2

f. Kecepatan laju alir, V =

0,079 ft 3 / det Q = = 2,724 ft/det A 0,029 ft 2

g. Bilangan Reynold, N Re

ID V ρ

=

=

µ 0,193 ft x 2,724 ft / det x 61,753 lb / ft 3 = 154.597,753 0,000210

N Re > 2100 = aliran turbulen 154.597,753 > 2100 = aliran turbulen Dari Geankoplis, 1997, untuk bahan pipa commercial steel dan diameter pipa 2 12 in Sc.40, diperoleh ε

D

=

0,000046 m = 0,0007 0,059 m

Pada N Re = 154.597,753 diperoleh harga ε

D

=

0,000046 m = 0,0007 , diperoleh f = 0,059 m

0,0067 h. Sistem perpipaan - Panjang pipa lurus saluran isap

= 27 ft


= 2,678 ft


= 18,54 ft

- 1 buah entrance L/D = 28 L = 1 X 22 X 0,206

= 2,884 ft

- 1 buah exit L/D = 55 ft L = 1 X 55 X 0,206 ft Total Panjang

ΣL

= 11,33 ft + = 62,432 ft



=


=

0,0067 x 62,432 x (2,724 ft / dt ) 2 = 0,234 ft lb / lbf 2 x 32,17 ft / lbf det 2 x 0,206 ft

j. Menentukan tenaga daya pompa Ws

= ∆Z

g X ΣF gc

(Pers. Bernouli)


= 10 x

WHp = =

32,17 lbm / s 2 + 0,234 ft lb/lbf = 10,234 ft lbf/lbm 32,17 lbf / ft s 2

Ws x Q x ρ 550 10,234 x 0,079 x 61,753 = 0,090 Hp 550

Efisiensi pompa

= 50 %

=

0,090 = 0,181 Hp 0,5

Efesiensi motor

= 80 %

=

0,0181 = 0,22 Hp 0,8

27. Pompa Cooler (P-03) Fungsi

: Memompakan Slurry dari Cooler ke Filter press 01

Jumlah

: 1 unit

Tipe

: Pompa sentrifugal

Bahan Konstruksi

: commercial steel


= 989,183 kg/jam X

lb 1lb = 18.494,056 0,4536 kg jam

1m 3 1lb lb X = 61,753 3 3 0,4536 kg 35.314 ft ft

c. Viskositas slurry µ = 0,313 Cp = 0,000210 lb m /ft.s d. Laju alir Volumetrik, Q

=G/ρ


Q =

18.494,056 lb / jam 1 jam ft 3 = 299,484 X 3 jam 3600 det 61,753 lb / ft

= 0,083 ft3 / det e. Diameter optimum, Di opt = 3,9 (Q)0,45 X (ρ)0,13 = 3,9 (0,083)0,45 X (61,753)0,13 = 2.175 in Ukuran Spesifikasi Pipa :

(Brownell,1959)

Ukuran pipa nominal

= 2 12 in

Schedule pipa

= 40

Diameter dalam (ID)

= 2,469 in = 0,206 ft

Diameter luar (OD)

= 2,875 in = 0,239 ft


= 0,03322 ft2

f. Kecepatan laju alir, V = g. Bilangan Reynold, N Re

0,083 ft 3 / det Q = = 2,498 ft/det A 0,03322 ft 2 =

=

ID V ρ

µ 0,206 ft x 2,498 ft / det x 61,753 lb / ft 3 = 151.320,72 0,000210


D

=

0,000046 m = 0,0007 0,059 m


D

=

0,000046 m = 0,0007 , diperoleh f = 0,059 m


= 27 ft


= 2,678 ft


= 18,54 ft

- 1 buah entrance L/D = 28


L = 1 X 22 X 0,206

= 2,884 ft

- 1 buah exit L/D = 55 ft L = 1 X 55 X 0,206 ft

= 11,33 ft +

ΣL

Total Panjang

= 62,432 ft


=


=



= ∆Z

g X ΣF gc

(Pers. Bernouli)


= 10 x

WHp = =


Ws x Q x ρ 550

10,196 x 0,083 x 61,753 = 0,095 Hp 550

Efisiensi pompa

= 50 %

=

0,095 = 0,19 Hp 0,5

Efesiensi motor

= 80 %

=

0,19 = 0,23 Hp 0,8

28. Pompa Filter Press 01 (P-04) Fungsi

: Memompakan Slurry dari Filter Press 01 (P-01) ke reaktor netralisasi

Jumlah

: 1 unit

Tipe

: Pompa sentrifugal

Bahan Konstruksi

: commercial steel

a. Laju alir massa, G = 8.388,9037 kg/jam X

1lb lb = 18.494,056 0,4536 kg jam


b. Densitas slurry ρ

= 989,183 kg/jam X

1lb lb 1m 3 X = 61,753 3 3 0,4536 kg 35.314 ft ft

c. Viskositas slurry µ = 0,313 Cp = 0,000210 lb m /ft.s =G/ρ

d. Laju alir Volumetrik, Q Q =

18.494,056 lb / jam 1 jam ft 3 X = 299,484 3 3600 det jam 61,753 lb / ft

= 0,083 ft3 / det e. Diameter optimum, Di opt = 3,9 (Q)0,45 X (ρ)0,13 = 3,9 (0,083)0,45 X (61,753)0,13 = 2.175 in


(Brownell,1959)

Ukuran pipa nominal

= 2 12 in

Schedule pipa

= 40

Diameter dalam (ID)

= 2,469 in = 0,206 ft

Diameter luar (OD)

= 2,875 in = 0,239 ft


= 0,03322 ft2


0,083 ft 3 / det Q = = 2,498 ft/det A 0,03322 ft 2 =

ID V ρ

µ

0,206 ft x 2,498 ft / det x 61,753 lb / ft 3 = = 151.320,72 0,000210 N Re > 2100 = aliran turbulen 151.320,72 > 2100 = aliran turbulen Dari Geankoplis, 1997, untuk bahan pipa commercial steel dan diameter pipa 2 12 in Sc.40, diperoleh ε

D

=

0,000046 m = 0,0007 0,059 m


D

=

0,000046 m = 0,0007 , diperoleh f = 0,059 m

0,0067


h. Sistem perpipaan - Panjang pipa lurus saluran isap

= 27 ft


= 2,678 ft


= 18,54 ft


= 2,884 ft


= 11,33 ft +

ΣL

Total Panjang

= 62,432 ft


F x ΣL x V 2 = 2 x gc x ID =



= ∆Z

g X ΣF gc

(Pers. Bernouli)


32,17 lbm / s 2 = 10 x + 0,196 ft lb/lbf = 10,196 ft lbf/lbm 32,17 lbf / ft s 2

WHp = =

Ws x Q x ρ 550

10,196 x 0,083 x 61,753 = 0,095 Hp 550

Efisiensi pompa

= 50 %

=

0,095 = 0,19 Hp 0,5

Efesiensi motor

= 80 %

=

0,19 = 0,23 Hp 0,8


29. Pompa Reaktor Netralisasi (P-05) Fungsi

: Memompakan Slurry dari Reaktor Netralisasi (P-05) ke Tangki Dekanter

Jumlah

: 1 unit

Tipe

: Pompa sentrifugal

Bahan Konstruksi

: commercial steel


= 989,183 kg/jam X

1lb lb = 18.503,926 0,4536 kg jam

1lb lb 1m 3 X = 61,753 3 3 0,4536 kg 35.314 ft ft



=


= 0,083 ft3 / det e. Diameter optimum, Di opt = 3,9 (Q)0,45 X (ρ)0,13 = 3,9 (0,083)0,45 X (61,753)0,13 = 2,1748 in Ukuran Spesifikasi Pipa :

(Brownell,1959)

Ukuran pipa nominal

= 2 12 in

Schedule pipa

= 40

Diameter dalam (ID)

= 2,469 in = 0,206 ft

Diameter luar (OD)

= 2,875 in = 0,239 ft


= 0,03322 ft2


0,083 ft 3 / det Q = = 2,498 ft/det A 0,03322 ft 2 =

=

ID V ρ

µ 0,206 ft x 2,498 ft / det x 61,753 lb / ft 3 = 151.320,72 0,000210

N Re > 2100 = aliran turbulen 151.320,72 > 2100 = aliran turbulen


Dari Geankoplis, 1997, untuk bahan pipa commercial steel dan diameter pipa 2 12 in Sc.40, diperoleh ε

D

=

0,000046 m = 0,0007 0,059 m


D

=

0,000046 m = 0,0007 , diperoleh f = 0,059 m


= 27 ft


= 2,678 ft


= 18,54 ft


= 2,884 ft

- 1 buah exit L/D = 55 ft L = 1 X 55 X 0,206 ft ΣL

Total Panjang

= 11,33 ft + = 62,432 ft


=


0,0067 x 62,432 x (2,498 ft / dt ) 2 = = 0,1969 ft lb / lbf 2 x 32,17 ft / lbf det 2 x 0,206 ft j. Menentukan tenaga daya pompa Ws

= ∆Z

g X ΣF gc

(Pers. Bernouli)


= 10 x

WHp = =


Ws x Q x ρ 550 10,196 x 0,083 x 61,753 = 0,095 Hp 550


Efisiensi pompa

= 50 %

=

0,095 = 0,19 Hp 0,5

Efesiensi motor

= 80 %

=

0,19 = 0,23 Hp 0,8

30. Pompa Dekanter (P-06) Fungsi

: Memompakan Slurry dari Dekanter ke Tangki Decolorizing

Jumlah

: 1 unit

Tipe

: Pompa sentrifugal

Bahan Konstruksi

: commercial steel


= 989,183 kg/jam X

1lb lb = 18.503,926 0,4536 kg jam

1lb lb 1m 3 X = 61,753 3 3 0,4536 kg 35.314 ft ft



18.503,926 lb / jam 1 jam ft 3 = = 299,644 X 3 3600 det jam 61,753 lb / ft = 0,083 ft3 / det

e. Diameter optimum, Di opt = 3,9 (Q)0,45 X (ρ)0,13 = 3,9 (0,083)0,45 X (61,753)0,13 = 2,1748 in Ukuran Spesifikasi Pipa :

(Brownell,1959)

Ukuran pipa nominal

= 2 12 in

Schedule pipa

= 40

Diameter dalam (ID)

= 2,469 in = 0,206 ft

Diameter luar (OD)

= 2,875 in = 0,239 ft


= 0,03322 ft2



0,083 ft 3 / det Q = = 2,498 ft/det A 0,03322 ft 2 =

ID V ρ

µ


=

0,206 ft x 2,498 ft / det x 61,753 lb / ft 3 = 151.320,72 0,000210


D

=

0,000046 m = 0,0007 0,059 m


D

=

0,000046 m = 0,0007 , diperoleh f = 0,059 m


= 27 ft


= 2,678 ft


= 18,54 ft


= 2,884 ft

- 1 buah exit L/D = 55 ft L = 1 X 55 X 0,206 ft ΣL

Total Panjang

= 11,33 ft + = 62,432 ft





= ∆Z

g X ΣF gc

(Pers. Bernouli)




WHp = =

Ws x Q x ρ 550 10,196 x 0,083 x 61,753 = 0,095 Hp 550

Efisiensi pompa

= 50 %

=

0,095 = 0,19 Hp 0,5

Efesiensi motor

= 80 %

=

0,19 = 0,23 Hp 0,8

31. Pompa NaOH (P-07) Fungsi

: Memompakan NaOH dari tangki NaOH ke Reaktor hidrolisasi

Jumlah

: 1 unit

Tipe

: Pompa sentrifugal

Bahan Konstruksi

: commercial steel

a. Laju alir massa, G = 309,305 kg/jam X

lb 1lb = 681,889 0,4536 kg jam

1m 3 1lb lb b. Densitas NaOH ρ = 2.073,284 kg/m X X = 129,431 3 3 0,4536 kg 35.314 ft ft 3

c. Viskositas NaOH µ = 0,2818 Cp = 0,000189 lb m /ft.s d. Laju alir Volumetrik, Q Q

=G/ρ =

681,889 lb / jam 1 jam ft 3 = 5,268 X 3 3600 det jam 129,431 lb / ft

= 0,0014 ft3 / det e. Diameter optimum, Di opt = 3,9 (Q)0,45 X (ρ)0,13 = 3,9 (0,0014)0,45 X (129,431)0,13 = 0,38 in Ukuran Spesifikasi Pipa :

(Brownell,1959) 1 2

Ukuran pipa nominal

=

in

Schedule pipa

= 80

Diameter dalam (ID)

= 0,546 in = 0,045 ft

Diameter luar (OD)

= 0,84 in = ft


= 0,00163 ft2



0,0014 ft 3 / det Q = = 0,858 ft/det A 0,00163 ft 2


=

ID V ρ

µ

0,045 ft x 0,858 ft / det x 129,431 lb / ft 3 = = 26.440,904 1,89 x 10 − 4 Karena Nre > 2100, maka aliran turbulen. Untuk pipa commercial steel diperoleh harga ε = 0,000046 m Pada N Re = 33.897,092 diperoleh harga ε

D

=

0,000046 m = 0,0033 0,0138 m

maka f = 0,007 h. Sistem perpipaan - Panjang pipa lurus saluran isap

= 40 ft


= 0,585 ft


= 4,05 ft


= 1,26 ft

- 1 buah exit L/D = 55 L = 1 X 55 X 0,045 ft ΣL

Total Panjang ii. ΣF

= 2,475 ft + = 48,37 ft

Kerugian akibat gesekan =


=



= ∆Z

g X ΣF gc

(Pers. Bernouli)

Direncanakan ketinggian maksimal = 10 ft


Ws

= 10 x

WHp = =


Ws x Q x ρ 550 10,084 x 0,0014 x 129,431 = 0,0033Hp 550

Efisiensi pompa

= 50 %

=

0,0033 = 0,0066 Hp 0,5

Efesiensi motor

= 80 %

=

0,0066 = 0,0083 Hp 0,8

32. Pompa Decolorizing (P-08) Fungsi

: Memompakan Slurry dari tangki Decolorizing (P-08) ke Filter press-02

Jumlah

: 1 unit

Tipe

: Pompa sentrifugal

Bahan Konstruksi

: commercial steel


1lb lb = 17.676,645 0,4536 kg jam

1lb lb 1m 3 b. Densitas slurry, ρ = 1.019,08 kg/jam X X = 63,619 3 3 0,4536 kg 35.314 ft ft c. Viskositas slurry µ = 0,313 Cp = 0,000210 lb m /ft.s d. Laju alir Volumetrik, Q Q =

=G/ρ





(Brownell,1959)

Ukuran pipa nominal

= 2 12 in

Schedule pipa

= 40

Diameter dalam (ID)

= 2,469 in = 0,206 ft

Diameter luar (OD)

= 2,875 in = 0,239 ft


= 0,03322 ft2


0,077 ft 3 / det Q = = 2,318 ft/det A 0,03322 ft 2


=

ID V ρ

µ

0,206 ft x 2,318 ft / det x 63,619 lb / ft 3 = 144.659,912 0,000210

=


D

=

0,000046 m = 0,0007 0,059 m


D

=

0,000046 m = 0,0007 , diperoleh f = 0,059 m


= 27 ft


= 2,678 ft


= 18,54 ft


= 2,884 ft

- 1 buah exit L/D = 55 ft L = 1 X 55 X 0,206 ft Total Panjang

ΣL

= 11,33 ft + = 62,432 ft



=


=



= ∆Z

g X ΣF gc

(Pers. Bernouli)


= 10 x

WHp = =


Ws x Q x ρ 550 10,169 x 0,077 x 63,619 = 0,091 Hp 550

Efisiensi pompa

= 50 %

=

0,091 = 0,181 Hp 0,5

Efesiensi motor

= 80 %

=

0,181 = 0,226 Hp 0,8

33. Pompa Umpan Evaporator (P-09) Fungsi

: Memompakan Slurry dari Filter press-02 ke Evaporator

Jumlah

: 1 unit

Tipe

: Pompa sentrifugal

Bahan Konstruksi

: commercial steel

a. Laju alir massa, G = 8.018,1263 kg/jam X b. Densitas slurry, ρ = 1.019,08 kg/jam X

1lb lb = 17.676,645 0,4536 kg jam

1lb lb 1m 3 X = 63,619 3 3 0,4536 kg 35.314 ft ft

c. Viskositas slurry µ = 0,313 Cp = 0,000210 lb m /ft.s d. Laju alir Volumetrik, Q

=G/ρ


Q =

17.676,645 lb / jam 1 jam ft 3 = 277,851 X 3 jam 3600 det 63,619 lb / ft



(Brownell,1959)

