tahun. 1 tahun operasi = 330 hari

LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

Kapasitas produksi minuman berkarbonasi rasa nenas = 18.000 ton / tahun Dasar perhitungan

= 1 jam operasi

Satuan massa

= kilogram

1 tahun operasi

= 330 hari

Shutdown dalam 1 tahun operasi

= 35 hari

Kapasitas produksi margarin dalam 1 jam operasi :

Misal :

FYX

=

Laju alir massa (kg/jam)

N XY

=

Laju alir mol (kmol/jam)

X

=

Nomor alur

Y

=

Nama komponen

LA.1 Perhitungan Neraca Massa Untuk Setiap Alat Dengan Alur Maju LA.1.1 Tangki Pelarutan (M-101) Fungsi tangki pencampur I (M-101) adalah tempat terjadinya pelarutan antara gula dengan air dengan perbandingan 200kg gula/1000kg air, serta penambahan filter aid (hyflo supercel) dengan perbandingan 0,6kg/1000kg larutan gula yang berfungsi sebagai

Universitas Sumatera Utara

pelapis pada filter paper untuk menyaring karbon aktif dan kotoran yang terdapat dalam larutan gula, dan penambahan karbon aktif dengan perbandingan 0,44kg/1000kg larutan gula yang berfungsi untuk menyerap bau dan warna dari larutan gula sehingga diperoleh larutan gula yang standar. ((Quality management system PT.Coca cola Indonesia, 2010).

Hyflo supercel

Gula

F3

F2 Air

F

F4

1

Karbon Aktif

(M-101) F5

Larutan Gula

Tabel LA.1 Komposisi Gula pada pembuatan Minuman Berkarbonasi Rasa Nenas Komposisi

Nilai (%)

Berat (Kg)

99,8

73,3972

Tembaga (Cu)

0,05

0,0368

Timbal (Pb)

0,05

0,0368

Arsen (As)

0,1

0,0735

100

73,5443

Sukrosa Mineral :

Total (Sumber : SNI, 2006)

Neraca massa total : F5 = F1 + F2 + F3 + F4


Neraca massa komponen : 1) Neraca massa komponen pada alur 1, sebagai berikut : 1 Fair =

100 × massa gula 20

1 Fair = 5 x73,5443kg 1 Fair = 367,7215kg

2) Neraca massa komponen pada alur 2, sebagai berikut : 20 x F1 100 = 0,2 x 367,7215 kg kg = 73,5443 kg

2 FGula =

Untuk komposisi gula pada Tabel LA.1, sebagai berikut : a) Sukrosa  99,8  2 2 FSukrosa = x F  100  = 0,998 x 73,5443 kg = 73,3972 kg

b) Mineral b.1) Tembaga (Cu) 0, 05 x F2 100 = 0,0005 x 73,5443 kg = 0,0368 kg

2 FTembaga (Cu) =

b.2) Timbal (Pb)


0, 05 x F2 100 = 0,0005 x 73,5443 kg = 0,0368 kg

2 FTimbal (Pb) =

b.3) Arsen (As)  0,1  2 2 FArsen (As) =  x F 100   = 0,001 x 73,5443 kg = 0,0735 kg

3) Neraca massa komponen pada alur 3, sebagai berikut : Adapun hyflo supercel yang ditambahkan pada pembuatan minuman berkarbonasi adalah 0,60 kg/1000 kg larutan

yang berfungsi sebagai

media filter untuk

memperkecil luas permukaan dari filter paper, sehingga karbon aktif dapat tersaring di filter paper (PT.Coca Cola, 2008). 3 FHyflo supercel =

0,6 kg x (F1 + F2 ) 1000 kg larutan

= 0,0006 x (367,7215 + 73,5443) kg = 0,2648 kg

4) Neraca massa komponen pada alur 4, sebagai berikut : karbon aktif yang ditambahkan pada pembuatan minuman berkarbonasi adalah 0,44 kg/ 1000 kg larutan yang berfungsi untuk mengadsorbsi bau dan warna dari larutan gula tersebut, sehingga diperoleh larutan gula yang standar (PT.Coca Cola, 2008).


0,44 x (F1 + F2 ) 1000 = 0,0004 x (367,7215 + 73,5443 kg) = 0,1942 kg

4 Fkarbon aktip =

Tabel LA.2 Neraca Massa Pada Tangki Pencampur I (M-101) Masuk (kg)

Keluar (kg)

Komponen

Air Gula

F1

F2

F3

F4

F5

367,7215

-

-

-

-

-

73,3972 -

-

-

-

Mineral : Tembaga (Cu)

-

0,0368

-

-

-

Timbal (Pb)

-

0,0368

-

-

-

Arsen (As)

-

0,0735

-

-

-

Hyplo Supercel

-

0,2648

-

-

Karbon aktip

-

-

0,1942

-

Larutan Gula

-

-

-

441,7247

Total

441,7247

441,7247


LA.1.2 Filter Press (FP-101) Fungsinya untuk menghilangkan kandungan karbon aktif dan Hyplo supercel dari larutan gula, prosesnya adalah larutan gula dialirkan ke filter press dengan melewati filter paper dan diresirkulasi sampai larutan gula tidak berwarna atau bening. Di dalam filter press diharapkan kandungan karbon aktif dan hyplo supercel tersaring secara sempurna, sehingga diperoleh larutan gula yang standar, sedangkan kandungan hyflo supercell dan karbon aktif yang tertinggal di filter press dialirkan ke dalam bak penampung (B-101) sebagai sludge/limbah

Larutan Gula

F5 (FP-101)

F7

Sirup

F6 Sludge Neraca massa total : F5 = F6 + F7 Neraca massa komponen : 1) Neraca massa komponen pada alur 6, sebagai berikut : a) Sludge F6 = F2 + F3 + F4 = 0,1471 + 0,2648 + 0,1942 6 FSludge = 0,6060 kg

2) Neraca massa komponen pada alur 5, sebagai berikut : a) Sirup


F5 = F6 + F7 7 F= F5 − F6

F7 = (441,7247 - 0,6060) kg = 441,1187 kg

Tabel LA.3 Neraca Massa Pada Filter Press (FP-101) Masuk (kg)

Keluar

Komponen F5

F6

F7

441,7247

-

-

Sludge

-

0,6060

-

Sirup

-

-

441,1187

Larutan Gula

Total

441,7247

441,1187

LA.1.3 Tangki final sirup (M-102) Pada tangki pencampur II (M-102) terjadi pencampuran sirup dengan bahan tambahan yang digunakan dalam pembuatan minuman berkarbonasi. Banyaknya air yang ditambahkan sebanding dengan 4 kali terhadap larutan sirup dan banyaknya konsentrate yang ditambahkan pada pembuatan minuman berkarbonasi rasa nenas 100 kg/ 1000 kg larutan terhadap larutan sirup

(PT.Coca Cola, 2010).