Ukuran pipa nominal

= 2 12 in

Schedule pipa

= 40

Diameter dalam (ID)

= 2,469 in = 0,206 ft

Diameter luar (OD)

= 2,875 in = 0,239 ft


= 0,03322 ft2

0,077 ft 3 / det Q f. Kecepatan laju alir, V = = = 2,318 ft/det A 0,03322 ft 2 =


=

ID V ρ

µ

0,206 ft x 2,318 ft / det x 63,619 lb / ft 3 = 144.659,912 0,000210


D

=

0,000046 m = 0,0007 0,059 m


D

=

0,000046 m = 0,0007 , diperoleh f = 0,059 m


= 27 ft


= 2,678 ft


= 18,54 ft



= 2,884 ft


= 11,33 ft +

ΣL

Total Panjang

= 62,432 ft





= ∆Z

g X ΣF gc

(Pers. Bernouli)



WHp = =

Ws x Q x ρ 550

10,169 x 0,077 x 63,619 = 0,091 Hp 550

Efisiensi pompa

= 50 %

=

0,091 = 0,181 Hp 0,5

Efesiensi motor

= 80 %

=

0,181 = 0,226 Hp 0,8

34. Pompa Evaporator (P-10) Fungsi

: Memompakan Slurry dari Evaporator ke Crystalizer

Jumlah

: 1 unit

Tipe

: Pompa sentrifugal

Bahan Konstruksi

: commercial steel


1lb lb = 17.522,236 0,4536 kg jam


b. Densitas slurry, ρ = 1.036,3976 kg/m3 = 64,7002 lb/ft3 c. Viskositas slurry, µ = 0,313 Cp = 0,000210 lb m /ft.s =G/ρ

d. Laju alir Volumetrik, Q Q =

17.522,236 lb / jam 1 jam ft 3 X = 270,822 3 3600 det jam 64,7002 lb / ft



(Brownell,1959)

Ukuran pipa nominal

= 2 12 in

Schedule pipa

= 40

Diameter dalam (ID)

= 2,469 in = 0,206 ft

Diameter luar (OD)

= 2,875 in = 0,239 ft


= 0,03322 ft2


0,075 ft 3 / det Q = = 2,253 ft/det A 0,03322 ft 2 =


=

ID V ρ

µ

0,206 ft x 2,318 ft / det x 64,7002 lb / ft 3 = 147.118,395 0,000210


D

=

0,000046 m = 0,0007 0,059 m


D

=

0,000046 m = 0,0007 , diperoleh f = 0,059 m


= 27 ft

- 1 buah gate valve fully open L/D : 13


L = 1 X 13 X 0,206 ft

= 2,678 ft

o

- 3 buah elbow 90 L/D :30 L = 3 X 30 X 0,206 ft

= 18,54 ft


= 2,884 ft


= 11,33 ft +

ΣL

Total Panjang

= 62,432 ft


=


=



= ∆Z

g X ΣF gc

(Pers. Bernouli)


= 10 x

WHp = =


Ws x Q x ρ 550

10,161 x 0,075 x 64,7002 = 0,09 Hp 550

Efisiensi pompa

= 50 %

=

0,09 = 0,18 Hp 0,5

Efesiensi motor

= 80 %

=

0,18 = 0,225 Hp 0,8


35. Pompa N 2 (P-011) Fungsi

: Memompakan N 2 dar tangki N 2 ke Crystalizer

Jumlah

: 1 unit

Tipe

: Pompa sentrifugal

Bahan Konstruksi

: commercial steel

a. Laju alir massa, F = 4.948,746 kg/jam X

lb 1lb = 10.909,93 0,4536 kg jam

b. Densitas N 2 ρ

= 1.134,3291 kg/m3 X

1m 3 1lb lb X = 70,814 3 3 0,4536 kg 35.314 ft ft

c. Viskositas N 2 µ

= 0,030 Cp X =F/ρ


=

2,42 lb lb = 0,0726 3 1Cp ft

1 jam 756.882,97 lb / jam ft 3 = 10.688,323 X 3 3600 det jam 70,814 lb / ft

= 2,968 ft3 /s e. Diameter optimum, Di opt = 3,9 (Q)0,45 x (ρ)0,13 = 3,9 (2,968)0,45 x (70,814)0,13 = 11,07 m = 435,868 in Ukuran Spesifikasi Pipa :

(Brownell,1959)

Ukuran pipa nominal

= 12 in

Schedule pipa

= 30

Diameter dalam (ID)

= 12,09 in = 0,31 m = 1,01 ft

Diameter luar (OD)

= 12,75 in = 0,324 ft


= 1,01 ft2


2,968 ft 3 / det Q = = 2,938 ft/det A 1,01 ft 2 =

ID V ρ

µ

1,01 ft x 2,938 ft / det x 70,814 lb / ft 3 = = 2.894,38 0,0726 2.894,38 > 2100 = aliran turbulen


Untuk pipa commercial steel diperoleh harga ε = 0,000046 m (Fig.12-1, Peters, 2004) 0,000046 m Pada N Re = 2.894,38 diperoleh harga ε = = 0,00004 D 1,01 m Maka f = 0,0025 h. Sistem perpipaan - Panjang pipa lurus saluran isap

= 45 ft


= 13,13 ft


= 90,9 ft


= 25,25 ft

- 1 buah exit L/D = 55 L = 1 X 55 X 1,01 ft

= 55,55 ft ΣL

Total Panjang

+

= 229,83 ft


=


=



= ∆Z

g X ΣF gc

(Pers. Bernouli)


= 32 x

WHp = =


Ws x Q x ρ 550 32,076 x 2,968 x 70,814 = 12,257 Hp 550

Efisiensi pompa

= 50 %

=

12,257 = 24,515 Hp 0,5


Efesiensi motor

= 80 %

=

24,515 = 30,64 Hp 0,8


LAMPIRAN D PERHITUNGAN UTILITAS 1. Screening (SC) Fungsi

: Menyaring partikel-partikel padat yang besar

Jenis

: bar screen

Jumlah

:1

Bahan konstruksi

: stainless steel

Dari Physical-Chemical Treatment of Water and Waste water, diperoleh: Ukuran bar: Lebar

= 5 mm

Tebal

= 20 mm

Bar clear spacing = 20 mm = 300

Slope Kondisi operasi:

- Temperatur = 300C - Densitas air (ρ)

= 997,08 kg/m3

(Geankoplis, 1997)

- Laju alir massa (F) = 265.479,516 kg/jam Laju alir volume, Q

=

F

ρ

=

265.479,516 kg / jam x 1 jam / 3600 s = 0,074 m 3 / s 3 997,08 kg / m

Direncanakan ukuran screening: Panjang = 2 m Lebar = 2 m Misalkan, jumlah bar = x Maka, 20x + 20 (x+1) = 2000 40x

= 1980

X

= 49,5 = 50 buah

Luas bukaan (A 2 ) = 20 (50 + 1) (2000) = 2.040.000 mm2 = 2,04 m2 Untuk pemurnian air sungai menggunakan bar screen, diperkirakan C d = 0,6 dan 30 % screen tersumbat. Head loss (∆h) =

Q2 2

2 g C d A2

2

=

(0,074) 2 = 5,312.10-6 m dari air 2 2 2 (9,8) (0,6) (2,04)


2. Pompa Screening (PU-01) Fungsi

: Memompakan air dari sungai ke bak pengendapan

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

:1

Bahan konstruksi

: commercial steel

Laju alir massa, F

= 265.479,516 kg/jam  1lb 1 jam  x = 265.479,516 kg/jam x    0,4536 kg 3600 detik  = 162,575 lb/detik

Densitas air, ρ

= 997,08 kg/m3

(Perry, 1999)

 2,2046 lb 1m3  = 997,08 kg/m3 x  x  35,314 ft 2   1 kg = 62,246 lb/ft3 Viskositas air, μ

= 0,8007 cp

(Perry, 1999)

 0,0006724191 lb ft. det  = 0,8007 cp x   1 cp   = 5,381 x 10-4 lb/ft.det Laju alir volume, Q

F  =   ρ

162,575 lb / det  = 2,306 ft3/det =  3   62,246 lb / ft  Menghitung diameter dalam pipa : ID Optimum, ID opt

= 3,9(Q)0,45 (ρ)0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9(2,306)0,45 (62,246)0,13 = 7,75 in Dipilih pipa 8 in schedule 80, dengan data sebagai berikut : OD

= 8,625 in = 0,718 ft

ID

= 7,625 in = 0,193 m = 0,635 ft

A

= 0,3171 ft2


Q  =    A

Kecepatan laju alir, V

 2,306 ft 3 / det  =   = 4,399 ft / det 2  0,3171 ft   ρDV  =    µ 

Bilangan Reynold, N Re

 62,246 lb / ft 2 x 0,635 ft x 4,399 ft / det  =   5,381x10 − 4 lb / ft. det   = 323.129,154 N Re > 4100 = aliran turbulen Dari Geankoplis, 1997, untuk bahan pipa commercial steel dan diameter pipa 8 in Sc.80, diperoleh ε

D

=

0,000046 m = 0,00023 ; f = 0,0035 0,193 m

Sistem perpipaan - Panjang pipa lurus saluran isap

= 30 ft


= 8,255 ft


= 57,15 ft


= 13,97 ft

- 1 buah exit L/D = 55 L = 1 X 55 X 0,635 ft ΣL

Total Panjang

= 34,925ft + = 144,3 ft

Kerugian akibat gesekan ΣF

=


0,0035 x 144,3 x (4,399 ft / dt ) 2 = = 0,24 ft lb / lbf 2 x 32,17 ft / lbf det 2 x 0,635 ft Menentukan tenaga daya pompa Ws

= ∆Z

g X ΣF gc

(Pers. Bernouli)



= 30 x

WHp =


Ws x Q x ρ 550

=

30,24 x 1,395 x 62,246 = 4,774Hp 550

Efisiensi pompa

= 50 %

=

4,774 = 9,55 Hp 0,5

Efesiensi motor

= 80 %

=

9,55 = 11,94 Hp 0,8

3. Bak Sedimentasi (BS) Fungsi

: Untuk mengendapkan lumpur yang terikut dengan air.

Jenis

: Grift Chamber Sedimentation

Jumlah

:1

Aliran

: Horizontal sepanjang bak sedimentasi

Bahan konstruksi

: Beton kedap air

Data: Temperatur

= 300C

Tekanan

= 1 atm

Laju alir massa, F

= 265.479,516 kg/jam

 1 lb 1 jam  = 265.479,516 kg/jam x  x   0,4536 kg 3600 det  = 162,575 lb/detik Densitas air, ρ

= 997,08 kg/m3

(Perry, 1999)

 2,2046lb 1m 3  = 997,08 Kg/m3 x  x  35,314 ft 2   1kg = 62,246 lb/ft3 Viskositas air, μ

= 0,8007 cp

(Perry, 1999)

 0,0006724191 lbft. det  = 0,8007 cp x   1 cp  


= 5,381 x 10-4 lb/ft.det Laju alir volume, Q

F  =   ρ 162,575 lb / det  = 1,395 ft3/det =  3   62,246 lb / ft 

Desain Perancangan: Bak dibuat dua persegi panjang untuk desain efektif

(Kawamura, 1991)

Perhitungan ukuran tiap bak: Kecepatan pengendapan 0,1 mm pasir adalah: v 0 = 1,57 ft/min atau 8 mm/s Desain diperkirakan menggunakan spesifikasi : Kedalaman tangki 12 ft Lebar tangki 2 ft Kecepatan aliran v =

F 162,575 lbm / det ik = = 3,62 ft / min At 12 ft x 2 ft

 h Desain panjang ideal bak : L = K   v0

  v 

(Kawamura, 1991)

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

L = 1,5 (10/1,57) . 3,62 = 34,586 ft

Diambil panjang bak 35 ft Uji desain: Waktu retensi (t) : t

=

Va Q

=

panjang x lebar x tinggi laju alir volumetrik

=

35 x 2 x 15 ft 3 = 12,54 menit 83,7 ft 3 / min

Desain diterima, dimana t diizinkan 6 – 15 menit Surface loading :

(Kawamura, 1991)

laju alir volumetrik Q = luas permukaan masukan air A


=

83,7 ft 3 / min (7,481 gal / ft 3 ) 2 x 15 ft

= 20,87 gpm/ft2 Headloss (∆h); bak menggunakan gate valve, full open (16 in) ∆h

= K

v2 2g

= 0,12

[3,62 ft / min . (1 min/ 60s) . (1m / 3,2808 ft ) ] 2 2 (9,8 m / s 2 )

= 2,07.10-6 m dari air.

4. Pompa Sedimentasi (PU-02) Fungsi

: Memompakan air dari bak pengendapan ke flash Mixing

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

:1

Bahan konstruksi

: commercial steel

Laju alir massa, F

= 265.479,516 kg/jam  1lb 1 jam  = 265.479,516 kg/jam x  x   0,4536kg 3600 det ik  = 162,575 lb/detik

Densitas air, ρ

= 997,08 kg/m3

(Perry, 1999)

 2,2046lb 1m 3  = 997,08 Kg/m x  x  35,314 ft 2   1kg 3

= 62,246 lb/ft3 Viskositas air, μ

= 0,8007 cp

(Perry, 1999)

 0,0006724191lbft. det  = 0,8007 cp x   1cp   = 5,381 x 10-4 lb/ft.det Laju alir volume, Q

F  =   ρ

 265.479,516 lb / det  3 =   = 1,395 ft /det 3  62,246 lb / ft 


Menghitung diameter dalam pipa : = 3,9(Q)0,45 (ρ)0,13

ID Optimum, ID opt

0,45

= 3,9(1,395)

(Timmerhaus,1991) 0,13

(62,246)

= 7,75 in Dipilih pipa 8 in schedule 80, dengan data sebagai berikut : OD

= 8,625 in = 0,718 ft

ID

= 7,625 in = 0,193 m = 0,635 ft

A

= 0,3171 ft2 Q  =    A


1,395 ft 3 / det  =   = 4,399 ft / det 2  0,3171 ft   ρDV  =    µ 



D

=

0,000046 m = 0,00023 , f = 0,0035 0,193 m


= 50 ft


= 8,255 ft


= 57,15 ft


= 13,97 ft


ΣL

= 34,925ft + = 164,3 ft



=


=


Menentukan tenaga daya pompa Ws

= ∆Z

g X ΣF gc

(Pers. Bernouli)


= 35 x

WHp =


Ws x Q x ρ 550

=

35,27 x 1,395 x 62,246 = 5,56Hp 550

Efisiensi pompa

= 50 %

=

5,56 = 11,13 Hp 0,5

Efesiensi motor

= 80 %

=

11,13 = 13,92 Hp 0,8

5. Tangki Pelarutan Alum, Al 2 (SO 4 ) 3 (TP - 01) Fungsi

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

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi


Data: Kondisi pelarutan: Temperatur Tekanan Al 2 (SO 4 ) 3 yang digunakan

= 30 °C = 1 atm = 50 ppm

Al 2 (SO 4 ) 3 yang digunakan berupa larutan 30 % (% berat) Laju massa Al 2 (SO 4 ) 3

= 13,27 kg/jam

Densitas Al 2 (SO 4 ) 3 30 %

= 1.363 kg/m3 = 85,089 lb m /ft3


= 30 hari

(Perry, 1999)


Perhitungan: Ukuran Tangki Volume larutan, Vl =

13,27 kg/jam × 24 jam/hari × 30 hari 0,3 × 1.363 kg/m 3

= 12,5 m3 Volume tangki, V t = 1,2 × 12,5 m3 = 15,002 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 1 : 1 1 πD 2 H 4 1 15,002 m 3 = πD 2 (D ) 4 1 15,002 m 3 = πD 3 4 V=

Maka:

D = 2,673 m = 8,771 ft H = 2,673 m = 8,771 ft

Tinggi Al 2 (SO 4 ) 3 dalam tangki =

=

volume cairan x tinggi silinder volume silinder

12,5 x 8,771 = 7,308 m = 23,976 ft 15,002

Tebal dinding tangki : P hid = ρ x g l = 1.363 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 7,308 m = 97.615,879 Pa = 97,615 kPa Tekanan udara luar, P o = 1 atm = 101,325 kPa P operasi = 97,615 kPa + 101,325 kPa = 198,94 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, P desain = (1,05) (198,94 kPa) = 208,887 kPa - Allowable working stress (S) : 12.650 Psi = 87.218,714 kPa - Joint efficiency

: 0,8

(Brownell,1959)

- Efisiensi sambungan (E)

: 0,8

(Brownell,1959)


Tebal shell tangki : PD 2SE − 1,2P (208,887 kPa) (2,673 m) = = 0,004 m = 0,158 in 2(87.218,714)(0,8) − 1,2(208,887 kPa)

t=

Tebal shell standar yang digunakan = 1/4 in

(Brownell,1959)

Maka tebal sheel yang dibutuhkan = 0,158 in + ¼ in = 0,408 in Tebal sheel standar yang digunakan = ½ in

(Brownell,1959)

Daya Pengaduk : Jenis pengaduk

: flat 6 blade turbin impeller

Jumlah baffle

: 4 buah

Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh:


=

1 1 ; Da = x 2,673 m = 0,891 m = 2,923 ft 3 3

= 1 ; E = 0,891 m 1 ; W = 1 x 0,891 = 0,178 m 5 5 1 = ; L = 1 x 0,891 = 0,223 m 4 4 1 = ; J = 1 x 2,673 = 0,22 m 12 12 =


: lebar baffle

Kecepatan pengaduk, N = 1 putaran/detik Viskositas Al 2 (SO 4 ) 3 30 % = 6,27 x 10-4 lbm/ft.det

(Kirk Othmer,

1967) Bilangan Reynold,


N Re =

ρ . N . ( Di ) 2 (85,0089) (1) (2,293) 2 = = 667.110,387 µ 6,7.10 − 4

N Re > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus: K . N 3 . Da . ρ P= T gc


K T = 6,3


5

Sehingga, 6,3 x (1) 3 x (2,293 ft ) 5 x (85,0889 lb / ft 3 ) 32,17 ft / s 2

P =

= 1.056,288 ft.lb/s = 1.056,288 ft.lb/s x

1Hp = 1,921 Hp 550 ft.lb / s


=

1,921 Hp = 2,41 Hp 0,8

Maka daya motor yang dipilih 2 ½ hp

6. Tangki Pelarutan Soda Abu (Na 2 CO 3 ) (TP – 02) Fungsi

: Membuat larutan soda abu (Na 2 CO 3 )

Bentuk


Bahan konstruksi


Data: Kondisi pelarutan: Temperatur Tekanan Na 2 CO 3 yang digunakan

= 30 °C = 1 atm

= 27 ppm

Na 2 CO 3 yang digunakan berupa larutan 30 % (% berat) Laju massa Na 2 CO 3 = 7,16 kg/jam Densitas Na 2 CO 3 30 % = 1.327 kg/m3 = 82,845 lb m /ft3

(Perry, 1999)

Kebutuhan perancangan = 30 hari Faktor keamanan = 20%


Perhitungan: Ukuran Tangki Volume larutan, Vl =

7,16 kg/jam × 24 jam/hari × 30 hari 0,3 ×1.327 kg/m 3 = 6,927 m3

Volume tangki, V t

= 1,2 × 6,927 m3 = 8,312 m3

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 1 : 1 1 πD 2 H 4 1 8,312 m 3 = πD 2 (D ) 4 1 8,312 m 3 = πD 3 4 V=

Maka:

D = 2,19 m = 7,204 ft H = 2,19 m = 7,204 ft

Tinggi cairan dalam tangki

=


=

6,927 x 2,19 = 1,825 m = 5,987 ft 8,312

Tebal dinding tangki : P hid = ρ x g l = 1.327 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 1,825 m = 23.733,395 Pa = 23,733 kPa Tekanan udara luar, P o = 1 atm = 101,325 kPa P operasi = 23,733 kPa + 101,325 kPa = 125,058 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, P desain = (1,05) (125,058 kPa) = 131,32 kPa - Allowable working stress (S) : 12.650 Psi = 87.218,714 kPa - Joint efficiency

: 0,8

(Brownell,1959)


: 0,8

(Brownell,1959)



t=


(Brownell,1959)

Maka tebal sheel yang dibutuhkan = 0,084 in + 1/8 in = 0,21 in Tebal sheel standar yang digunakan = ¼ in

(Brownell,1959)

Daya Pengaduk : Jenis pengaduk

: flat 6 blade turbin impeller

Jumlah baffle

: 4 buah

Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh:


=

1 1 ; Da = x 2,19 m = 0,73 m = 2,39 ft 3 3

= 1 ; E = 0,73 m 1 ; W = 1 x 0,73 = 0,146 m 5 5 1 = ; L = 1 x 0,73 = 0,182 m 4 4 1 = ; J = 1 x 2,19 = 0,182 m 12 12 =


: lebar baffle

Kecepatan pengaduk, N = 1 putaran/detik Viskositas Na 2 CO 3 30 % = 3,69.10-4 lbm/ft.det

(Kirk Othmer,

1967) Bilangan Reynold,


N Re =

ρ . N . ( Di) 2 (82,845) (1) (2,19) 2 = = 1.076.782,939 µ 3,69.10 − 4

N Re > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus: K . N 3 . Da . ρ P= T gc


K T = 6,3


5

Sehingga, P =

6,3 x (1) 3 x (2,19 ft ) 5 x (82,845 lb / ft 3 ) 32,17 ft / s 2

= 817,29 ft.lb/s = 817,29 ft.lb/s x

1Hp = 1,485 Hp 550 ft.lb / s


=

1,485 Hp = 1,85 Hp 0,8

Maka daya motor yang dipilih 2 hp

7. Tangki Pelarutan (TP-06) Fungsi

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

Bentuk


Bahan konstruksi


Data: Kondisi pelarutan

:

Temperatur

= 300C

Tekanan

= 1 atm

Laju Aliran: 1. Air, Q

= 1,395 ft3/s = 0,0395 m3/s

2. Alum, F

= 13,27 kg/jam = 4,3.10-3 lbm/s

Q

F  =   ρ


 0,0043 lb / det  =  = 0,000050 ft3/det = 1,4.10-6 m3/s 3   85,0889 lb / ft  3. Soda abu, F = 7,16 kg/jam = 2,3.10-3 lbm/s Q

F  =   ρ

 0,0023 lb / det  =  = 2,7.10-5 ft3/det = 7,6.10-7 3   82,845 lb / ft  Total laju aliran (Q) = 0,0395 m3/s Desain: Digunakan tangki dengan diameter 0,2 m; tinggi larutan dalam tangki 0,4 m: V=

Q 0,0395 = = 1,258 m / s 2 (22 / 7)(0,20) 2 / 4 π .D 4

Waktu pencampuran =

0,4 m = 0,32 s 1,258 m / s

(antara 1 – 1 ½ det; desain diterima) 2

Volume air, Va

= (3,14).(0,2) .(0,4)/4 = 0,01256 m

Volume tangki, Vt

= 1,5 Va = 0,01884 m3

Tinggi tangki, H

=

(Kawamura,1991) 3

4Vt = 0,6m 3,14 D 2

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

(Kawamura,1991)

G x 1,46 = 1000; G = 684,932 G = (P/л v)0,5 P = G2.л.v = (684,932/s)2 (0,836.10-3 N.s/m2)(1,258m/s) = 493,38 J/s 1 kW = 1000 J/s; sehingga P = 0,493 kW atau 0,661 Hp Efisiensi 80% ; daya motor penggerak = 0,661/(0,8) = 0,826 Hp Digunakan daya mixer 1 hp. Jenis impeller yang disarankan : 4 blade turbin 45o

(Kawamura,1991)

Jumlah baffle : 4 buah



=

1 0,2 = 0,066 m = 2,39 ft ; Da = 3 3

= 1 ; E = 0,0667 m 1 ; W = 0,0667 = 0,0111 m 6 6 1 = ; L = 1 x 0,092 = 0,0167 m 4 4 1 = ; J = 1 x 0,2 = 0,0167m 12 12 =

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik P hid = ρ x g x l = 997,1278 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,4 m = 5,201 kPa Tekanan udara luar, P o = 1 atm = 1,1,325 kPa P operasi = 5,201 kPa + 101,325 kPa = 106,527 kPa Faktor kelonggaran = 5% Maka, P desain = (1,05) (106,527 kPa) = 111,853 kPa - Allowable working stress (S)

: 12.650 Psi = 87.218,714 kPa

- Joint efficiency

: 0,8

(Brownell,1959)


t=

Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal sheel yang dibutuhkan = 0,0063 in + 1/8 in = 0,1314 in Tebal sheel standar yang digunakan = 3/16 in

(Brownell,1959)


8. Pompa Tangki Pelarutan (PU-03) Fungsi

: Memompakan air dari tangki pelarutan ke clarifier

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

:1

Bahan konstruksi

: commercial steel

Laju alir massa, F


Densitas air, ρ

= 997,08 kg/m3

(Perry, 1999)

 2,2046lb 1m 3  x = 997,08 Kg/m3 x   35,314 ft 2   1kg = 62,246 lb/ft3 Viskositas air, μ

= 0,8007 cp

(Perry, 1999)


F  =   ρ

162,575 lb / det  =  = 1,395 ft3/det 3   62,246 lb / ft  Menghitung diameter dalam pipa : ID Optimum, ID opt

= 3,9(Q)0,45 (ρ)0,13

(Timmerhaus,1991)


= 8,625 in = 0,718 ft

ID

= 7,625 in = 0,193 m = 0,635 ft

A

= 0,3171 ft2


Q  =    A





D

=

0,000046 m = 0,00023 0,193 m


D

=

0,000046 m = 0,0007 , diperoleh f = 0,059 m

0,0035 Sistem perpipaan - Panjang pipa lurus saluran isap

= 30 ft


= 8,255 ft


= 57,15 ft


= 17,145 ft


ΣL

= 34,925ft + = 148,32 ft






= ∆Z

g X ΣF gc

(Pers. Bernouli)


=5x

WHp =


Ws x Q x ρ 550

=

5,25 x 1,395 x 62,246 = 0,828Hp 550

Efisiensi pompa

= 50 %

=

0,828 = 1,657 Hp 0,5

Efesiensi motor

= 80 %

=

1,657 = 2,072 Hp 0,8

9. Clarifier (CL) Fungsi

: Memisahkan endapan (flok-flok) yang terbentuk karena penambahan alum dan soda abu

Bahan konstruksi

: External Solid Recirculation Clarifier

Bentuk

: Circular desain

Laju massa air (F 1 )

= 265.479,516 kg/jam

Laju massa Al 2 (SO4) 3 (F 2 )

= 13,27 kg/jam

Laju massa Na 2 CO 3 (F 3 )

= 7,16 kg/jam

Laju massa total, m

= 265.499,946 kg/jam

Densitas Al 2 (SO 4 ) 3

= 2,71 gr/ml

(Perry, 1999)

Densitas Na 2 CO 3

= 2,535 gr/ml

(Perry, 1999)

Densitas air

= 0,99568 gr/ml

(Perry, 1999)

Reaksi koagulasi: Al 2 (SO 4 ) 3 + 3Na 2 CO 3 + 3H 2 O → 2Al(OH) 3 + 3Na 2 SO 4 + 3CO 3 Perhitungan: Dari Metcalf & Eddy, 1984, diperoleh: Untuk clarifier tipe upflow (radial):


Kedalaman air = 3-5 m Settling time = 1-3 jam Dipilih : kedalaman air (H) = 3 m, waktu pengendapan = 1 jam

Diameter dan Tinggi clarifier Densitas larutan,

ρ=

265.499,946 = 997,129 kg/m3 = 0,997 gr/cm3 265.499,946 13,27 7,16 + + 997,08 2710 2533

Volume cairan, V =

265.499,946 kg / jam x 1 jam = 142,297 m 3 997,1278

V = 1/4ЛD2H  4V  D=    πH 

1/ 2

 4 x 142,297   = 7,773 m =   3,14 x 3 

Maka diameter clarifier = 7,773 m Tinggi clarifier = 1,5 D = 11,66 m

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik P hid = ρ x g x l = 997,1278 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3 m = 29,316 kPa Tekanan udara luar, P o = 1 atm = 101,325 kPa P operasi = 29,316 kPa + 101,325 kPa = 130,641 kPa Faktor kelonggaran = 5% Maka, P desain = (1,05) (130,641 kPa) = 137,173 kPa - Allowable working stress (S)

: 12.650 Psi = 87.218,714 kPa

- Joint efficiency

: 0,8

(Brownell,1959)


t=


Faktor korosi = 3/8 in Maka tebal sheel yang dibutuhkan = 0,301 in + 3/8 in = 0,67 in Tebal sheel standar yang digunakan = 3/4 in

(Brownell,1959)

Desain torka yang diperlukan untuk operasi kontinu yang diperlukan untuk pemutaran (turnable drive):

(Azad, 1976) T, ft-lb = 0,25 D2 LF

Faktor beban (Load Factor) : 30 lb/ft arm (untuk reaksi koagulasi sedimentasi) Sehingga: T = 0,25 [(7,773m).(3,2808 ft/m)]2 . 30 T = 4.877,51 ftlb

Daya clarifier P = 0,006 D2

(Ulrich, 1984)

Dimana: P = daya yang dibutuhkan, kW Sehingga, P = 0,006 x (7,773)2 = 0,3625 kW = 0,486 hp

Desain slope area: Slope untuk area antara pusat dengan ½ radius (0< D 1 < 3) m: Slope = dy/dx = 3/12; α = 14,040 Slope untuk area antara ½ radius dengan batas tangki (3 < D 2 < 7,77 m) Slope = dy/dx = 1 ½ /12 ; α = 7,13o

10. Pompa Clarifier (PU-04) Fungsi

: Memompakan air dari clarifier ke unit filtrasi

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

:1

Bahan konstruksi

: commercial steel

Laju alir massa, F



Densitas air, ρ

= 997,08 kg/m3

(Perry, 1999)


= 0,8007 cp

(Perry, 1999)


F  =   ρ


= 3,9(Q)0,45 (ρ)0,13

(Timmerhaus,1991)


= 8,625 in = 0,718 ft

ID

= 7,625 in = 0,193 m = 0,635 ft

A

= 0,3171 ft2


Q  =    A

1,395 ft 3 / det  =   = 4,399 ft / det 2  0,3171 ft  Bilangan Reynold, N Re

 ρDV  =    µ   62,246 lb / ft 2 x 0,635 ft x 4,399 ft / det  =   5,381x10 − 4 lb / ft. det   = 323.129,154

N Re > 4100 = aliran turbulen


Dari Geankoplis, 1997, untuk bahan pipa commercial steel dan diameter pipa 8 in Sc.80, diperoleh ε

D

=

0,000046 m = 0,00023 ; f = 0,0035 0,193 m


= 30 ft


= 8,255 ft

o

- 3 buah elbow 90 L/D :30 L = 3 X 30 X 0,635 ft

= 57,15 ft


= 13,97 ft


= 34,925ft +

ΣL

Total Panjang

= 144,3 ft


=


=



= ∆Z

g X ΣF gc

(Pers. Bernouli)


= 30 x

WHp = =


Ws x Q x ρ 550 30,24 x 1,395 x 62,246 = 4,774Hp 550

Efisiensi pompa

= 50 %

=

4,774 = 9,55 Hp 0,5


Efesiensi motor

= 80 %

=

9,55 = 11,94 Hp 0,8

11. Tangki Filtrasi (TF) Fungsi

:

Menyaring partikel-partikel yang masih terbawa dalam air yang keluar dari clarifier

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi


Data: Kondisi penyaringan : Temperatur

= 30 °C

Tekanan

= 1 atm

Laju alir massa, F


Densitas air, ρ

= 997,08 kg/m3

(Perry, 1999)

 2,2046lb 1m 3  = 997,08 Kg/m3 x  x  35,314 ft 2   1kg = 62,246 lb/ft3 Tangki filter dirancang untuk penampungan ¼ jam operasi. Direncanakan volume bahan penyaring = 1/3 volume tangki

Ukuran Tangki Filter Volume air, Va =

265.479,516 kg/jam x 0,25 jam = 35,573 m 3 997,08 kg/m 3

Faktor keamanan 5 %, volume tangki = 1,05 x 35,57 = 37,352 m3 Volume total = 4/3 x 37,352 m3 = 49,802 m3 - Volume silinder tangki (Vs) =

π .Di 2 .Hs 4

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, Hs : D = 3 : 1


3π .Di 3 4 3 37,352 m 3 = 2,512(Di ) Vs =

Maka: Di = 2,521 m; H = 7,536 m Tinggi penyaring = ¼ x 7,536 = 1,884 Tinggi air = ¾ x 7,536 = 5,652 m Perbandingan tinggi tutup tangki dengan diameter dengan diameter dalam adalah 1: 4 Tinggi tutup tangki = ¼ (2,512) = 0,628 m Tekanan hidrostatis, P air = ρ x g l = 997,08 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 5,652 m = 55,227 kPa Tekanan udara luar, P o = 1 atm = 101,325 kPa P operasi = 55,227 kPa + 101,325 kPa = 156,552 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, P desain = (1,05) (156,552 kPa) = 164,379 kPa - Allowable working stress (S) : 12.650 Psi = 87.218,714 kPa - Joint efficiency

: 0,8

(Brownell,1959)


: 0,8

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki : PD SE − 0,6P (164,379 kPa) (2,512 m) = = 0,0059 m = 0,233 in (87.218,714)(0,8) − 0,6(164,379 kPa)

t=


(Brownell,1959)

Maka tebal sheel yang dibutuhkan = 0,0233 in + 1/4 in = 0,48 in Tebal sheel standar yang digunakan = ½ in

(Brownell,1959)


12. Pompa Filtrasi (PU-05) Fungsi

: Memompakan air dari tangki filtrasi ke tangki utilitas-01

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

:1

Bahan konstruksi

: commercial steel

Laju alir massa, F


Densitas air, ρ

= 997,08 kg/m3

(Perry, 1999)


= 0,8007 cp

(Perry, 1999)


F  =   ρ


= 3,9(Q)0,45 (ρ)0,13

(Timmerhaus,1991)


= 8,625 in = 0,718 ft

ID

= 7,625 in = 0,193 m = 0,635 ft

A

= 0,3171 ft2


Q  =    A





D

=

0,000046 m = 0,00023 0,193 m


D

=

0,000046 m = 0,0007 , f = 0,0035 0,059 m


= 50 ft


= 8,255 ft


= 57,15 ft


= 17,145 ft


ΣL

= 34,925ft + = 168,58 ft


=


=




g X ΣF gc

= ∆Z

(Pers. Bernouli)


= 36 x

WHp =


Ws x Q x ρ 550

=

36,285 x 1,395 x 62,246 = 5,72 Hp 550

Efisiensi pompa

= 50 %

=

5,72 = 11,457 Hp 0,5

Efesiensi motor

= 80 %

=

11,457 = 14,32 Hp 0,8

13. Menara Air (MA) Fungsi

: Menampung air sementara untuk didistribusikan ke unit lain, dan sebagian dipakai sebagai air domestik.