Konsentrat Air Sirup

F9 F8

F7 M-102

F10

Final Sirup

Neraca massa total : F10 = F7 + F8 + F9 Neraca massa komponen : 1) Neraca massa komponen pada alur 8, sebagai berikut : a) Air 8 7 FAir = 4 x Fsirup kg

= 4 x 441,1187 kg = 1764,4748 kg 2) Neraca massa komponen pada alur 9, sebagai berikut : 9 7 = 4 x Fsirup FKonsentrate kg

=

100 kg x 441,1187 kg 1000 kg larutan

= 44,1119 kg

Tabel LA.4 Komposisi Konsentrat pada Tangki Konsentrat (TT-104) Komposisi

Nilai (%)

Nilai (kg)

Etil Butirat

85

37,4951

Sunset Yellow FCF CI

10

4,4112


Asam Sitrat Total

5

2,2056

100

44,1119

(Sumber : PT.Coca Cola, 2010)

Tabel LA.5 Neraca Massa Pada Tangki final sirup (M-102) Masuk (kg)

Keluar (kg)

Komponen F7

F8

F9

F10

441,1187

-

-

-

Air

-

1764,4748

-

-

Konsentrate

-

-

44,1119

-

Final Sirup

-

-

-

2249,7054

Sirup

Total

2249,7054

2249,7054

LA.1.4 Cooler (E-101) Hasil pencampuran didinginkan dengan alat cooler sampai dengan

suhu 5

O

C dengan media pendingin ciller water menggunakan tetra fluoro ethena (CH2FCF3). hal

ini dilakukan karena semakin rendah temperatur pencampuran, maka semakin tinggi proses adsorbsi CO2. Di dalam unit ini tidak terjadi perubahan massa pada final sirup. Final Sirup

F10

E-101

F11

Final Sirup

Neraca massa total :


F10 = F11 Neraca massa komponen : 1) Neraca massa komponen pada alur 10, sebagai berikut : a) Final Sirup 10 FFinal Sirup = 2249, 7054 kg

Tabel LA.6 Neraca Massa Pada cooler (E-101) Masuk (kg)

Keluar (kg)

F10

F11

2249,7054

2249,7054

Komponen

Final Sirup Total

2249,7054

LA.1.5 Tangki Karbonator (TT-101) Pada tangki karbonator (TT-101) terjadi proses karbonasi antara fase liquid final sirup dengan fase gas CO2 dan diarapkan gas CO2 teradsorbsi ke dalam sirup. Banyaknya gas CO2 yang di transfer ke tangki karbonator dengan perbandingan 9,91/ 1000 kg larutan terhadap larutan final sirup

Final Sirup

(PT.Coca Cola, 2010). F11 TT-101 F13

Gas CO2

F12

Minuman Berkarbonasi Rasa Nenas



F11 + F12 = F13 Neraca massa komponen : 1) Neraca massa komponen pada alur 12, sebagai berikut : a) Gas CO2 12 FGas CO 2 =

9,91 kg 11 x Ffinal sirup kg 1000 kg larutan

9,91 x 2249,7054 kg 1000 = 22,2946 kg

=

Tabel LA.7 Neraca Massa Pada Tangki Karbonator (TT-101) Masuk (kg)

Keluar (kg)

Komponen F11

F12

F13

2249,7054

-

-

Gas CO2

-

23,0219

-


-

-

2272,7273

Final Sirup

Total

2272,7273

2272,7273

LA.1.6 Tangki Filler (TF-101) Pada tangki filler (TF-101) merupakan unit pengisian produk minuman berkarbonasi rasa nenas, di mana di dalam unit tersebut tidak terjadi perubahan massa pada komposisi minuman berkarbonasi rasa nenas yang dihasilkan. Minuman Berkarbonasi Rasa Nenas

F13

TF-101

F14




F13 = F14 Neraca massa komponen : 1) Neraca massa komponen pada alur 14 sebagai berikut : a) Minuman Berkarbonasi Rasa Nenas 13 14 F= F= 2272 kg Minuman berkarbonasi rasa nenas Minuman berkarbonasi rasa nenas

Tabel LA.8 Neraca Massa Pada Packaging Masuk (Kg)

Keluar (kg)

F13

F14


2272,7273

2272,7273

Total

2272,7273

2272,7273

Komponen

LA.1.7 Gudang Produk Minuman Berkarbonasi Rasa Nenas (G-102) Minuman berkarbonasi yang dihasilkan di simpan di dalam gudang produk minuman berkarbonasi rasa nenas (G-102), di mana di dalam gudang produk tersebut tidak terjadi perubahan massa pada komposisi minuman berkarbonasi rasa nenas yang dihasilkan. Minuman Berkarbonasi Rasa Nenas

F14

G-102

F15


Neraca massa total : F15 = F14

Neraca massa komponen : 1) Neraca massa komponen pada alur 14, sebagai berikut :


a) Minuman Berkarbonasi Rasa Nenas 15 14 F= F= 2272 kg Minuman berkarbonasi rasa nenas Minuman berkarbonasi rasa nenas

Tabel LA.9 Neraca Massa Pada Gudang Produk Minuman Berkarbonasi Rasa Nenas (G102)

Masuk (Kg)

Keluar (kg)

F14

F15


2272

2272

Total

2272,7273

2272,7273

Komponen


LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA ENERGI

Dasar Perhitungan

= 1 jam operasi

Suhu Referensi

= 25 oC (298 oK)

Satuan Perhitungan

= kiloJoule (kJ)

LB.1 Penentuan Neraca Panas Persamaan Neraca Panas : Panas masuk = Panas keluar + Akumulasi Asumsi

: Keadaan steady state, akumulasi = 0

Maka

: Panas masuk = Panas keluar

Panas sensible bahan masuk dan keluar dihitung dengan persamaan : T2

Q=H =N

∫ Cp dT

(Smith, dkk, 1996)

T1

Dimana :

LB.3

N

= mol (kmol)

Cp

= kapasitas panas (kJ/mol. K)

T

= temperatur (OK)

Perhitungan Neraca Panas Pada Masing-Masing Unit

LB.3.1 Tangki Pencampur I (M-101)


Pada tangki pencampur I (M-101) terjadi pelarutan gula, penambahan filter aid (hyflo supercel) dan penambahan karbon aktip (PT.Coca Cola, 2010). Pada tangki pencampur I tidak terjadi perubahan panas. Gula O 30 C ; 1 atm Air O 30 C ; 1 atm

F2

Hyflo supercel 30 OC ; 1 atm F3 F

F1

Karbon Aktip 30 OC ; 1 atm

4

(M-101)

F

5

Larutan Gula 30 OC ; 1 atm

Tabel LB.1 Panas yang di bawa oleh Komponen air pada Alur I dengan Suhu 30OC (303 O K)

m Komposisi (kg) Air

367,7215 Total

BM

Q = (m/BM).Cp . ∆T

Cp

(kg/kgmol) (kJ/kmol OK) 18

75,33

367,7215

(kJ) 7694,5724 7694,5724

(Sumber : McCabe, 1999 dan Tabel LA.1, Lampiran A)

Tabel LB.2 Panas yang di bawa oleh Komponen Gula pada Alur II dengan Suhu 30OC (303 OK)

Nilai

m

(%)

(kg)

Komposisi

BM

Q = (m/BM).Cp . ∆T

Cp

(kg/kgmol) (kJ/kmol OK)

(kJ)


Sukrosa

99,8

73,3972

254

357,16

516,0343

Tembaga (Cu)

0,05

0,0368

63,546

24,4

0,0707

Timbal (Pb)

0,05

0,0368

82

44,26

0,0993

Arsen (As)

0,1

0,0735

74,992

25,7

0,1259

Total

100

73,5443

-

-

516,3302

Mineral :

(Sumber : SNI, 2006 dan Tabel LA.1, Lampiran A)

Tabel LB.3 Panas yang di bawa oleh Komponen Hyplo pada Alur III dengan Suhu 30 OC (303 OK) m Komposisi (kg)

BM

Q = (m/BM).Cp . ∆T

Cp


(kJ)

Hyplo Supercel

0,2648

1495,75

2910

2,5759

Total

0,2648

-

-

2,5759

(Sumber : Tabel LA.2, Lampiran A) Tabel LB.4 Panas yang di bawa oleh Komponen Karbon Aktif pada Alur IV dengan Suhu 30 OC (303 OK)

m Komposisi (kg) Karbon aktip Total

BM

Q = (m/BM).Cp . ∆T

Cp


(kJ)

0,1942

12

9,75

0,7889

0,1942

-

-

0,7889

(Sumber : Tabel LA.2, Lampiran A)


Perhitungan neraca panas pada tangki pencampur I (M-101) : a) Panas yang masuk ke tangki pencampuran I (M-101) pada suhu 30 OC (303 O

K)

 (Qin)air

= 7694,5724 kJ

 (Qin)gula

= 516,3302 kJ

 (Qin)Hyplo supercel = 2,5759 kJ  (Qin)Karbon aktif

= 0,7889 kJ

b) Panas yang keluar dari tangki pencampur I (M-101) pada suhu 30 OC (303 O K)  (Qout)larutan gula

=

∑Q

in

= (7694,5724 + 516,3302 + 2,5759 + 0,7889) kJ = 8214,2674 kJ c) Panas yang di serap (QSerap)  (QSerap)

= Qout - Qin = ((8214,2674) kJ – (7694,5724 + 516,3302 +

2,5759

+ 0,7889)) kJ = 0 kJ Tabel LB.5 Perhitungan Neraca Panas pada Tangki Pencampur I (M-101)

Masuk

Keluar

(kJ)

(kJ)

7.694,5724

-

516,0343

-

Komposisi Air Sukrosa Mineral


Tembaga (Cu)

0,0707

-

Timbal (Pb)

0,0993

-

Arsen (As)

0,1259

-

Hyplo Supercel

2,5759

-

Karbon Aktif

0,7889

-

Larutan Gula

-

8.214,2674

Panas yang di serap (Qserap)

0

-

8.214,2674

8.214,2674

Total

LB.3.2 Filter Press (FP-101) Larutan gula dialirkan ke filter press dengan melewati filter paper dan diresirkulasi sampai larutan gula tidak berwarna atau bening

(PT.Coca

Cola,2010). Pada unit ini tidak terjadi perubahan panas. Larutan Gula 30 OC ; 1 atm

F5 (FP - 101)

F7

Sirup 30 OC ; 1 atm

F6 Sludge 30 C ; 1 atm O

Perhitungan neraca panas pada filter press (FP-101) : a) Panas yang masuk ke filter press (FP-101) pada suhu 30 OC (303 OK)  (Qin)Larutan gula

= 8214,2674 kJ


b) Panas yang keluar dari filter press (FP-101) pada suhu 30 OC (303 OK)  (Qout)Sludge

=

∑Q

in mineral pada gula

+

∑Q

in hyplo

+

∑Q

in karbon aktip

= ((0,0707 + 0,0993 + 0,1259) +

(2,5759

+0,7889) kJ = 3,6607 kJ  (Qout)Sirup

= (Qin)larutan - (Qout)Sludge = (8214,2674 – 3,6607) kJ = 8210, 6067 kJ

c) Panas yang di serap (QSerap)  (QSerap)

= ((∑ Qout ) − Qin ) = ((3,6607 + 8210,6067) kJ – 8214,2674) kJ = 0 kJ

Tabel LB.6 Perhitungan Neraca Panas pada Filter Press (FP-101) Masuk

Keluar

(kJ)

(kJ)

Komposisi

Larutan Gula

8.214,2674

-

-

Sludge

-

3,6607

-

Sirup

-


0

Total

8.214,2674

8210,6067 -

8.214,2674


LB.3.3 Tangki Pencampur II (M-102) Pada tangki pencampur II (M-102) terjadi pencampuran sirup dengan bahan tambahan yang digunakan dalam pembuatan minuman berkarbonasi (PT.Coca Cola, 2010). Pada unit ini tidak terjadi perubahan panas. F8