Bentuk


Bahan konstruksi


Data: Kondisi penyaringan : Temperatur

= 30 °C

Tekanan

= 1 atm

Laju alir massa, F


Densitas air, ρ

= 997,08 kg/m3

(Perry, 1999)

 2,2046lb 1m 3  x = 997,08 Kg/m3 x   35,314 ft 2   1kg = 62,246 lb/ft3 Kebutuhan perancangan = 6 jam


Ukuran Tangki Volume larutan, Va =

265.479,516 kg/jam × 6 jam 997,08 kg/m 3

= 853,758 m3 Volume tangki, V t = 1,2 × 853,758 m3 = 1.024,51 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 5 : 6 1 πD 2 H 4 1 6  1.024,51 m 3 = πD 2  D  4 5  3 1.024,51 m 3 = πD 3 10 V=

Maka:

D = 10,284 m H = 12,341 m

Tinggi cairan dalam tangki

=


=

853,758 x 12,341 = 10,248 m = 33,74 ft 1.024,51

Tebal dinding tangki : P hid = ρ x g l = 1.327 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 10,284 m = 100,49 kPa Tekanan operasi, P o = 1 atm = 101,325 kPa P operasi = 100,49 kPa + 101,325 kPa = 201,815 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, P desain = (1,05) (201,815 kPa) = 211,905 kPa - Allowable working stress (S) : 12.650 Psi = 87.218,714 kPa - Joint efficiency

: 0,8

(Brownell,1959)


: 0,8

(Brownell,1959)



t=


(Brownell,1959)

Maka tebal sheel yang dibutuhkan = 0,61 in + 3/4 in = 1,36 in Tebal sheel standar yang digunakan = 1 ½ in

(Brownell,1959)

14. Pompa Menara Air (PU-06) Fungsi

: Memompakan air dari menara air ke unit-unit yang lain.

Jenis

: Pompa Sentrifugal

Jumlah

:1

Bahan konstruksi

: commercial steel

Laju alir massa, F


Densitas air, ρ

= 997,08 kg/m3

(Perry, 1999)

 2,2046lb 1m 3  = 997,08 Kg/m3 x  x  35,314 ft 2   1kg = 62,246 lb/ft3 Viskositas air, μ

= 0,8007 cp

(Perry, 1999)


F  =   ρ 162,575 lb / det  =  = 1,395 ft3/det 3   62,246 lb / ft 


Menghitung diameter dalam pipa : = 3,9(Q)0,45 (ρ)0,13

ID Optimum, ID opt

0,45

= 3,9(1,395)


(62,246)


= 8,625 in = 0,718 ft

ID

= 7,625 in = 0,193 m = 0,635 ft

A

= 0,3171 ft2 Q  =    A


1,395 ft 3 / det  = 4,399 ft / det =  2   0,3171 ft   ρDV  =    µ 



D

=

0,000046 m = 0,00023 ; f = 0,0035 0,193 m


= 50 ft


= 8,255 ft


= 57,15 ft

- 1 buah entrance K = 0,5; L/D = 27 L = 0,5 X 27 X 0,635 ft

= 8,572 ft


ΣL

= 34,925ft + = 158,9025 ft



=


=



= ∆Z

g X ΣF gc

(Pers. Bernouli)


= 36 x

WHp =


Ws x Q x ρ 550

=

36,263 x 1,395 x 62,246 = 5,725Hp 550

Efisiensi pompa

= 50 %

=

5,725 = 11,45 Hp 0,5

Efesiensi motor

= 80 %

=

11,45 = 14,31 Hp 0,8

15. Penukar Kation / Cation Exchanger ( CE ) Fungsi

: untuk mengurangi kesadahan air

Tipe

: silinder tegak dengan tutup dan alas ellipsoidal

Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-53 grade B

Kondisi penyimpanan : Temperatur Tekanan Laju alir massa, F

= 30°C = 1 atm



Densitas air, ρ

= 997,08 kg/m3

(Perry, 1999)

 2,2046lb 1m 3  x = 997,08 Kg/m3 x   35,314 ft 2   1kg = 62,246 lb/ft3s Laju alir volumetric, Q =

F

ρ

=

15,49 lbm / s 62,246 lbm / ft


= 1 jam

Faktor keamanan

= 20 %

3

= 0,248 ft 3 / s

Ukuran Cation Exchanger Dari Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh: - Diameter penukar kation

= 1 ft = 0,305 m

- Luas penampang penukar kation = 0,78544 ft2 - Tinggi resin dalam cation exchanger

= 2,5 ft

- Tinggi silinder = 1,2 × 2,5 ft = 3 ft = 0,914 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 2 : 1 Maka: H = ½ D = ½ (0,305) = 0,1525 m Sehingga tinggi cation exchanger = 0,914 + 0,1525 = 1,066 m = 3,497 ft Diameter tutup = diameter tangki = 0,305 m

Tebal dinding tangki : Direncanakan menggunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-53 grade B. Dari Brownell & Young, Item 4, Appendix D, diperoleh data : - Allowable working stress (S) : 18.750 Psi - Efisiensi sambungan (E)

: 0,8

- Faktor korosi

: 1/8 in

- Tekanan hidrostatik, Po

: 1 atm = 14,7 Psi

- Faktor Keamanan

: 20 %

- Tekanan desain, P

= 1,2 x14,7

(Timmerhaus, 1980)

= 17,64 Psi


Tebal Dinding tangki cation exchanger: PD + CA 2SE − 1,2P (17,64 Psi) (1 ft)(12 in/ft) = + 0,125in = 0,132 in 2(18.750 Psi)(0,8) − 1,2(17,64 Psi)

t=

Tebal shell standar yang digunakan = ½ in

(Brownell,1959)

16. Tangki Pelarutan Asam Sulfat (H 2 SO 4 ) (TP – 03) Fungsi

: Tempat membuat larutan H 2 SO 4 .

Bentuk


Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA-53 grade B.

Jumlah

: 1 unit

Kondisi Operasi Temperatur

= 30 oC

Tekanan

= 1 atm

- H 2 SO 4 yang digunakan memiliki konsentrasi 50 % (% berat) = 1387 kg/m3 = 85,587 lbm/ft3 ................(Perry, 1999)

- Densitas H 2 SO 4 (ρ)

- Laju alir massa H 2 SO 4 = 1,422 kg/hari = 0,059 kg/jam - Kebutuhan perancangan - Faktor keamanan

= 1 hari

= 20%

Ukuran Tangki Volume larutan, Vl =

1,422 kg/hari × 24 jam / hari × 30 hari = 1,476 m3 3 0,5 × 1.387 kg/m

Volume tangki, V t = 1,2 × 1,476 m3 = 1,77 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 4 : 3 1 πD 2 H 4 1 3  1,77 m 3 = πD 2  D  4 4  3 1,77 m 3 = πD 3 16 V=


Maka: D = 1,275 m = 4,183 ft H = 0,956 m = 3,137 ft Tinggi larutan H 2 SO 4 dalam tangki =

1,77 m 3 1 π (1,275 m) 2 4

= 0,956 m


: 0,8

- Faktor korosi

: 1/8 in


: 1 atm = 14,7 Psi

- Faktor Keamanan

: 20 %

- Tekanan desain, P

= 1,2 x14,7 = 17,64 Psi

(Timmerhaus, 1980)

Tebal Dinding tangki cation exchanger: PD + CA 2SE − 1,2P (17,64 Psi) (4,183 ft)(12 in/ft) = + 0,125in = 0,154 in 2(18.750 Psi)(0,8) − 1,2(17,64 Psi)

t=


(Brownell,1959)

Daya Pengaduk : Dt/Di = 3, baffel = 4

(Brownell, 1959)

Dt = 4,183 ft Di = 1,39 ft Kecepatan Pengadukan, N = 1 rps Viskositas H 2 SO 4 50 % = 3,4924 x 10-4 lbm/ft.det

(Kirk Othmer,

1967) Bilangan Reynold, (85,5874)(1)(4,183) ρ .N .D 2 N Re = = = 4.288.558,391 µ (3,4924.10 − 4 )


Dari gambar 3.3-4 (Geankoplis, 1997) untuk N Re = 4.288.558,391 diperoleh Np = 0,9. Sehingga :

Np.N 3 .Di 5 .ρ P= gc =

(Geankoplis, 1997)

(0,9)(1) 3 (0,278) 5 (85,587) = 0,0039 32,174

Efesiensi penggerak motor = 80 % Daya penggerak motor =

0,0039 = 0,0048 Hp 0,8

17. Tangki Pelarutan NaOH (TP – 04) Fungsi

: Tempat membuat larutan NaOH

Bentuk


Bahan konstruksi

: Carbon Steel, SA-283, grade C

Jumlah

: 1 unit

Laju alir massa NaOH = 5,258 kg/hari Waktu regenerasi

= 24 jam

NaOH yang dipakai berupa larutan 10% (% berat) Densitas larutan NaOH 10% = 1.518 kg/m3 = 94,765 lbm/ft3 Kebutuhan perancangan Faktor keamanan

(Perry, 1999)

= 30 hari

= 20%


0,219 kg/jam × 24 jam × 30 hari = 1,038 m3 3 0,1 × 1.518 kg/m

Volume tangki, V t = 1,2 × 1,038 m3 = 1,246 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 2 : 3


1 πD 2 H 4 1 3  1,246 m 3 = πD 2  D  4 2  3 1,246 m 3 = πD 3 8 V=

Maka: D = 1,019 m = 3,345 ft H = 1,528 m = 5,014 ft Tinggi larutan NaOH dalam tangki =

1,246 m 3 1 π (1,019 m) 2 4

= 1,528 m


: 0,8

- Faktor korosi

: 1/8 in


: 1 atm = 14,7 Psi

- Faktor Keamanan

: 20 %

- Tekanan desain, P

= 1,2 x14,7 = 17,64 Psi

(Timmerhaus, 1980)


t=


(Brownell,1959)

Daya Pengaduk : Dt/Di = 3, baffel = 4

(Brownell, 1959)

Dt = 0,692 ft


Di = 0,231 ft Kecepatan Pengadukan, N = 1 rps Viskositas NaOH 10 % = 4,302 x 10-4 lbm/ft.det

(Kirk Othmer, 1967)

Bilangan Reynold, N Re =

(94,765)(1)(2,123) ρ .N .D 2 = = 467657,124 µ (4,302.10 − 4 )

Dari gambar 3.3-4 (Geankoplis, 1997) untuk N Re = 467657,124 diperoleh

Np =

0,9. Sehingga : P=

=

Np.N 3 .Di 5 .ρ gc

(Geankoplis, 1983)

(0,9)(1) 3 (0,231) 5 (94,765) = 0,0017 32,174

Efesiensi penggerak motor = 80 % Daya penggerak motor =

0,0017 = 0,0021 Hp 0,8

18. Pompa Cation exchanger (PU-07) Fungsi

: Memompa air dari cation exchanger ke anion exchanger.

Jenis

: pompa sentrifugal

Bahan Konstruksi : Commercial steel Jumlah Laju alir massa, F

: 1 unit = 25.296,7154 kg/jam  1lb 1 jam  = 25.296,7154 kg/jam x  x   0,4536kg 3600 det ik  = 15,49 lb/detik

Densitas air, ρ

= 997,08 kg/m3

(Perry, 1999)

 2,2046lb 1m 3  = 997,08 Kg/m x  x  35,314 ft 2   1kg 3

= 62,246 lb/ft3 Viskositas air, μ

= 0,8007 cp

(Perry, 1999)


 0,0006724191lbft. det  = 0,8007 cp x   1cp   = 5,381 x 10-4 lb/ft.det F  =   ρ

Laju alir volume, Q

 15,49 lb / det  =  = 0,172 ft3/det 3  62 , 246 lb / ft   Menghitung diameter dalam pipa : = 3,9(Q)0,45 (ρ)0,13

ID Optimum, ID opt

0,45

= 3,9(0,172)


(62,246)


= 4,50 in

= 3,75 ft

ID

= 3,826 in = 0,097 m = 0,319 ft

A

= 0,0884 ft2 Q  =    A


 0,172 ft 3 / det  =   = 1,945 ft / det 2  0,0884 ft   ρDV  =    µ 



D

=

0,000046 m = 0,00052 , diperoleh f = 0,004 0,0884 m


= 20 ft


= 4,147 ft



= 28,71 ft

- 1 buah entrance K = 0,5; L/D = 27 L = 0,5 X 27 X 0,319 ft

= 4,306 ft


= 17,545 ft +

ΣL

Total Panjang

= 74,708 ft


F x ΣL x V 2 = 2 x gc x ID 0,004 x 74,708 x (1,945 ft / dt ) 2 = 0,055 ft lb / lbf = 2 x 32,17 ft / lbf det 2 x 0,319 ft


= ∆Z

g X ΣF gc

(Pers. Bernouli)

Direncanakan ketinggian maksimal = 32,5 ft Ws

32,17 lbm / s 2 = 32,5 x + 0,055 lb/lbf = 32,555 ft lbf/lbm 32,17 lbf / ft s 2

WHp =

Ws x Q x ρ 550

=

32,555 x 0,172 x 62,246 = 0,633 Hp 550

Efisiensi pompa

= 50 %

=

0,633 = 1,267 Hp 0,5

Efesiensi motor

= 80 %

=

1,267 = 1,584 Hp 0,8

19. Penukar Anion / anion Exchanger ( AE ) Fungsi

: untuk mengurangi kesadahan air

Tipe

: silinder tegak dengan tutup dan alas ellipsoidal

Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-53 grade B

Kondisi penyimpanan : Temperatur

= 30°C


Tekanan Laju alir massa, F

= 1 atm


Densitas air, ρ

= 997,08 kg/m3

(Perry, 1999)

 2,2046lb 1m 3  x = 997,08 Kg/m x   35,314 ft 2   1kg 3

= 62,246 lb/ft3 Laju alir volumetric, Q =

F

ρ

=

15,49 lbm / s 62,246 lbm / ft


= 1 jam

Faktor keamanan

= 20 %

3

= 0,248 ft 3 / s

Ukuran Cation Exchanger Dari Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh: - Diameter penukar kation

= 2 ft = 0,6096 m

- Luas penampang penukar kation = 3,14 ft2 - Tinggi resin dalam cation exchanger

= 2,5 ft

- Tinggi silinder = 1,2 × 2,5 ft = 3 ft = 0,914 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 2 : 1 Maka: H = ½ D = ½ (