Air 30 C ; 1 atm O

F9

Sirup 30 C ; 1 atm O

F7 M-102

Konsentrate 30 OC ; 1 atm F10

Final Sirup 30 OC ; 1 atm

Tabel LB.7 Panas yang di bawa oleh Komponen Air pada Alur VIII dengan Suhu 30 OC (303 OK) m

BM

Cp

Q = (m/BM).Cp . ∆T

Komposisi (kg) Air Total


(kJ)

1.764,4748

18

75,33

36.921,6352

1.764,4748

-

-

36.921,6352

(Sumber : McCabe, 1999 dan Tabel LA.5, Lampiran A)

Tabel LB.8 Panas yang di bawa oleh Komponen Konsentrate pada Alur IX dengan Suhu 30 OC (303 OK) Nilai

m

BM

Cp

Q = (m/BM).Cp . ∆T

(%)

(kg)

(kg/kgmol)

(kJ/kmol OK)

(kJ)

85

37,4951

128

48,277

70,7090

Komposisi

Etil butirat


Sunset yellow FCF CI

10

4,4112

452,37

1026,88

50,0671

Asam Sitrat

5

2,2056

192,13

226,5

13,0008

100

44,1119

-

-

133,7769

Total

(Sumber : http://www.scribd.com/doc/73538610/6/NO-NAMA-SIFAT-FISIKA-SIFATKIMIA-KEGUNAAN-EFEK-SAMPING, 2000, http://id.wikipedia.org/wiki/Asam_sitrat, 2002, PT.Coca Cola, 2008 dan Yaws, 2008 dan Tabel LA.5, Lampiran A)

Perhitungan neraca panas pada tangki pencampur II (M-102) a) Panas yang masuk ke tangki pencampur II (M-102) pada suhu 30 OC (303 OK)  (Qin)Sirup

= 8210,6067 kJ

 (Qin)Air

= 36921,6352 kJ

 (Qin)konsentrate

= 133,7769 kJ

b) Panas yang keluar dari tangki pencampur II (M-102) pada suhu 30 OC (303 O K)  (Qout) final sirup =

∑Q

in

= Qin sirup + Qin air + Qin konsentrate = (8210, 6067 + 36921, 6352 + 133, 7769) kJ = 45.266,0188 kJ

c) Panas yang di serap (QSerap)

= Qout - Qin = 45.266,0188 – (8210,6067 + 36.921,6352 + 133,7769) kJ = 0 kJ


Tabel LB.9 Perhitungan Neraca Panas pada Tangki Pencampur II (M-102) Masuk

Keluar

(kJ)

(kJ)

Sirup

8.210,6067

-

Air

36.921,6352

-

Konsentrate

133,7769

-

Final Sirup

-

45.266,0188


0

-

45.266,0188

45.266,0188

Komposisi

Total

LB.3.4 Cooler (E-101) Hasil pencampuran didinginkan (final sirup) dengan unit ini sampai dengan kondisi operasi temperatur 5 OC dan tekanan 1 atm dengan media pendingin tetra fluoro ethena (CH2FCF3). CH2FCF3 (gas) -5 OC ; 1 atm Final Sirup 30 OC ; 1 atm

F10

(E-101)

F11


CH2FCF3 (gas) 4 OC ; 1 atm

Perhitungan neraca panas pada cooler (E-101) a) Panas yang masuk ke cooler (E-101) pada suhu 30 OC (303 OK)


 (Qin)Final sirup

= 45.266,0188 kJ

b) Panas yang keluar dari cooler (E-101) pada suhu 5 OC (278 OK)  (Qout)final sirup=

Qin x ∆T = 45.266, 0188 (278 - 303) kJ = -1.131.650,4700 kJ

c) Panas yang di lepas (Qlepas)

= Qout - Qin = (-1.131.650,4700 – (45.266,0188)) kJ = -1.176.916,4888 kJ

d) Jumlah refrigrant (CH2FCF3) yang dibutuhkan (m) Tetra fluoro ethena (CH2FCF3) pada suhu -5 OC (268 OF ) dan keluar pada suhu 4 OC (277 OK). dimana : Cp Tetra fluoro ethena (CH2FCF3) pada suhu -5 OC (23 OF) dan tekanan 14,671 Psi (1 atm) = 0,1898 BTU/lb OR (Tillner-Roth dan Baehr, 1994) Konversi : 1 J/kg

= 4,301 x 10-4 BTU/lb

1 OC

= 4/5 OR

Sehingga :


0,1898

BTU 1 J/kg = O lb R 4,301 x 10-4 BTU/lb O R = 441,3 J/kg O R = 0,4413 kJ/kg O R

Maka : m= =

Q Lepas Cp .ΔT −1.176.916, 4888 kJ  kJ 4 0,4413 x (5 - 30) O C x O kg R  5

O O

R   C 

−1.176.916, 4888 kJ kJ 8.86 kg = 132.834,8181 kg =

Tabel LB.10 Perhitungan Neraca Panas Pada Cooler (E-101) Masuk

Keluar

(kJ)

(kJ)

45.266,0188

-1.131.650,4700

-1.176916,4888

-

-1.131.650,4700

-1.131.650,4700

Komposisi

Final Sirup Panas yang di lepas (Qlepas) Total

LB.3.5 Tangki Karbunator (TT-101) Pada tangki karbonator (TT-101) terjadi kabonasi antara fase liquid final sirup dengan fase gas CO2 dan diharapkan gas CO2 teradsorbsi ke dalam sirup pada kondisi operasi temperatur 8 OC dan tekanan 1 atm (PT.Coca Cola, 2010).



F11

(TT- 101)

F13


F12

Gas CO2 5 OC ; 1 atm

Tabel LB.11 Panas yang di bawa oleh Komponen Gas CO2 pada Alur XII dengan Suhu 5 OC (278 OK)

m

BM

Q = (m/BM).Cp . ∆T

Cp

Komposisi (kg/kgmol) (kJ/kmol OK)

(kg) Gas CO2 Total

(kJ)

22,2946

28

37,11

-590,9661

22,2946

-

-

-590,9661

(Sumber : Patnaik, 2003 dan Tabel LA.7, Lampiran A)

Perhitungan neraca panas pada tangki karbunator (TT-101) a) Panas yang masuk ke tangki karbunator (TT-101) pada suhu 5 OC (278 OK)

 (Qin)Final sirup

= -1.131.650,4700 kJ

 (Qin)CO2

= -590,9661 kJ

b) Panas yang keluar dari tangki karbunator (TT-101) pada suhu 8 OC (281 OK)

 (Qout)minuman berkarbonasi rasa nenas =

∑Q

in

x ∆T


= {−1131650, 4700 + ( − 590,9661)} kJ x (281 - 278) = − 3.396.724,3083 kJ c) Panas yang di serap (QSerap)

= Qout − ∑ Qin

= -3.396.724,3083 kJ - {-1131650, 4700 + (-590,9661)} kJ = -2.264.482,8722 kJ

Tabel LB.12 Perhitungan Neraca Panas Pada Tangki Karbunator (TT-101) Masuk

Keluar

(kJ)

(kJ)

-1.131.650,4700

-

-590,9661

-

-

-3.396.724,3083

Komposisi Final Sirup Gas CO2 Minuman Berkarbonasi Rasa Nenas Panas yang di serap (Qserap)

-2.264.482,8722

Total

-3.396.724,3083

-3.396.724,3083

LB.3.6 Tangki Filler (TF-101) Pada tangki filler (TF-101) merupakan unit pengisian produk minuman berkarbonasi rasa nenas, dimana pada unit ini tidak terjadi perubahan panas (PT.Coca Cola, 2010). Minuman Berkarbonasi Rasa Nenas 8 OC ; 1 atm

F13

(TF-101)

F14

Minuman Berkarbonasi Rasa Nenas 8 OC ; 1 atm


Perhitungan neraca panas pada tangki filler (TF-101) a) Panas yang masuk ke tangki filler (TF-101) pada suhu 8 OC (281 OK)

 (Qin)minuman berkarbonasi rasa nenas

= -3.396.724,3083 kJ

b) Panas yang keluar dari tangki filler (TF-101) pada suhu 8 OC (281 OK)

 (Qout)minuman berkarbonasi rasa nenas

= Qin = -3.396.724,3083 kJ

c) Panas yang di serap (QSerap)

= Qout − ∑ Qin = -3.396.724,3083 kJ - (-3.396.724,3083) = 0 kJ

Tabel LB.13 Perhitungan Neraca Panas Pada Tangki Filler (TF-101) Masuk

Keluar

(kJ)

(kJ)

-3.396.724,3083

-3.396.724,3083

0

-

-3.396.724,3083

-3.396.724,3083

Komposisi Minuman berkarbonasi rasa nenas Panas yang di serap (Qserap) Total

LB.3.7 Gudang Produk Minuman Berkarbonasi Rasa Nenas (G-102)


Minuman berkarbonasi yang dihasilkan di simpan di dalam gudang produk minuman berkarbonasi rasa nenas (G-102) dengan kondisi temperatur kamar

(30

O

C) dan tekanan 1 atm.


F14

(G-102)

F15


Perhitungan neraca panas pada gudang produk (G-102) a) Panas yang masuk ke gudang produk (G-102) pada suhu 8 OC

(281 OK)

 (Qin)minuman berkarbonasi rasa nenas = -3.396.724,3083 kJ

b) Panas yang keluar dari gudang produk (G-102) pada suhu 30 OC

 (Qout)minuman berkarbonasi= rasa nenas

∑Q

in

(303 OK)

x ∆T

= -3.396.724,3083 kJ x (303 - 281) = - 74.727.934,7826 kJ c) Panas yang di serap (QSerap)

= Qout − ∑ Qin = -74.727.934,7826 kJ kJ - (-3.396.724,3083) = -71.331.210,4743 kJ


Tabel LB.14 Perhitungan Neraca Panas Pada Gudang Produk Minuman Berkarbonasi RasaNenas (G-102)

Masuk

Keluar

(kJ)

(kJ)

Minuman berkarbonasi rasa nenas

-3.396.724,3083

-74.727.934,7826


-71.331.210,4743

Komposisi

Total

-74.727.934,7826

-74.727.934,7826


LAMPIRAN C SPESIFIKASI ALAT

LC.1 Gudang Bahan Baku (G-101) Fungsi

: Tempat menyimpan gula untuk keperluan proses selama 10 hari

Jenis

: Prisma tegak segi empat

Bahan Konstruksi

: Dinding beton dan atap seng

Jumlah

: 1 unit.

Temperatur (T)

: 30 oC (303 OK).

Tekanan (P)

: 1 atm.

Perhitungan perencanaan desain gudang : a. Volume gudang (VG) Kebutuhan gula (F2)

= 73,5443 kg/jam (Tabel LA.1, Lampiran A)

Kebutuhan untuk 1 hari

= 73,5443 kg/jam x 24 jam/hari = 1.765,0632 kg/hari


= 1.765,0632

kg x 10 hari hari

= 17.650,6320 kg Densitas gula rata - rata (ρ)

= 15,8316 kg/m3 = 0,9884 lb/ft3


(SNI, 2006, Patnaik, 2003 dan Tabel LA.1, Lampiran A) Volume gula (VC)

17.650, 6320 kg 15,8316 kg/m3

=

= 1.114,8988 m3 Faktor kelonggaran (fk)

= 20%

Volume gudang (VG)

= (1 + 0,2) x 1.114,8988 m3 = 1.337,8786 m3

Direncanakan gudang bahan baku dengan perbandingan : 1) Panjang gudang : Lebar gudang = 1 : 1 2) Panjang gudang : Tinggi gudang = 2 : 1 3) Lebar gudang : Tinggi gudang

=2:1

Sehingga : Volume gudang (VG) = p x l x t = 2t x 2t x t = 4t3 1.337,8786 m3

= 4t3 1.337,8786  =   4 

t

1

3

= 6,9415 m Sehingga desain gudang yang digunakan : 

Tinggi gudang = 6,9415 m



Panjang gudang = 2.t = 2 x 6,9415 m = 13,883 m



Lebar gudang = Panjang gudang = 6,9415 m

 LC.2 Bucket Elevator (BE-101) Fungsi

: Mengangkut gula dari gudang bahan baku gula ke tangki pencampur I (M-101).