0,6096 ) = 0,1524 m 2

Sehingga tinggi cation exchanger = 0,914 + 0,6096 = 1,5236 m Tebal dinding tangki : Direncanakan menggunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-53 grade B. Dari Brownell & Young, Item 4, Appendix D, diperoleh data :

- Allowable working stress (S) : 18.750 Psi - Efisiensi sambungan (E)

: 0,8

- Faktor korosi

: 1/8 in


: 1 atm = 14,7 Psi

- Faktor Keamanan

: 20 %

(Timmerhaus, 1980)


- Tekanan desain, P

= 1,2 x14,7 = 17,64 Psi

Tebal Dinding tangki cation exchanger: PD + CA 2SE − 1,2P (17,64 Psi) (2 ft)(12 in/ft) = + 0,125in = 0,139 in 2(18.750 Psi)(0,8) − 1,2(17,64 Psi)

t=

Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in

(Brownell,1959)

20. Tangki Kaporit (TP – 05) Fungsi

: Tempat membuat larutan tangki Kaporit

Bentuk


Bahan konstruksi

: Carbon Steel, SA-283, grade C

Jumlah

: 1 unit

Laju alir massa kaporit = 0,0019 kg/jam Waktu regenerasi

= 24 jam

(Ca(ClO) 2 ) yang dipakai berupa larutan 50% (% berat) Densitas kaporit (Ca(ClO) 2 ) = 1.272 kg/m3 = 79,411 lbm/ft3

(Perry, 1999)

Kebutuhan perancangan = 30 hari Faktor keamanan

= 20%


0,0019 kg/jam × 24 jam × 30 hari = 0,00215 m3 3 0,5 × 1.272 kg/m

Volume tangki, V t = 1,2 × 0,00215 m3 = 0,00258 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 2 : 3 1 πD 2 H 4 1 3  0,00258 m 3 = πD 2  D  4 2  3 0,00258 m 3 = πD 3 8 V=

Maka: D = 0,129 m = 0,423 ft


H = 0,193 m = 0,633 ft 0,00215m 3

Tinggi larutan dalam tangki =

1 π (0,129 m) 2 4

= 0,164 m


: 0,8

- Faktor korosi

: 1/8 in


: 1 atm = 14,7 Psi

- Faktor Keamanan

: 20 %

- Tekanan desain, P

= 1,2 x14,7 = 17,64 Psi

(Timmerhaus, 1980)


t=


(Brownell,1959)

21. Deaerator ( DE ) Fungsi

: Menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air umpan ketel

Bentuk

: Silinder tegak dengan tutup dan alas ellipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-53, Grade B Jumlah

:1

Kondisi operasi

: Temperatur = 900C Tekanan = 1 atm

Kebutuhan Perancangan Laju alir massa (F)

:

24 jam

= 25.296,7154 kg/jam = 55.769,113 lb m /jam

Densitas campuran (ρ) = 995,68 kg/m3 Faktor keamanan

= 62,141 lbm/ft3

= 20 %


Perhitungan Ukuran Tangki Volume larutan, Vl =

25.296,7154 kg/jam × 24 jam/hari x 1 hari 995,68 kg/m 3 = 609,755 m3

Volume tangki, V t = 1,2 × 609,755 m3 = 731,706 m3

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 2 : 3 1 πD 2 H 4 1 3  731,706 m 3 = πD 2  D  4 2  3 731,706 m 3 = πD 3 8 V=

Maka: D = 8,53 m = 27,996 ft H = 12,79 m = 41,97 ft Tinggi air dalam tangki =

731,706 m 3 = 12,81 m 1 2 π (8,53 m) 4


: 0,8

- Faktor korosi

: 1/8 in


: 1 atm = 14,7 Psi

- Faktor Keamanan

: 20 %

- Tekanan desain, P

= 1,2 x14,7 = 17,64 Psi

(Timmerhaus, 1980)

Tebal Dinding silinder tangki : PD + CA 2SE − 1,2P (17,64 Psi) (27,996 ft)(12 in/ft) = + 0,125in = 0,32 in 2(18.750 Psi)(0,8) − 1,2(17,64 Psi)

t=


Tebal shell standar yang digunakan = ½ in

(Brownell,1959)

22. Pompa Deaerator (PU-08) Fungsi

: untuk memompakan air dari deaerator ke ketel uap

Jenis : centrifugal pump Bahan Konstruksi : Commercial steel Jumlah

: 1 unit

Kondisi Operasi - Temperatur = 30 oC - Tekanan Densitas air (ρ)

= 1 atm = 995,68 kg/m3 = 62,158 lb m /ft3

Viskositas air (µ) = 0,8007 cP

(Perry, 1999)

= 0,000538 lb m /ft.s

(Kirk Othmer,1967)

Laju alir massa (F) = 25.296,7154 kg/jam = 15,49 lb m /s Laju alir volumetric, Q =

F

ρ

=

15,49 lbm / s 62,158 lbm / ft

3

= 0,249 ft 3 / s = 0,0071 m3/s

Desain Pompa : D i,opt

= 0,363 (Q) 0,45 (ρ) 0,13

(Per.12-15, Peters, 2004)

= 0,363 (0,0071 m3/s)0,45.(995,68 kg/m3) 0,13 = 0,055 m = 2,165 in Ukuran Spesifikasi Pipa Dari Appendix A.5 Geankoplis, 1997, dipilih pipa commercial steel dengan ukuran sebagai berikut : Ukuran pipa nominal = 3 in Schedule number

= 40

Diameter dalam (ID)

= 4,026 in = 0,1023 m = 0,336 ft

Diameter Luar (OD)

= 4,500 in = 0,1143 m = 0,375 ft

Luas Penampang dalam (A t ) Kecepatan linier, v =

= 0,008219 m2

0,0071 m 3 / s Q = = 0,255 m / s = 0,837 ft/s At 0,008219 m 2


=

ρ V D (995,68 kg / m 3 ) (0,255 m / s ) (0,1023 m) = = 32.438,874 µ 0,8007.10 −3 Pa.s


Karena N Re > 4100, maka aliran turbulen Untuk pipa commercial steel diperoleh harga ε = 0,000046 m (Fig.12-1, Peters, 2004) 0 , 000046 m Pada N Re = 109.147,269 diperoleh harga ε = = 0,00045 D 0,1023 m Maka harga f = 0,005

(Fig.12-1, Peters, 2004)

Instalasi pipa - Panjang pipa lurus, L 1 = 25 ft - 1 buah gate valve fully open ; L/D = 13

(App.C-2a, Foust,1980)

L 2 = 1 x 13 x 0,336 = 4,368 ft - 2 buah standard elbow 90o ; L/D = 30


L 3 = 2 x 30 x 0,336 = 20,16 ft - 1 buah sharp edge entrance ;K = 0,5; L/D = 27


L 4 = 0,5 x 27 x 0,336 = 4,536 ft - 1 buah sharp edge exit ; K = 1,0 ; L/D = 55


L 5 = 1,0 x 55 x 0,336 = 18,48 ft Panjang pipa total (ΣL) = 72,544 ft Faktor gesekan , F=

f .v 2 . ∑ L (0,005) × (0,837) 2 × (72,544) = = 0,012 ft.lbf / lbm 2 g c .D 2(32,174)(0,336)

Kerja Pompa : Dari persamaan Bernoulli : W = ∆Z

 V2 g + ∆ gc  2ag c

  + ∆(Pv ) + ΣF 

(Peters, 2004)

Tinggi pemompaan, ∆Z = 15 ft ∆V 2 Velocity Head, =0 2g c Pressure Head, Static head, ∆Z

∆P

ρ

=0

g = 15 ft.lb f /lb m gc


Maka, W = 15 + 0 + 0 + 0,012 = 15,012 ft.lb f /lb m Daya Pompa P = W Q ρ = (15,012 ft.lb f /lb m )(0,075 ft3/s)(62,158 lb m /ft3) = 69,984 ft.lb f /s Efisiensi pompa 80% : P =

69,984 = 0,159 Hp 550 x 0,8

Digunakan pompa dengan daya standar 0,2 Hp 23. Ketel Uap ( KU ) Fungsi

: Menyediakan uap untuk keperluan proses

Jenis

: water tube boiler

Bahan konstruksi

: Carbon Steel

Data

:

Uap jenuh: suhu 1400C tekanan 140oC dan 3,1216 atm Kalor laten steam (H) = 763,1 kJ/kg = 328,074 Btu/lb m

(Smith, dkk.,1987)

Kebutuhan uap = 3.508,762 kg/jam = 7.735,413lb m /jam Menghitung Daya Ketel Uap: W=

34,5 x P x 970,3 H

Dimana:

P = daya boiler, hp W = kebutuhan uap, lb m /jam H = kalor laten steam, Btu/lb m

Maka,

P=

7.735,413 x 328,074 = 75,812 hp 34,5 x 970,3

Menghitung Jumlah Tube Dari ASTM Boiler Code, permukaan bidang pemanas = 10 ft2/hp Luas permukaan perpindahan panas, A = P x 10 ft2/hp = 75,812 hp x 10 ft2/hp = 738,83 ft2 Direncanakan menggunakan tube dengan spesifikasi: - Panjang tube, L = 12 ft - Diameter tube 3 in


- Luas permukaan pipa, a’ = 0,917 ft2/ft

(Kern, 1965)

Sehingga jumlah tube, Nt =

A 738,83 = = 67,142 buah L x a ' 12 x 0,917

Jadi tube yang digunakan 68 buah.

24. Menara Pendingin Air / Cooling Tower (CT) Fungsi

: mendinginkan air pendingin bekas dari temperatur 40oC menjadi 25oC

Jenis

: Mechanical Draft Cooling Tower

Bahan konstruksi

: Carbon Stell SA-53 Grade B

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi

:

Suhu air masuk menara (T L2 ) = 40 oC = 104 oF Suhu air keluar menara (T L1 ) = 25 oC = 77 oF Suhu udara (T G1 )

= 25 oC = 77 oF

Dari Gambar 12-14 Perry (1999), diperoleh suhu bola basah, T w = 75 oF Dari Gambar 12-14 Perry (1999), untuk data temperatur di atas diperoleh konsentrasi air = 2,5 gal/ft2.menit Dari Gambar 12-3 Perry (1999), untuk T w = 75 oF dan Temperatur bola kering = 77oF diperoleh kelembaban, (H) = 0,02 kg uap air/kg udara kering. Densitas air (40 oC)

= 990,16 kg/m3

Laju massa air pendingin

= 242.899,968 kg/jam

Laju volumetrik air pendingin Q = Kapasitas air, Q

F

ρ

=

242.899,968 kg / jam = 245,314 m 3 / jam 3 990,16 kg / m

= (245.314 m3/jam × 264,17 gal/m3) / 60 menit/jam = 1.080,076 gal/menit

Faktor keamanan

= 20%

Luas menara, A

= 1,2 × (kapasitas air/konsentrasi air) = 1,2 × (1.080,076 gal/menit)/(1,85 gal/ft2.menit) = 700,589 ft2


Laju alir air tiap satuan luas (L) =

(242.899,968 kg / jam)(1 jam)(3,2808 ft ) 2 (700,589 ft 2 )(3600 s )(1 m 2 )

= 0,316 kg/s.m2 Perbandingan L : G direncanakan = 5 : 6 Sehingga laju alir gas tiap satuan luas (G) = 0,379 kg/m2.s

Perhitungan tinggi menara : Maka, dari Persamaan 9.3.8 Geankoplis (1997) menjadi: Hy 1

= (1,005 + 1,88 H)(T G1 -0) + (2501,4 H) = (1,005 + 1,88 × 0,014)(25-0) + 2501,4 (0,014) = 60,803 kJ/kg

Dari pers. 10.5-2, Geankoplis (1997) : G (Hy2 – Hy1 )

= L C L (T L2 – T L1 )

Diasumsikan c L adalah konstan dimana harga c L = 4,187 kJ/kg.K Sehingga didapat harga Hy2 adalah sebagai berikut : 0,379 (Hy2 – 60,803) = 0,316 (4,187)(40-20)

Entalpi 10^3 (j/kg)

Hy 2 = 130,623 kJ/kg

230 210 190 170 150 130 110 90 70 50 30

kesetimbangan Operasi

10

15

20

25

30

35

40

45

50

Suhu (C)

Gambar LD.1 Grafik Entalpi dan Temperatur Cairan pada Cooling Tower (CT)

G Ketinggian menara, z = M .k G .a

H y2

dHy Hy * − Hy H y1

∫

(Geankoplis, 1997)


Tabel LD.1 Perhitungan Entalpi dalam Penentuan Tinggi Menara Pendingin Hy

Hy*

1/(Hy*-Hy)

60.8026

88.0000

0.0368

101,1

155.2252122

0.0185

126,106

196.9408976

0.0141

136.212

213.8000

0.0129

0.0400 0.0350

1/(Hy*-Hy)

0.0300 0.0250 0.0200 0.0150 0.0100 0.0050 0.0000 0.0000

50.0000

100.0000

150.0000

200.0000

250.0000

Hy*

Gambar LD.2 Kurva Hy terhadap 1/(Hy*-Hy)

H y2

Luasan daerah di bawah kurva dari Gambar LD.2 : Estimasi k G .a = 1,207.10-7 kg.mol/s.m3 Maka ketinggian menara, z =

dHy = 2,2402 Hy * − Hy H y1

∫

(Geankoplis, 1997)

0,588 × 2,2402 = 3,7150 m 29 × (1,207.10 − 7 )(1,013.10 5 )

Diambil performance menara 90%, maka dari gambar 12-15 Perry, 1999, diperoleh tenaga kipas 0,03 hp/ft2. Daya yang diperlukan = 0,03 hp/ft2 × 148,476 ft2 = 4,4543 hp Digunakan daya standart 6 hp

25. Blower (JB)


Fungsi : Menghisap udara yang ada disekitar untuk dimasukkan ke dalam Hot Chamber (HC-201). Jenis : Rotary Compressor Type Straight Lobes Bahan : Commercial Steel Kondisi Operasi : Temperatur (T) : 2000C Tekanan (P)

: 1 atm (14,696 psi)

Banyaknya Udara yang Dihisap

= 35.155,728 kg/jam

Densitas Udara 2000C

= 0,748 kg/m3 (Tabel A.3-3, Geankoplis,1983)

Volume Udara =

35.155,728 kg / jam = 46.999,636 m 3 / jam 3 0,748 kg / m

Volume Udara = 46.999,636 m3/jam = 154.196,406 ft3/jam = 4.424,85 ft3/menit Untuk Blower kapasitas 5000 ft3/min, Spesifikasinya adalah Sebagai berikut : (Tabel 7.8 Walas,1998) 1. Features (male x female)

=2x2

2. Max Displacement

= 5000 ft3/menit

3. Diameter Maksimum

= 18 in

4. Diameter Minimum

= 10 in

5. Kecepatan Maksimum

= 0,05 Mach

6. Kecepatan Normal

= 0,04 Mach

7. Maksimum L/d, Tekanan rendah

= 2,5

8. Maksimum L/d, Tekanan tinggi

= 1,50

9. Efisiensi Volumetric

=5

10. Faktor X untuk displacement

= 0,27

11. Efisiensi Normal Overall

= 68

12. Normal Mach

= 95 %

13. Daya

= 100 Hp

26. Hot Chamber (HC)


Fungsi : Menghasilkan udara panas yang dibutuhkan dalam proses Jenis : Hot Room Bahan : Batu Tahan Api, asbestos dan Beton Kondisi Operasi : Temperatur (T)

: 1500C

Tekanan (P)

: 1 atm (14,696 psi)

Laju Udara yang masuk

= 35.155,728 kg/jam

Banyaknya Udara yang Dihisap

= 35.155,728 kg/jam

Densitas Udara 2000C = 0,748 kg/m3 (Tabel A.3-3, Geankoplis,1983) Volume Udara =

35.155,728 kg / jam = 46.999,636 m 3 / jam 3 0,748 kg / m

Volume Udara = 46.999,636 m3/jam = 154.196,406 ft3/jam = 4.424,85 ft3/menit Spesifikasinya adalah sebagai berikut :

(Sianturi, 1977)

1. Dibuat dari batu tahan api dilapisi dengan asbestos dan beton 2. Dibuat dalam 2 kamar untuk memungkinkan regenerasi Perhitungan Luas Kamar Volume udara tiap menit adalah =