(G-101)


Jenis

: Centrifugal discharge buckets

Bahan

: Malleable-iron

Jumlah

: 1 unit

Temperatur

: 30 OC (303 OK)

Tekanan

: 1 atm

Perhitungan perencanaan desain bucket elevator : a) Spesifikasi peralatan Laju bahan yang diangkut (F2) = 73,5443 kg/jam = 0,0204 kg/det (Tabel LA.1, Lampiran A) = 1.765,0632 kg/hari = 1,7650 ton/hari Faktor kelonggaran (fk)

= 12 %

(Tabel 28-8, Perry, dkk, 1999)

Kapasitas

= (1 + 0,12) x73,5443 kg/jam = 82,3696 kg/jam = 0,0229 kg/det

Dari Tabel.21-8, Perry, dkk (1999), untuk bucket elevator dengan kapasitas ≤ 14 ton/jam, spesifikasi peralatan sebagai berikut :

1) Tinggi elevator

= 25 ft = 7,6196 m

2) Ukuran bucket

= (6 x 4 x 4¼) in = 102 in = 2,5908 m

3) Jarak antar bucket

= 12 in = 0,3048 m

4) Kecepatan bucket

= 225 ft/menit = 68,5766 m/menit = 1,1429 m/det

5) Kecepatan putaran

= 43 putaran per menit

6) Lebar belt

= 7 in = 0,1778 m =17,78 cm

b) Power bucket elevator (P)

(Peters & Timmerhaus,1976)


Dimana:

P = Daya (kW) m = Laju alir massa (kg/det) ∆Z = Tinggi conveyor (m)

Dari perhitungan di atas di dapat : m = 0,0229 kg/det ∆Z = 25 ft = 7,6196 m Sehingga : P = 0,07 x (0,0229 kg/det)0,63 x 7,6196 m = 0,0494 kg m/det = 0,0494.10-3 kW Sebab : 1 hp = 0,7457 kW Sehingga : P = 0,0662. 10-3 hp Jadi, daya bucket elevator yang digunakan adalah 1/20 hp atau 0,05 hp.

LC.3 Tangki Hyplo Supercell (TT-102) Fungsi

: Tempat menyimpan hyplo supercell untuk keperluan proses selama 10 hari

Jenis

: Silinder tegak dengan alas dan head ellipsoidal

Bahan Konstruksi

: Stainless steel, SA-240, Grade A, Type 410

Jumlah

: 1 unit

Temperatur (T)

: 30 oC (303 OK)

Tekanan (P)

: 1 atm


Hh

HT

HS

HC DT

Gambar LC.1 Ukuran Tangki Hyplo Supercell (TT-101)

Perhitungan perencanaan desain tangki : a) Volume tangki (VT) Kebutuhan hyplo supercell (F3) = 0,2648 kg/jam (Tabel LA.2, Lampiran A) Kebutuhan untuk 1 hari

= 0,2648 kg/jam x 24 jam/hari = 6,3552 kg/hari

Kebutuhan untuk 10 hari (F’) = 6,3552 kg/hari x 10 hari = 63,552 kg Densitas hyplo supercell ( ρ ) = 1.033,8 kg/m3

(Yaws, 2008)

= 64,54 lbm/ft3 = 0,0373 lbm/in3 1) Volume bahan (VC) VC =

F'

ρ

=

63,552 kg = 0,0615 m3 3 1.033,8 kg/m

Faktor kelonggaran (fk) = 20% 2) Volume tangki (VT)

= (1 + 0,2) x VC = 1,2 x 0,0615 m3 = 0,0738 m3


b) Tinggi tangki (HT) dan tinggi cairan dalam tangki (HC) 1) Volume silinder (VS) Vs =

π 2 D t Hs 4

Direncanakan : - Tinggi silinder (Hs) : Diameter (Dt) = 1 : 2 - Tinggi head (Hh) : Diameter (Dt)

=1:4

Maka : Vs =

π 2  1  π 3 Dt x  Dt  = Dt 4 8  2 

2) Volume head tangki ellipsoidal (Vh) Vh =

π 2 π 1 π 3  1  R = x D 2t x  D t  = Dt 3 3 2  4  24

3) Volume tangki (Vt) Vt = Vs + 2Vh =

π

π  D3t + 2  D3t = 8  24 

5π 3 Dt 24

0,0738 m3 = 0,6542 Dt3 1/3

 VT  D= =    0, 6542 

1/3

 0, 0738 m3  0,4832 m =   0, 6542 

Sehingga desain tangki yang digunakan : Diameter tangki (Dt)

= 0,4832 m = 1,5854 ft = 19,0236 in

Jari-jari tangki (R)

= ½ x 0,4832 m = 0,2416 m = 9,5118 in

Tinggi silinder (Hs)

= 1/ 2 x D t = 0,5 x 0,4832 m = 0, 2416 m


Tinggi head ellipsoidal (Hh) = 1/ 4 x D t = 0,25 x 0,4832 m

= 0,1208 m 4) Tinggi tangki (HT) = Hs + Hh = (0,2416 + 0,1208) m = 0,3624 m 5) Tinggi cairan dalam tangki (Hc) Hc =

VC x H T VT

=

0, 0615 m3 x 0,3624 m = 0,302 m = 11,8897 in 0, 0738 m3

c) Tekanan desain (Pdesain) Po = 1 atm = 14,696 psia Phidrostatis

= ρ ( H C −1) = 0,0373 lbm/in 3 (11,8897 - 1) in = 0, 4062 lb/in 2

Dimana : 1 lbm/in2 = 1 psia Sehingga : Phidrostatis

= 0,4062 psia

Poperasi

= Po + Phidrostatis = 14,696 psi + 0,4062 psia = 15,1022 psia

Pdesain

= (1 + fk) Poperasi

Dimana : faktor keamanan (fk) = 0,2 % Sehingga Pdesain

: = (1 + 0,2) x 15,1022 psia = 18,1226 psia

d) Tebal silinder tangki (d)


Direncanakan Tebal silinder tangki menggunakan bahan konstruksi Stainless steel, SA-240, Grade A, Type 410, sebagai berikut (Brownell & Young, 1959) :

Faktor korosi (C)

= 0,0042 in/thn

Allowable working stress (S)

= 16.250 lb/in2

Efisiensi sambungan (E)