Volume total =

46.999,636 m 3 / jam = 783,327 m 3 / menit 60 menit / jam

783,327 3 m = 391,663 m 3 2

Diasumsikan P=2/3 L=T Maka : Volume Total = P x L x T 391,663

= 3/2 P3

Maka : P

= 6,39 m diambil ukuran panjang 7 m

L

= 3/2 x 7m

= 10,5 m

Dan T = P = 7 m

27. Brander (BR)


Fungsi : Menyemprotkan bahan bakar untuk menghasilkan api pemanas yang digunakan dalam hot chamber (HC) Bahan : Besi-besi Tuang Kondisi Operasi : Temperatur

: 300

Tekanan

: 1 atm

Spesifikasinya adalah :

(Sianturi, 1977)

1. Terbuat dari besi-besi tuang 2. Dilengkapi dengan alat-alat control

28. Bak Penampungan (BP) Fungsi

: tempat menampung air buangan sementara

Laju volumetrik air buangan

= 0,675 m3/jam

Waktu penampungan air buangan

= 10 hari

Volume air buangan

= 0,675 x 10 x 24 = 162 m3

Direncanakan digunakan 1 buah bak penampungan dengan bak terisi 90 % bagian. Volume bak (v)

=

162 m 3 = 180 m3 0,9

Direncanakan ukuran bak sebagai berikut: - Panjang bak (p)

= 2 x Lebar bak (l)

- Tinggi bak (t)

= Lebar bak (l)

Maka :

volume bak

=pxlxt

180 m3

= 2l x l x l l

= 4,48 m

Sehingga, panjang bak (p) = 2 x l = 2 x 4,48 = 8,96 m Lebar bak (l)

= 4,48 m

Tinggi bak (t)

= 4,48 m

Luas bak

= 40,14 m2

29. Bak Pengendapan Awal


Fungsi

: menghilangkan padatan dengan cara pengendapan = 0,675 m3/jam = 16,2 m3/hari

Laju volumetrik air buangan Waktu tinggal air buangan

= 2 hari = 0,083 hari

(Perry, 1997)

Volume air buangan

= 15,6 m3/hari x 2 hari = 31,2 m3

Direncanakan digunakan 1 buah bak penampungan dengan bak terisi 90 % bagian. Volume bak

=

31,2 m 3 = 34,667 m3 0,9

Direncanakan ukuran bak sebagai berikut : - Panjang bak (p)

= 2 x Lebar bak (l)

- Tinggi bak (t)

= Lebar bak (l)

Maka volume bak

=pxlxt 34,667 m3

= 2l x l x l

l

= 2,588 m

Sehingga, panjang bak (p) = 2 x l = 2 x 2,588 = 5,176 m Lebar bak (l)

= 2,588 m

Tinggi bak (t)

= 2,588 m

Luas bak

= 13,395 m2

30. Tangki Sedimentasi Fungsi

: Mengendapkan flok biologis dari tangki aerasi dan sebagian diresirkulasi kembali ke tangki aerasi

Laju volumetrik air = (31.700 + 11.083,1962) gal/hari = = 42.783,5962 gal/hari = 161,9548 m3/hari Diperkirakan kecepatan overflow maksimum = 33 m3/m2.hari

(Perry, 1999)

Waktu tinggal air

(Perry, 1999)

= 2 jam = 0,083 hari

Volume tangki (V) = 161,9548 m3/hari x 0,083 hari = 12,9696 m3 Luas tangki (A)

= (161,9548 m3/hari)/(33 m3/m2.hari) = 4,9077 m2

A

= ¼ π D2

D

= (4A/π)1/2 = (4 x 4,9077 / 3,14)1/2 = 3,1259 m


Kedalaman tangki, H = V/A = 13,4962 / 4,9077 = 2,75 m

31. Bak Netralisasi Fungsi

: tempat menetralkan pH limbah = 0,650 m3/jam

Laju volumetrik air buangan Waktu penampungan air buangan

= 3 hari

Volume air buangan

= 0,675 x 3 x 24 = 48,6 m3

Direncanakan digunakan 1 buah bak penampungan dengan bak terisi 90 % bagian. Volume bak

=

48,6 m 3 = 54 m3 0,9

Direncanakan ukuran bak sebagai berikut : Panjang bak (p)

= 2 x Lebar bak (l)

Tinggi bak (t)

= Lebar bak (l)

Maka volume bak

=pxlxt 54 m3

= 2l x l x l l

=3m

Sehingga, panjang bak (p) = 2 x l = 2 x 3 = 6 m Lebar bak (l)

=3m

Tinggi bak (t)

=3m

Luas bak

= 18 m2

Limbah pabrik yang mengandung bahan organik mempunyai pH = 5 (Hammer, 1998). Limbah pabrik yang terdiri dari bahan – bahan organik harus dinetralkan sampai pH = 6 (Kep – 42/MENLH/10/1998). Untuk menetralkan limbah digunakan soda abu (Na 2 CO 3 ). Kebutuhan Na 2 CO 3 untuk menetralkan pH air limbah adalah 0,15 gr Na 2 CO 3 / 30 ml air (Lab. Analisa FMIPA USU, 1999) Jumlah air buangan = 675 ltr/jam. Kebutuhan Na 2 CO 3 : = (675 ltr/jam) x (12 mg/l) x ( 1 kg/106 mg)


= 0,0081 kg/jam

32. Activated Sludge (Lumpur Aktif) Fungsi

: mengolah limbah domestik secara aerob

Data : Laju vo lumetrik (Q)

= 0,650 m3/jam = 650 Ltr/jam = 15.600 Ltr/hari

BOD 5 (S o )

= 783 mg/Ltr

Efisiensi (E)

= 95 %

(Beckart Environmental, Inc.,2004) (Metcalf & Eddy, 1991)

Koefisien cell yield (Y) = 0,8 mg VSS/mg BOD 5

(Metcalf & Eddy, 1991)

Koefisien endogenous decay (Kd) = 0,025 / hari

(Metcalf & Eddy,1991)

Mixed liquor suspended solid

= 441 mg/Ltr (Beckart Environmental, Inc.,2004)

Mixed liquor volatile suspended solid (x) = 353 mg/Ltr (Beckart Environmental, Inc.,2004) Direncanakan : Waktu tinggal sel (θc) = 10 hari 1. Penentuan BOD Effluent (S) E=

95 =

So − S x 100 So


783 − S × 100 = 12,50 mg/Ltr 783

S = 39,15 mg/l 2. Penentuan Volume Bak Aerasi (V r ) Vr = Vr =

θ c x Q x Y (S 0 − S ) X ((1 + kd ) x 10 )


(10 hari ) x (15.600 Ltr / hari ) x (0,8) x (783 − 39,15) mg / Ltr (353 mg / Ltr )((1 + 0,025) x 10)

= 25.656,735 Liter = 25,657 m3 3. Penentuan Ukuran Bak Aerasi Direncanakan :


Panjang bak aerasi (p)

= 2 x Lebar bak (l)

Tinggi bak aerasi (t)

= Lebar bak (l)

Maka volume bak adalah V

=pxlxt

25,657 m3 = 2 l x l x l l = 2,341 m Jadi,ukuran kolam aerasi sebagai berikut : Panjang (p)

= 2 x 2,341 = 4,682 m

Tinggi (t ) = l = 2,341 m Faktor kelonggaran = 0,5 m diatas permukaan air


Maka : Tinggi = (2,341 + 0,5) m = 2,841 m

4. Penentuan Jumlah Flok yang Diresirkulasi (Q r )

Q

Tangki Aerasi

Q + Qr

Tangki Sedimentasi

Qe Xe

Qw Qr , Xr

Q w’ , X r

Asumsi : Qe

= Q = 31.700,4 gal/hari

Xe

= Konsentrasi volatile suspended solid pada effluent ( X e diperkirakan 0,1 % dari konsentrasi volatile suspended solid pada tangki aerasi)


Xe

= 0,001. X = 0,001 x (353 mg/l) = 0,353 mg/l

Xr

= Konsentrasi volatile suspended solid pada waste sludge (X r diperkirakan 99,9 % dari konsentrasi volatile suspended solid pada tangki aerasi )

Xr


= 0,999 . X = 0,999 x (353 mg/l) = 352,647mg/l


Px

= Qw x Xr


Px

= Y obs x Q x (S o – S)


Dimana : Px

= Net waste activated sludge yang diproduksi setiap hari (kg/hari)

Y obs = Observed yield (gr/gr) Y obs = Px

0,8 Y = = 0,64 1 + (Kd x θ c ) 1 + (0,025 / hari ) (10 hari )

= Y obs x Q x (S o – S) = (0,64) x (31.700,4 m3/hari) x (783 – 39,15) mg/Ltr = 15.091.419,2256 m3. mg/l.hari

Neraca massa pada tangki sedimentasi Akumulasi

Qr =

= jumlah massa masuk – jumlah massa keluar

0

= (Q + Q r ) X - Q e X e - Q w X r

0

= QX + Q r X - Q(0,001X) - P x

QX (0,001 − 1) + Px X

3 3 = (31.700,4 m / hari )(353 mg / Ltr ) (0,001 − 1) + (15.091.419,2256 m . mg / Ltr . hari )

(353 mg / Ltr )

= 11.083,1962 gal/hari = 41,9548 m3/hari

5. Penentuan waktu tinggal di bak aerasi (θ) θ

=

Vr 427.518,9582 m 3 = 13,4684 hari = Q + Qr 31.700,4 m 3 / hari + 41,9548m 3 / hari

6. Penentuan daya yang dibutuhkan a. Tipe aerator yang digunakan

: Surface aerator

b. Kedalaman air

: 7,2986 m

c. Daya aerator yang digunakan : 10 Hp (Tabel 10 – 11, Metcalf & Eddy, 1991)


LAMPIRAN E PERHITUNGAN ANALISA EKONOMI Dalam rencana Pra Rancangan Pabrik Glukosa Monohidrat dari Pati Ubi Kayu digunakan ketentuan sebagai berikut : 1. Pabrik beroperasi selama 300 hari 2. Kapasitas maksimum adalah 9.400 ton/tahun 3. Perhitungan didasarkan pada harga peralatan tiba di pabrik atau Purchased Equipment Delivered (Peters, dkk. 2004) 4. Harga alat disesuaikan dengan nilai tukar dolar terhadap rupiah adalah : US$ 1 = Rp. 10.900,-

(Harian Analisa, 4 November 2008)

E.1 Modal Investasi Tetap (Fixed Capital Investment) E.1.1 Modal Investasi Tetap Langsung (MITL) E.1.1.1 Biaya Tanah Lokasi Pabrik Luas tanah seluruhnya = 10.000 m2 Biaya tanah pada lokasi pabrik berkisar Rp. 100.000 – Rp. 300.000 / m2 Diperkirakan harga tanah sekitar Rp. 200.000 /m2 Harga tanah seluruhnya = 10.000 m2 x Rp. 200.000 /m2 = 2.000.000.000,Biaya perataan tanah diperkirakan 5 % (Peters, dkk. 2004) Biaya perataan tanah = 0,05 x Rp. 2.000.000.000 = Rp. 100.000.000,Maka total biaya tanah (A) adalah Rp 2.100.000.000,-

E.1.1.2 Harga Bangunan dan Sarana Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan dan Sarana Lainnya No

Nama Bangunan

Luas 2

(m )

Harga (Rp./m2)

Jumlah (Rp)

1

Gudang Bahan Baku (GB)

500

750.000

375.000.000

2

Gudang Produk (GP)

300

750.000

225.000.000

3

Areal Proses

3.000

2.000.000

6.000.000.000


Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan dan Sarana Lainnya........................(Lanjutan)

4

Laboratorium

50

1.000.000

50.000.000

5

Perkantoran

200

1.500.000

300.000.000

6

Parkir

200

150.000

30.000.000

7

Kantin

60

500.000

30.000.000

8

Poliklinik

70

500.000

35.000.000

9

Tempat Ibadah

80

500.000

40.000.000

10

Bengkel

100

500.000

50.000.000

11

Ruang Kontrol

100

700.000

70.000.000

12

Ruang Bahan Bakar

100

700.000

70.000.000

13

Generator Listrik

200

750.000

150.000.000

14

Pengolahan Air

1.600

1.000.000

1.600.000.000

15

Pos Keamanan

40

150.000

6.000.000

16

Jalan

700

200.000

140.000.000

17

Kamar Mandi

100

150.000

15.000.000

18

Gudang Peralatan

300

400.000

120.000.000

19

Taman

300

150.000

45.000.000

20

Areal Perumahan Karyawan

2000

1.000.000

2.000.000.000

Total

11.381.000.000

Total biaya bangunan dan sarana (B) = Rp. 11.381.000.000,-

E.1.1.3 Perincian Harga Peralatan Harga peralatan yang di impor dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut (Peters, dkk. 2004) : X  Cx = Cy  2   X1 

m

Ix    …………………………………………………..  I y 

( 1)

Dimana : Cx

= Harga alat pada tahun 2008

Cy

= Harga alat pada tahun dan kapasitas yang tersedia

X1

= Kapasitas alat yang tersedia


X2

= Kapasitas alat yang diinginkan

Ix

= Indeks harga pada tahun 2008

Iy

= Indeks harga pada tahun yang tersedia

m

= Faktor eksponensial untuk kapasitas (tergantung jenis alat)

Untuk menentukan indeks harga pada tahun 2008 digunakan metode regresi koefisien korelasi sebagai berikut (Montgomery, 1992) :

r =

(n. ∑ X

[n. ∑ X .Y − ∑ X . Y ] − (∑ X ) ) x (n . ∑ Y − (∑ Y ) ) i

2 i

i

i

i

2

2

2

i

i

………………. ( 2)

i

Harga indeks Marshall dan Swift dapat dilihat pada tabel LE.2 dibawah ini. Tabel LE.2 Harga Indeks Marshall dan Swift Tahun

Indeks

(Xi)

(Yi)

1

1989

2

Xi.Yi

Xi2

Yi2

895

1780155

3956121

801025

1990

915

1820850

3960100

837225

3

1991

931

1853621

3964081

866761

4

1992

943

1878456

3968064

889249

5

1993

964

1927231

3972049

935089

6

1994

993

1980042

3976036

986049

7

1995

1028

2050860

3980025

1056784

8

1996

1039

2073844

3984016

1079521

9

1997

1057

2110829

3988009

1117249

10

1998

1062

2121876

3992004

1127844

11

1999

1068

2134932

3996001

1140624

12

2000

1089

2178000

4000000

1185921

13

2001

1094

2189094

4004001

1196836

14

2002

1103

2208206

4008004

1216609

Total

27937

14184

28307996

55748511

14436786

No

(Sumber : Tabel 6-2, Peters, dkk. 2004)


Data : n

= 14

ΣXi

= 27937

ΣYi

= 14184

ΣXi.Yi = 28307996 ΣXi2

= 55748511

ΣYi2

= 14436786

Dengan memasukkan harga – harga pada tabel LE – 1 ke persamaan (2), maka diperoleh harga koefiseien korelasi sebagai berikut :

r =

[(14) . (28307996)] − [(27937 ). (14184)] [ [(14). (55748511) − (27937)2 ] x [(14). (14436786) − (14184)2 ] ]0,5

r = 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 adalah sebagai berikut : Y = a + b.X …………………………………………………… (3) Dimana : Y

= Indeks harga pada tahun yang dicari (2008)

X

= Variabel tahun ke n-1

a, b = Tetapan persamaan regresi Tetapan regresi dapat ditentukan dengan persamaan:

(Montgomery, 1992)

(n . ∑ X .Y ) − (∑ X . ∑ Y ) ……………………………. (4) (n. ∑ X ) − (∑ X ) ∑ Y . ∑ X − ∑ X . ∑ X . Y ……………………… (5) a= n . ∑ X − (∑ X )

b=

i

i

i

i

2

2

i

i

2

i

i

i

i

i

i

2

2

i

Maka :

b= a=

14 . (28307996) − (27937 ) (14184) 14 . (55748511) − (27937 )

2

=

53536 = 16,8088 3185

(14184) (55748511) − (27937 ) (28307996) = − 103604228 2 3185 14 . (55748511) − (27937 )


= - 32528,8 Sehingga diperoleh persamaan regresi liniernya adalah sebagai berikut : Y = a + b.X Y = - 32528,8 + 16,8088 (X)………………………………………… ( 6) Dengan demikian harga indeks pada tahun 2008 adalah sebagai berikut : Y = -32528,8 + 16,8088 (2008) Y = 1206,863 Perhitungan harga peralatan yang digunakan adalah menggunakan harga faktor eksponsial (m) Marshall & Swift. Harga faktor eksponen ini dapat dilihat pada tabel 6 – 4, Peters, dkk. 2004. Untuk alat yang tidak tersedia, faktor eksponensialnya dianggap 0,6 (Peters, dkk. 2004).