= 0,85

Umur alat (A) direncanakan= 10 tahun Tebal silinder (d) =

PxR + (C x A) S .E − 0, 6 P


Dimana : d = tebal tangki bagian silinder (in) P = tekanan desain (psi) R = jari-jari dalam tangki (in) = D/2 S = stress yang diizinkan E = Efisiensi sambungan

d=

18,1226 x 9,5118 psia.in + (0, 0042 in/tahun x 10 tahun) (16.250 lbm/in 2 x 0,85) − 0, 6 x 18,1226 psia

d =

172,3785 psia.in + 0,042in = 0,0545 in 13.812,5 psia - 10,8736 psia

Maka di pilih tebal silinder tangki 1/10 in atau 0,1 in.


e) Tebal head tangki (dh) Direncanakan tebal head tangki menggunakan bahan konstruksi Stainless steel, SA-240, Grade A, Type 410, sebagai berikut (Brownell & Young, 1959) :

Faktor korosi (C)

= 0,0042 in/thn


= 16.250 lb/in2


= 0,85

Umur alat (A) direncanakan

= 10 tahun

Tebal head tangki (dh) =

P x Dt + (C x A) 2S.E - 0,2P (Peters & Timmerhaus,1976)

Dimana : dh = tebal head tangki (in) Dt = diameter tangki (in) S = stress yang diizinkan E = Efisiensi sambungan dh = 18,1226 psia x 19, 0236 in in + (0, 0042 x 10 tahun) 2 2(16.250 lbm/in x 0,85) − (0, 2 x 18,1226 psia) tahun

=

344, 7571 psia.in + 0, 042 in = 0,0545 in 27.625,0 psia - 3, 6245 psia

Maka di pilih tebal head tangki 1/10 in atau 0,1 in. Head terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki.


LC.4 Screw Conveyor (SC-101) Fungsi

: Alat transportasi untuk bentuk fraksi butiran atau powder dari bahan hyplo supercell

Jenis

: Horizontal screw conveyor

Bahan konstruksi

: Mounted sectional spiral flights

Jumlah

: 1 unit

Perhitungan perencanaan desain screw conveyor : a) Kapasitas conveyor (FC) Laju alir hyplo supercell (F3) = 0,2648 kg/jam = 0,7355.10-4kg/det = 6,3552 kg/hari (Tabel LA.2, Lampiran A)

Densitas hyplo supercell ( ρ ) = 1.033,8 kg/m3 = 64,54 lbm/ft3 = 0,0373 lbm/in3

(Yaws, 2008)

Dimana : Faktor keamanan (fk) = 20 % Sehingga : FC = (1 + 0,2) x F = 1,2 (6,3552 kg/hari) = 7,6262 kg/hari Sebab : 1 ton = 1000 kg


Sehingga : FC = 0,0076 ton/hari Dari Tabel 21-6 (Perry, dkk, 1999), diperoleh data screw conveyor berdasarkan kapasitas ≤ 5 ton/hari, sebagai berikut : 1)

Diameter tingkat

= 9 in

2)

Diameter pipa

= 2.1/2 in

3)

Pusat gantungan

= 10 ft

4)

Kecepatan motor


5)

Diameter bagian umpan = 6 in

6)

Panjang

= 15 ft

7)

Daya screw conveyor

= 0,43 hp

Daya screw conveyor yang digunakan ½ hp atau 0,5 hp.

LC.5 Tangki Karbon Aktif (TT-103) Fungsi

: Tempat menyimpan karbon aktif untuk keperluan proses selama 10 hari

Jenis

: Silinder tegak dengan kerucut dan head ellipsoidal

Bahan Konstruksi


Jumlah

: 1 unit

Temperatur (T)

: 30 oC (303 OK)

Tekanan (P)

: 1 atm


Hh

HT

HS

HC DT

Gambar LC.2 Ukuran Tangki Karbon Aktip (TT-103)

Perhitungan perencanaan desain tangki : a) Volume tangki (VT) Kebutuhan karbon aktip (F4) = 0,1942 kg/jam (Tabel LA.2, Lampiran A) Kebutuhan untuk 1 hari


Kebutuhan untuk 10 hari (F’) = 4,6608 kg/hari x 10 hari = 46,608 kg Densitas karbon aktip ( ρ )

= 2267 kg/m3

(Perry, 1999)


F'

ρ

=

46, 608 kg = 0,0206 m3 3 2267 kg/m


= (1 + 0,2) x VC = 1,2 x 0,0206 m3


= 0,0247 m3 b) Tinggi tangki (HT) dan tinggi cairan dalam tangki (HC) 2) Volume silinder (VS) Vs =

π 2 D t Hs 4


=1:4

Maka : Vs =

π 2  1  π 3 Dt x  Dt  = Dt 4 8  2 


π 2 π 1 π 3  1  R = x D 2t x  D t  = Dt 3 3 2  4  24

3) Volume tangki (Vt) Vt = Vs + 2Vh = 0,0247 m3

π

π  D3t + 2  D3t = 8  24 

5π 3 Dt 24

= 0,6542 Dt3 1/3

 VT  D= =    0, 6542 

1/3

 0, 0247 m3  0,3355 m =   0, 6542 


= 0,3355 m = 1,1008 ft = 13,2086 in


= ½ x 0,3355 m = 0,1677 m = 6,6023 in


= 1/ 2 x D t = 0,5 x 0,3355 m = 0,1677 m



= 0, 0839 m 4) Tinggi tangki (HT) = Hs + Hh = (0,1677 + 0,0839) m = 0,2516 m 5) Tinggi cairan dalam tangki (Hc) Hc =

VC x H T VT

=

0, 0206 m3 x 0, 2516 m = 0,2098 m = 8,2613 in 0, 0247 m3


= ρ ( H C −1) = 0,0373 lbm/in 3 (8, 2613 - 1) in = 0, 2708 lb/in 2


= 0,2708 psia

Poperasi


Pdesain

= (1 + fk) Poperasi


: = (1 + 0,2) x 14,9668 psia = 17,9602 psia


d) Tebal silinder tangki (d) Direncanakan Tebal silinder tangki menggunakan bahan konstruksi Stainless steel, SA-240, Grade A, Type 410, sebagai berikut (Brownell & Young, 1959) : Faktor korosi (C)