Contoh Perhitungan Harga Peralatan Tangki Penyimpanan Molase Kapasitas tangki, X 2 = 19,648 m3. Dari fig. 12 – 52, Peters, dkk. 2004, diperoleh untuk harga kapasitas tangki (X 1 ) 1 m3 adalah (C y ) US$ 6500. Dari tabel 6-4, Peters , dkk. 2004, faktor eksponen tangki adalah (m) 0,49. Indeks harga pada tahun 2002 (I y ) 1103. Indeks harga tahun 2008 (I x ) adalah 1206,863. Maka estimasi harga tangki untuk (X 2 ) adalah sebagai berikut : 19,648 C x = US$6500 1

0 ,49

x

1206,863 1103


C x = US$ 30.595,437,C x = Rp. 333.490.270,-/ 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 Estimasi Harga Peralatan Proses No Kode

Unit

Ket *

Harga (Rp) / Unit Harga Total (Rp)

1

T-101

1

I

253.716.755,-

253.716.755,-

2

T-102

1

I

190.816.772,-

190.816.772,-

3

MX

1

I

689.966.159,-

689.966.159,-

4

RH

1

I

870.483.432,-

870.483.432,-

5

CO

1

I

163.500.000,-

163.500.000,-

6

FP-101

1

I

47.925.800,-

47.925.800,-

7

RN

1

I

650.483.432,-

650.483.432,-

8

DK

1

I

433.040.112,-

433.040.112,-

9

TD

1

I

485.720.896,-

485.720.896,-

10

FP-102

1

I

47.925.800,-

47.925.800,-

11

EV

1

I

443.888.955,-

443.888.955,-

12

CR

1

I

302.049.491,-

302.049.491,-

13

SC

1

I

87.200.000,-

87.200.000,-

14

RD

1

I

545.745.019,-

545.745.019,-

15

RC

1

I

166.533.848,-

166.533.848,-

16

T-03

1

I

341.894.910,-

341.894.910,-

17

BC-101

1

I

134.713.483,-

134.713.483,-

18

BE-01

1

I

93.248.738,-

93.248.738,-

19

BC-02

1

I

134.713.483,-

134.713.483,-

20

BC-03

1

I

134.713.483,-

134.713.483,-

21

BC-04

1

I

134.713.483,-

134.713.483,-

22

BE-02

1

I

93.248.738,-

93.248.738,-

Total Import

6.446.242.789,-


Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses...............................................(Lanjutan)

No Kode

Unit

Ket *

Harga (Rp) / Unit

Harga Total (Rp)

23

P-01

1

NI

9.160.374,-

9.160.374,-

24

P-02

1

NI

14.253.381,-

14.253.381,-

25

P-03

1

NI

14.253.381,-

14.253.381,-

26

P-04

1

NI

14.253.381,-

14.253.381,-

27

P-05

1

NI

14.253.381,-

14.253.381,-

28

P-06

1

NI

14.253.381,-

14.253.381,-

29

P-07

1

NI

9.160.374,-

9.160.374,-

30

P-08

1

NI

14.253.381,-

14.253.381,-

31

P-09

1

NI

14.253.381,-

14.253.381,-

32

P-10

1

NI

14.253.381,-

14.253.381,-

34

GP

1

NI

32.863.805,-

32.863.805,-

Total Non - Import

165.211.609,-

Total

6.611.454.398,-

Keterangan *) : I untuk peralatan impor, sedangkan NI untuk peralatan Non Impor.

Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas No

Kode

Unit

Ket*

Harga (Rp)/Unit

Harga Total (Rp)

1

SC

1

I

155.981.929,-

155.981.929,-

2

TP-01

1

I

241.133.033,-

241.133.033,-

3

TP-02

1

I

172.475.166,-

172.475.166,-

4

TP-06

1

I

8.964.214,-

8.964.214,-

5

CL

1

I

430.759.406,-

430.759.406,-

6

TF

1

I

382.626.159,-

382.626.159,-

7

MA

1

I

587.939.121,-

1.387.939.121,-

8

CE

1

I

123.722.242,-

123.722.242,-

9

TP-03

1

I

16.486.445,-

16.486.445,-

10

TP-04

1

I

19.064.001,-

19.064.001,-

11

AE

1

I

159.325.575,-

159.325.575,-

12

TP-05

1

I

14.944.996,-

14.944.996,-


Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas...............................................(Lanjutan)

No Kode

Unit

Ket *

Harga (Rp) / Unit

Harga Total (Rp)

13

DE + KU

1

I

635.344.756,-

635.344.756,-

14

WCT

1

I

396.790.880,-

396.790.880,-

15

JB

1

I

427.895.360,-

427.895.360,-

16

HC

1

I

284.040.640,-

284.040.640,-

17

SAS

1

I

2.285.535.621,-

2.285.535.621,-

Total Impor

6.343.029.544,-

18

PU-01

1

N.I

7.365.194,-

7.365.194,-

19

BS

1

N.I

30.000.000,-

30.000.000,-

20

PU-02

1

N.I

7.365.194,-

7.365.194,-

21

PU-03

1

N.I

7.365.194,-

7.365.194,-

22

PU-04

1

N.I

7.365.194,-

7.365.194,-

23

PU-05

1

N.I

7.365.194,-

7.365.194,-

24

PU-06

1

N.I

5.000.000,-

5.000.000,-

25

PU-07

1

N.I

7.365.194,-

7.365.194,-

26

Genset

2

N.I

150.248.066,-

300.496.132,-

27

BR

1

N.I

50.000.000,-

50.000.000,-

Total Non Impor

429.687.296,-

Total

6.772.716.840,-

Keterangan *) : I untuk peralatan impor, sedangkan NI untuk peralatan Non Impor.

Untuk harga alat impor sampai dilokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut: 1.

Biaya transportasi

=5%

2.

Biaya asuransi

=1%

3.

Bea masuk

= 15 %

(Rusjdi, 2004)

4.

PPn

= 10 %

(Rusjdi, 2004)

5.

PPh

= 10 %

(Rusjdi, 2004)

6.

Biaya gudang di pelabuhan

= 0,5 %

7.

Biaya administrasi pelabuhan

= 0,5 %


8.

Transportasi lokal

= 0,5 %

9.

Biaya tidak terduga

= 0,5 %

Total

= 43 %

Untuk harga alat non impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut : 1.

PPn

= 10 %

(Rusjdi, 2004)

2.

PPh

= 10 %

(Rusjdi, 2004)

3.

Transportasi lokal

= 0,5 %

4.

Biaya tidak terduga

= 0,5 %

Total

= 21 %

Total harga peralatan tiba di lokasi pabrik (Purchased Equipment Delivered) adalah : = (1,43 x (Rp. 6.446.242.789,- + Rp. 6.343.029.544,-) + (1,21 x (Rp. 165.211.609,- + Rp. 429.687.296,-)) = Rp.,- 19.008.487.111,Biaya pemasangan diperkirakan 10 % dari harga peralatan Biaya pemasangan

(Peters dkk. 2004)

= 0.1 x Rp 19.008.487.111,= Rp 1.900.848.711,-

E.1.1.2 Harga Peralatan Terpasang (HPT) Harga Peralatan Terpasang (C) = Rp 19.008.487.111,- + Rp. 1.900.487.111,= Rp. 20.909.335.822,-

E.1.1.3 Instrumentasi dan Alat Kontrol Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 10 % dari HPT (Peters, dkk. 2004). Biaya instrumentasi dan alat kontrol (D) = 0,10 x Rp. 20.909.335.822,=Rp. 2,090,933,582 ,-


E.1.1.4 Biaya Perpipaan Diperkirakan biaya perpipaan 80 % dari HPT (Peters, dkk. 2004). Biaya perpipaan (E)

= 0,8 x Rp. 20.909.335.822,= Rp.16,727,468,658 ,-

E.1.1.5 Biaya Instalasi Listrik Diperkirakan biaya instalasi listrik 10 % dari HPT (Peters, dkk. 2004). Biaya instalasi listrik (F) = 0,1 x Rp. 20.909.335.822 ,= Rp. 2,090,933,582 ,-

E.1.1.6 Biaya Insulasi Diperkirakan biaya insulasi 8 % dari HPT.

(Peters dkk. 2004)

Biaya insulasi (G) = 0.08 x Rp. 20.909.335.822,= Rp. 1,672,746,866 ,-

E.1.1.7 Biaya Inventaris Kantor Diperkirakan biaya inventaris kantor 1 % dari HPT (Peters, dkk. 2004). Biaya inventaris kantor (H) = 0,01 x Rp. 20.909.335.822,= Rp.

209,093,358 ,-

E.1.1.7 Biaya Fasilitas Servis Diperkirakan biaya fasilitas servis 1 % dari HPT (Peters, dkk. 2004). Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan (I) = 0,01 x Rp. 20.909.335.822,= Rp. 209,093,358 ,-


E.1.1.10 Sarana Transportasi Sarana transportasi untuk mempermudah pekerjaan dapat dilihat pada tabel LE.6 dibawah ini. Tabel LE.6 Rincian Biaya Sarana Transportasi Peruntukan

Unit

Tipe

Harga/unit (Rp)

Harga Total (Rp)

Manager

1

Sedan

350.000.000

350.000.000

Kepala Bagian

4

Inova

180.000.000

720.000.000

Kepala Seksi

10

Kijang

120.000.000

1.200.000.000

Bus karyawan

2

Bus

300.000.000

600.000.000

Bus karyawan

2

L-300

150.000.000

300.000.000

Truk

5

Truk

200.000.000

1.000.000.000

Mobil pemasaran

2

MPV

120.000.000

240.000.000

Fork Lift

3

-

150.000.000

450.000.000

Total

4.860.000.000

Total biaya sarana transportasi (J) adalah sebesar Rp.4.860.000.000,Total Modal Investasi Tetap Langsung (MITL) MITL = A + B+ C + D + E + F + G + H + I + J = Rp .

62,250,605,226,-

E.1.2 Modal Investasi Tetap Tidak Langsung (MITTL) E.1.2.1 Pra Investasi Diperkirakan 7 % dari modal investasi tetap lanbsung (MITL) (Peters, dkk., 2004) Pra Investasi (K)

= 0,07 x Rp.62.250.605.226 ,= Rp. 4,357,542,366 ,-

E.1.2.2 Biaya Engineering dan Supervisi Diperkirakan 10 % dari modal investasi tetap langsung (MITL) (Peters, dkk., 2004) Biaya Engineering dan Supervisi (L) = 0,10 x Rp. 62.250.605.226 ,= Rp. 6,225,060,523 ,-


E.1.2.3 Biaya Legalitas Diperkirakan 4 % dari modal investasi tetap langsung (MITL) (Peters, dkk., 2004) Biaya Legalitas (M) = 0,04 x Rp. 62.250.605.226 ,= Rp. 2,485,250,187 ,E.1.2.4 Biaya Kontraktor Diperkirakan 10 % dari MITL (Peters, dkk. 2004) Biaya Kontraktor (N) = 0,10 x Rp. 62.250.605.226 ,= Rp. 6,225,060,523 ,E.1.2.5 Biaya Tidak Terduga Diperkirakan 10 % dari total harga peralatan (Peters, dkk. 2004) Biaya Tidak Terduga (O)

= 0,10 x Rp. 62.250.605.226 ,= Rp. 6,225,060,523 ,-

= K + L + M + N + O = Rp.25,517,974,120,-

Total MITTL Total MIT

= MITL +MITTL = (Rp. 62,250,605,226,- + Rp. 25,517,974,120,- ) = Rp.87,768,579,347 ,-

E.2 Modal Kerja Modal kerja dihitung untuk pengoperasian pabrik selama 90 hari kerja E.2.1 Persediaan Bahan Baku E.2.1.1 Bahan Baku Proses 1. NaOH Kebutuhan

= 293,84 kg/jam

Harga

= Rp.10.000,- /kg

Harga total

= 90 hari x 24 jam/hari x 293,84 kg/jam x Rp.10.000,-/kg

(PT. Bratachem, 2008)

= Rp.6.346.944.000,-


2. HCl Kebutuhan

= 268,089 kg/jam

Harga

= Rp.130.800,- /kg

Harga total



= Rp. 75.742.648.992,3. Pati Ubi Kayu Kebutuhan

= 2.821,9917 kg / jam

Harga Pati Ubi Kayu = Rp. 1.500,- /kg Harga total

(Pusat Pasar, 2008)

= 90 hari x 24 jam/hari x 2.821,991 kg/jam x Rp. 1.500,-/kg = Rp. 9.143.253.108,-

4. Karbon aktif Kebutuhan

= 62,0838 kg/jam

Harga

= Rp.15.000,- /kg

Harga total



= Rp. 2.011.515.120,Total harga bahan baku proses = Rp. 93.244.361.220,-

E.2.1.2 Bahan Baku Utilitas 1. Kaporit Kebutuhan

= 0,0019 kg/jam

Harga

= Rp. 22.000,- /kg

Harga total

= 90 hari x 24 jam/hari x 0,0019 kg/jam x Rp. 22.000,-/kg


= Rp. 90.288,2. Al 2 (SO 4 ) 3 Kebutuhan

= 11,72 kg/jam

Harga

= Rp.5.000,- /kg

Harga total



= Rp.126.576.000 ,3. Na 2 CO 3 Kebutuhan

= 6,33 kg/jam

Harga

= Rp.10.000,- /kg

Harga total



= Rp.136.728.000,-


4. NaOH Teknis Kebutuhan

= 0,0456 kg/jam

Harga

= Rp.10.000,- /kg

Harga total



= Rp.984.960,5. Asam Sulfat Kebutuhan

= 0,041 kg/jam

Harga

= Rp.10.000,- /kg


Harga total

= 90 hari x 24 jam/hari x 0,041 kg/jam x Rp. 10.000,-/kg = Rp.885.600,-

6. Solar Kebutuhan

= 34,687 Liter/jam

Harga solar industri

= Rp. 5.500,- /Liter

Harga total

= 90 hari x 24 jam/hari x 34,687 Ltr/jam x Rp. 5.500,-/Liter

(PT. Pertamina, 2008)

= Rp. 412.081.560,Total harga bahan baku utilitas = Rp 677.346.408,Total biaya bahan baku proses dan utilitas Total = Rp. 93.244.361.220,- + Rp. 677.346.408,= Rp. 93.921.707.628,Total Biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 bulan adalah Rp. 93.921.707.628,Total biaya bahan baku dan utilitas selama 1 tahun :   12 =  xRp 93.921.707.628,-   3 = Rp 375.686.830.512,-


E.2.2 Kas E.2.2.1 Gaji Pegawai Tabel LE.7 Perincian Gaji Pegawai Pabrik Glukosa Monohidrat Jabatan

Jlh

Gaji/bln (Rp)

Total gaji/bln (Rp)

Manager

1

15.000.000

15.000.000

Sekretaris

1

4.500.000

4.500.000

Kepala Bagian Produksi

1

6.000.000

6.000.000

Kepala Bagian Teknik

1

6.000.000

6.000.000

Kepala Bagian General Affair

1

6.000.000

6.000.000

Kepala Bagian Financial Marketing

1

6.000.000

6.000.000

Kepala Seksi Utilitas

1

5.000.000

5.000.000

Kepala Seksi Proses

1

5.000.000

5.000.000

Kepala Seksi Laboratorium

1

5.000.000

5.000.000

Kepala Seksi Maintanace dan listrik

1

5.000.000

5.000.000

Kepala Seksi Instrumen

1

5.000.000

5.000.000

Kepala Seksi Personalia

1

5.000.000

5.000.000

Kepala Seksi General Affair

1

5.000.000

5.000.000

Kepala Seksi Marketing

1

5.000.000

5.000.000

Kepala Seksi Pembelian

1

5.000.000

5.000.000

Kepala Seksi Keuangan

1

5.000.000

5.000.000

Kepala Seksi Keamanan

1

5.000.000

5.000.000

Karyawan Produksi

24

2.500.000

60.000.000

Karyawan Teknik

16

2.500.000

40.000.000

Karyawan Keuangan dan Personalia

7

2.000.000

14.000.000

Karyawan Pemasaran dan Penjualan

7

2.000.000

14.000.000

Dokter

1

4.000.000

4.000.000

Perawat

2

1.500.000

3.000.000

Petugas Kebersihan

7

1.200.000

8.400.000

Petugas Keamanan

9

1.200.000

10.800.000

Supir

3

1.500.000

4.500.000

Buruh Angkat

7

1.200.000

8.400.000

Total

100

365.600.000,-


Total gaji pegawai selama 1 bulan = Rp. 365.600.000,Total gaji pegawai selama 3 bulan = Rp. 1.096.800.000,E.2.2.2 Biaya Administrasi Umum Diperkirakan 10 % dari gaji pegawai (Peters, dkk. 2004). Biaya Administrasi Umum

= 0,15 x Rp. 1.096.800.000,= Rp. 109,680,000 ,-

E.2.2.3 Biaya Pemasaran Diperkirakan 10 % dari gaji pegawai (Peters, dkk. 2004). Biaya Pemasaran

= 0,10 x Rp. 1.096.800.000,= Rp. 109.680.000,-

2.3.4 Pajak Bumi dan Bangunan Menurut UU No 20 Tahun 2004 Jo UU No 21 Tahun 2004, Tabel LE.7 Perincian Pajak Bumi dan Bangunan Objek Pajak

Luas (m2)

Bumi Bangunan

NJOP (Rp) Per m2

Jumlah

10.000

100,000,-

1.000.000,-

10.000

300,000,-

3.000.000,-

Nilai Jual Objek Pajak (NJOP) sebagai dasar pengenaan PBB = Rp 1.000.000,- + 3.000.000,= Rp 4.000.000,NJOP tidak kena pajak = Rp 8.100.000,- (PERDA Sumatera Utara 2005) NJOP untuk perhitungan PBB

= Rp 4.000.000,- - Rp 8,100,000,= Rp 7.833.500.000,-

Nilai Jual Kena Pajak = 20 % x Rp 7.833.500.000,- = Rp. 1.566.700.000,Tarif Pajak Bumi dan Bangunan (PBB)

= 0,5 % x Rp 1.566.700.000,= Rp 7.833.500,-

Berikut perincian Biaya kas pada tabel LE.8. Tabel LE.8 Perincian Biaya Kas


No

Jenis Biaya

Jumlah (Rp)

1

Gaji Pegawai

2

Administrasi Umum

164.520.000,-

3

Pemasaran

109.680.000,-

Total

1.096.800.000,-

1.371.000.000,-

E.2.3 Biaya Start –Up Diperkirakan 12 % dari Modal Investasi Tetap (MIT) (Peters, dkk. 2004). Biaya Start-Up

= 0,12 x Rp. 119.603.594.031,= Rp 14.352.431.283,-

E.2.4 Piutang Dagang PD =

IP x HPT ……………………………………………..(LE – 7) 12

Dimana : PD

: Piutang Dagang

IP

: Jangka waktu kredit yang diberikan (1 bulan)

HPT

: Hasil Penjualan Tahunan

Penjualan : Harga jual Glukosa Monohidrat = Rp 7.000/kg

(Survei pasar , 2008)

Produksi Glukosa Monohidrat = 1.305,56 kg/jam

(Lampiran A)

Hasil penjualan Glukosa Monohidrat tahunan = 1.305,56 kg/jam x 24 jam/hari x 300 hari/tahun x Rp 13.000,-/kg = Rp 122.200.416.000,Piutang Dagang

=

1 x Rp 122.200.416.000 ,- = Rp 10.183.368.000,12

Perincian modal kerja dapat dilihat pada tabel LE.9 dibawah ini. Tabel LE.9 Perincian Modal Kerja No

Perincian

Jumlah (Rp)

1

Bahan Baku

93.921.707.628,-

2

Kas

3

Start – Up

14.352.431.283,-

4

Piutang Dagang

10.183.368.000,-

1.371.000.000,-


Total

119.828.506.911,-

Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja = Rp. 119.603.594.031,- + 119.828.506.911,= Rp. 239.432.100.942,Modal ini berasal dari : 1. Modal Sendiri Besarnya modal sendiri adalah 60 % dari total modal investasi Modal sendiri adalah sebesar = 0,60 x Rp 239.432.100.942,= Rp.143.659.260.565,2.

Pinjaman dari Bank Besarnya modal sendiri adalah 40 % dari total modal investasi Pinjaman dari bank adalah sebesar

= 0,40 x Rp. 239.432.100.942,= Rp.95.772.840.376,-

E.3 Biaya Produksi Total E.3.1 Biaya Tetap (Fixed Cost = FC) E.3.1.1 Gaji Tetap Karyawan Gaji tetap karyawan terdiri dari gaji tetap tiap bulan ditambah 2 bulan gaji yang diberikan sebagai tunjangan, sehingga besarnya gaji total (P) adalah sebagai berikut : Gaji total (P)

= (12+2) x Rp. 365.600.000,= Rp. 5.118.400.000,-

E.3.1.2 Bunga Pinjaman Bank Bunga pinjaman bank adalah sebesar 10 % dari total pinjaman. Bunga pinjaman bank (Q)

= 0,1 x Rp 93.892.833.976,= Rp. 9.389.283.397,-

E.3.1.3 Depresiasi dan Amortisasi Pengeluaran untuk memperoleh harta berwujud yang mempunyai masa manfaat lebih dari satu (1) tahun harus dibebankan sebagai biaya untuk mendapatkan, menagih dan memelihara penghasilan melalui penyusutan (Rusdji, 2004). Pada perancangan pabrik ini, dipakai metode garis lurus atau straiht 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 LE.9 dibawah ini. Tabel LE. 10 Aturan Depresiasi sesuai UU Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000 Kelompok Harta

Masa

Tarif

Berwujud

(Tahun)

(%)

Kelompok 1

4

25

Kelompok 2

8

12,5

Mobil, truk kerja

Kelompok 3

16

6,25

Mesin industri kimia, mesin industri mesin

20

5

Beberapa Jenis Harta

I. Bukan Bangunan Mesin kantor, alat perangkat industry

II. Bangunan Permanen

Bangunan sarana dan penunjang

(Sumber : Waluyo, 2000 dan Rusdji, 2004)

Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol. D=

P−L ……………………………………………………..(LE – 8) n

Dimana : D

= Depresiasi per tahun

P

= Harga awal peralatan

L

= Harga akhir peralatan

n

= Umur peralatan (tahun)

Perincian biaya depresiasi sesuai UU Republik Indonesia dapat dilihat pada tabel LE.10 dibawah ini. Tabel LE.11 Perhitungan Biaya Depresiasi sesuai UU RI No. 17 Tahun 2000 Komponen

Umur

Biaya (Rp)

(Tahun)

Depresiasi (Rp)

Bangunan

11.381.000.000,-

20

569.050.000,-

Peralatan proses dan utilitas

19.806.260.247,-

16

1.237.891.265,-

4

708.073.803,-

4

4.357.377.254,-

Instrumentasi dan Alat control Perpipaan

2.832.295.215, 17.429.509.01


6,2.178.688.627,

Instalasi listrik

4

544.672.156,-

1.742.950.901,-

4

435.737.725,-

Inventaris kantor

217.868.862,-

4

54.467.215,-

Fasilitas servis

217.868.862,-

4

54.467.215,-

4.860.000.000,-

8

607.500.000,-

-

Insulasi *)

Sarana transportasi Total

8.569.236.633,-

*) Insulasi dihitung 2 % dari FCI (Total Modal Investasi) (Peters, dkk. 2004)

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 untu memperoleh harta tidak berwujud dan pengeluaran lainnya yang mempunyai masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun untuk mendapatkan, menagih dan memelihara penghasilan dapat dihitung dengan amortisasi dengan merapkan taat azas (UURI Pasal 11 Ayat 1 No. 17 Tahun 2000). Para Wajib Pajak menggunakan tarif amortisasi untuk harta tidak berwujud dengan menggunakan masa manfaat kelompok 4 (empat) tahun sesuai pendekatan perkiraan harta tidak berwujud yang dimaksud (Rusdji, 2004). Untuk masa 4 tahun,

maka biaya amortisasi adalah 25 % dari MITTL,

sehingga biaya amortisasi adalah sebagai berikut : Biaya Amortisasi = 0,25 x Rp. 35.066.265.945,= Rp. 8.766.566.486,Total biaya depresiasi dan amortisasi (R) = Rp. 17.335.803.119,-

E.3.1.4 Biaya Tetap Perawatan 1. Perawatan mesin dan alat – alat proses Perawatan mesin dan peralatan dalam industri proses berkisar 2 sampai 20 %. Diambil 5 % dari harga peralatan terpasang di pabrik (Peters, dkk. 2004) Biaya perawatan mesin

= 0,05 x Rp. 21.786.886.271 = Rp. 1.089.344.313,-

2. Perawatan bangunan


Diperkirakan 5 % dari harga bangunan (Peters, dkk. 2004). Perawatan bangunan

= 0,05 x Rp. 11.381.000.000,= Rp. 569.050.000

3. Perawatan kendaraan Diperkirakan 5 % dari harga kendaraan (Peters, dkk. 2004). Perawatan kendaraan

= 0,05 x Rp. 4.860.000.000,= Rp. 243.000.000,-

4. Perawatan instrumentasi dan alat kontrol Diperkirakan 5 % dari harga instrumentasi dan alat kontrol (Peters, dkk. 2004). Perawatan instrumen

= 0,05 x Rp. 2.832.295.215,= Rp. 141.614.760,-

5. Perawatan perpipaan Diperkirakan 5 % dari harga perpipaan (Peters, dkk. 2004). Perawatan perpipaan

= 0,05 x Rp. 1.859.176.723 = Rp. 92.958.836,-

6. Perawatan instalasi listrik Diperkirakan 5 % dari harga instalasi listrik (Peters, dkk. 2004). Perawatan listrik

= 0,05 x Rp. 2.178.688.627,= Rp. 108.934.431,-

7. Perawatan insulasi Diperkirakan 5 % dari harga insulasi (Peters, dkk. 2004). Perawatan insulasi

= 0,05 x Rp. 1.742.950.901,= Rp. 87.147.545,-

8. Perawatan inventaris kantor Diperkirakan 5 % dari harga inventaris kantor (Peters, dkk. 2004). Perawatan inventaris

= 0,05 x Rp. 217.868.862,= Rp. 10.893.443,-

9. Perawatan fasilitas servis Diperkirakan 5 % dari harga fasilitas servis (Peters, dkk. 2004). Perawatan perlengkapan kebakaran = 0,05 x Rp. 217.868.862,= Rp. 10.893.443,Total biaya perawatan (S)

= Rp. 2.353.836.771,-


E.3.1.5 Operating Supply Diperkirakan 10 % dari total biaya perawatan (Peters, dkk. 2004). Operating Supply (T)

= 0,10 x Rp. 2.353.836.771,= Rp. 235.383.677,-

E.3.1.6 Laboratory Charge Diperkirakan 10 % dari total gaji karyawan (Peters, dkk. 2004). Laboratory Charge (U)

= 0,10 x Rp. 1.096.800.000,= Rp. 109.680.000,-

E.3.1.7 Paten dan Royalti Diperkirakan 1 % dari Modal Investasi Langsung (Peters, dkk. 2004). Paten & Royalti (V)

= 0,01 x Rp. 84.537.328.086,= Rp. 845.373.280,-

E.3.1.8 Asuransi Biaya asuransi pabrik adalah 3,1 permil dari modal investasi tetap langsung (Asosiasi Asuransi Jiwa Indonesia , AAJI, 2006). = 0,0031 x Rp. 84.537.328.086,= Rp. 262.065.717,Biaya asuransi karyawan adalah (Premi asuransi) = Rp.351.000,- /tenaga kerja (PT. Prudential Life Assurance, 2006). Maka biaya asuransi karyawan

= 100 orang x Rp. 351.000,-/orang = Rp. 35.100.000

Total biaya asuransi (W)

= Rp. 297.165.717,-

E.3.1.9 General Expances Administrasi Biaya administrasi per 3 bulan

= Rp. 164.520.000,-

Biaya administrasi per tahun

= Rp. 658.080.000

Pemasaran dan Distribusi Biaya pemasaran per 3 bulan

= Rp. 109.680.000,-

Biaya pemasaran per tahun

= Rp. 438.720.000,-

Biaya distribusi diperkirakan 20 % dari pemasaran (Peters, dkk. 2004).


Biaya distribusi

= 0,20 x Rp. 438.720.000,= Rp. 87.744.000,-

Research and Development Diperkirakan 3 % dari Modal Investasi Tetap (Peters, dkk. 2004). = 0,03 x Rp. 119.603.594.031,= Rp. 3.588.107.820,Total General Expance (X)

= Rp. 4.772.651.820,-

Total Biaya Tetap = P + Q + R + S + T + U + V + W + X + Y = Rp. 41.127.577.781,E.3.2 Variabel E.3.2.1 Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas per tahun Biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 90 hari adalah Rp. 93.921.707.628,Total biaya persedian bahan baku proses dan utilitas selama 1 tahun adalah sebagai berikut : Rp. 93.921.707.628,- x

300 = Rp. 313.072.358.760 90

E.3.2.2 Biaya Variabel Tambahan 1. Perawatan dan Penanganan Lingkungan Diperkirakan 1 % dari biaya variabel bahan baku. Biaya perawatan lingkungan

= 0,01 x Rp. 313.072.358.760 = Rp. 3.130.723.587,-

Biaya Variabel Pemasaran dan Distribusi Diperkirakan 5 % dari variabel bahan baku Biaya variabel pemasaran

= 0,05 x Rp. 313.072.358.760 = Rp. 15.653.617.938,-

Total Biaya Variabel

= Rp. 15.653.617.938

Total Biaya Produksi

= Biaya Tetap + Biaya Variabel = Rp. 56.781.195.719,-


E.4 Perkiraan Laba / Rugi Perusahaan Laba sebelum pajak

= total penjualan – total biaya produksi = Rp. 122.200.416.000,- – Rp. 56.781.195.719,= Rp. 65.419.220.281 ,-

E.4.1 Pajak Penghasilan Berdasarkan UURI Nomor 17 Ayat 1 Tahun 2000, tentang Perubahan ketiga atas Undang – Undang Nomor 7 Tahun 1983 tentang Pajak Penghasilan adalah sebagai berikut (Rusdji, 2004) : 1. Penghasilan sampai dengan Rp. 50.000.000,- dikenakan pajak sebesar 10 %. 2. Penghasilan antara Rp. 50.000.000,- sampai dengan Rp. 100.000.000,dikenakan pajak sebesar 15 %. 3. Penghasilan diatas Rp. 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 30 %. Maka pajak penghasilan yang harus dibayar adalah sebagai berikut : 

10 % x Rp. 50.000.000,-

= Rp. 5.000.000,-



15 % x (Rp. 100.000.000 – Rp. 50.000.000)

= Rp. 7.500.000,-

30 % x (Rp. 65.419.220.281,- – Rp. 100.000.000)

= Rp. 19.595.766.084,(+)

Total PPh

Rp. 19.608.266.084,-

E.4.2 Laba setelah Pajak Laba setelah pajak

= laba sebelum pajak – PPh = Rp. 65.419.220.281,- – Rp. 19.608.266.084,= Rp. 45.810.954.197,-

E.5 Analisa Aspek Ekonomi E.5.1 Profit Margin (PM) PM =

=

Laba sebelum pajak x100 % Total Penjualan Rp. 65.419.220.281,− x100 % Rp.122.200.416.000,−

= 53,53 %


E.5.2 Break Even Point (BEP) BEP =

Biaya Tetap x 100 % Total Penjualan − Biaya Variabel

BEP =

41.127.577.781 x100 % Rp.122.200.416.000 − Rp.15.653.617.938

= 38,6 % Kapasitas produksi pada titik BEP

= 38,6% x 9.400 ton/tahun = 3.628,4 ton/tahun

Nilai penjualan pada titik BEP

= 38,6 % x Rp. 122.200.416.000,= 47.169.360.576,-

E.5.3 Return On Investment (ROI) ROI

=

Laba setelah pajak x100 % Total mod al Investasi

ROI

=

Rp. 45.810.954.197 x100 % Rp. 239.432.100.942

= 19,13 % E.5.4 Pay Out Time (POT) POT

=

1 x 1 Tahun ROI

POT

=

1 x1 Tahun 0,1913

POT

= 5,52 Tahun

E.5.5 Return On Network (RON) RON =

Laba setelah pajak x 100 % Modal sendiri

RON =

Rp. 45.810.954.197 x 100 % Rp.143.659.260.565

RON = 31,11 % E.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 : 1. Laba kotor diasumsikan mengalami kenaikan 10 % tiap tahun 2. Masa pembangunan disebut tahun ke nol 3. Jangka waktu cash flow dipilih 10 tahun 4. Perhitungan dilakukan dengan menggunakan nilai pada tahun ke 10 5. Cash flow adalah laba sesudah pajak ditambah penyusutan Dari tabel LE.13 dibawah ini, diperoleh nilai IRR = 25,44 %


Perhitungan peralatan utilitas

Recommend Documents