= 0,0042 in/thn


= 16.250 lb/in2


= 0,85


PxR + (C x A) S .E − 0, 6 P



d=

17,9602 x 6, 6023psia.in + (0, 0042 in/tahun x 10 tahun) (16.250 lbm/in 2 x 0,85) − 0, 6 x 17,9602 psia

d =

118,5786 psia.in + 0,042in = 0,0506 in 13.812,5 psia - 10,7761psia




Faktor korosi (C)

= 0,0042 in/thn


= 16.250 lb/in2


= 0,85


= 10 tahun




=

233, 6628 psia.in + 0, 042 in = 0,0504 in 27.625,0 psia - 3,5920 psia




: Alat transportasi untuk mengangkut bentuk fraksi butiran atau powder dari bahan karbon aktif

Jenis


Bahan konstruksi


Jumlah

: 1 unit

Perhitungan perencanaan desain screw conveyor : b)

Kapasitas conveyor (FC) Laju alir karbon aktif (F4)

= 0,1942 kg/jam = 0,5394.10-4kg/det = 4,6608 kg/hari (Tabel LA.2, Lampiran A)

Densitas karbon aktif ( ρ )

= 2267 kg/m3

(Perry, 1999)

= 141,5288 lbm/ft3 = 0,0819 lbm/in3 Dimana : Faktor keamanan (fk) = 20 % Sehingga : FC = (1 + 0,2) x F = 1,2 (4,6608 kg/hari) = 5,5930 kg/hari Sebab : 1 ton = 1000 kg Sehingga : FC = 0,0056 ton/hari Dari Tabel 21-6 (Perry, dkk, 1999), diperoleh data screw conveyor berdasarkan kapasitas ≤ 5 ton/hari, sebagai berikut :


1)

Diameter tingkat

= 9 in

2)

Diameter pipa

= 2.1/2 in

3)

Pusat gantungan

= 10 ft

4)

Kecepatan motor


5)


6)

Panjang

= 15 ft

7)

Daya screw conveyor

= 0,43 hp


LC.7 Tangki Pencampur I (M-101) Fungsi

: Untuk mencampur gula dengan air, hyplo supercell dan karbon aktif.

Jenis

: Silinder tegak dengan alas datar dan head ellipsoidal

Bahan Konstruksi

: Stainless steel, SA-240, Grade A, Type 410.

Jumlah

: 1 unit.

Temperatur (T)

: 30 oC (303 OK).

Tekanan (P)

: 1 atm.

Hh

HT

HS HC

DT


Gambar LC.3 Ukuran Tangki Pencampur I (M-101)

Perhitungan perencanaan desain tangki : a) Volume bahan (VC) dan volume tangki (VT) : Adapun data – data yang di dapat sebagai berikut : F

= 441,7247 kg/jam

(Tabel LA.2, Lampiran A)

µ

= 0,83 cP = 5,5875. 10-4 lbm/ft. det

(Perry, 1999)

ρ

= 1.139,5861 kg/m3 = 71,1444 lb/ft3

(Perry, 1999)

Q

= 0,0645 m3/jam

1) Volume bahan (VC) Diasumsikan bahwa : Waktu tinggal campuran campuran (t) = 1jam Sehingga : VC =

F

ρ

.t =

441, 7247 kg/jam x 1 jam = 0,0645 m3 1.139,5861 kg/m3

2) Volume tangki (VT) Faktor kelonggaran (fk) = 20% Volume tangki (VT)

= (1 + 0,2) VC = 1,2 x 0,0645 m3 = 0,0774 m3


π 2 D t Hs 4

Direncanakan :


- Tinggi silinder (Hs) : Diameter (Dt) = 4 : 3 - Tinggi head : Diameter (Dt)

=1:4

Maka : Vs =

π 2  4  Dt x  = Dt  4  3 

π

D3t 1, 0467 D3t = 3


π 2 π 1 π 3  1  R = x D 2t x  D t  = D t = 0,1308 D3t 3 3 2 4 24  

3) Volume tangki (Vt) = Vs + Vh

Vt

0,0774 m3 = 1,0467 Dt3 + 0,1308 Dt3 1/3

 VT  D= =    1,1775 

1/3

 0, 0774 m3  0,4036 m =   1,1775 


= 0,4036 m = 1,3242 ft = 52,1337 in


= ½ x 0,4036 m = 0,6621 m = 26,0669 in


= 4 / 3 x D t =1,3333 x 0,4036 m = 0,5381m

Tinggi head ellipsoidal (Hh) = 1/ 4 x D t = 0,25 x 0,4036 m = 0,1009 m

4) Tinggi tangki (HT) HT = Hs + Hh = (0,5381 + 0,1009) m =0,6390 m


5) Tinggi cairan dalam tangki (Hc) VC .H T 0, 0645 m3 x 0,6390 m Hc = = 0,5325 m = 20,9645 in = 0,0774 m3 VT

c) Tekanan desain (Pdesain) Po = 1 atm = 14,696 psia Phidrostatis =

∑ρ

Campuran minyak I

( H C -1) =

0,0316 lb/in 3 (20,9645 - 1) in

= 0,6309 lb/in 2 Dimana : 1 lb/in2 = 1 psia Sehingga : Phidrostatis = 1,4693 psia Poperasi


Pdesain

= (1 + fk) Poperasi

Dimana : faktor keamanan (fk) = 0,2 % Sehingga : Pdesain

= (1 + 0,2) x 15,3269 psia = 18,3923 psia

d) Tebal silinder tangki (d) Direncanakan Tebal silinder tangki menggunakan bahan konstruksi Stainless steel, SA-240, Grade A, Type 410 sebagai berikut (Brownell & Young, 1959) :

Faktor korosi (C)

= 0,0042 in/thn



= 15.600 lb/in2


= 0,85


= 10 tahun

Tebal silinder (d) =

PxR + (C x A) S .E − 0, 6 P


Dimana : d = tebal tangki bagian silinder (in) P = tekanan desain (psi) R = jari-jari dalam tangki (in) S = stress yang diizinkan E = Efisiensi sambungan

d=

d=

18,3923 psia x 26,0669 in in + (0, 0042 x 10 tahun) lb tahun (15.600 2 x 0,85) − 0, 6 x 18,3923 psia in 479,4302 psia.in + 0,042in = 0,0782 in 13.260 psia - 11,0354 psia

Maka di pilih tebal dinding silinder 1/10 in atau 0,1 in.


Faktor korosi (C)

= 0,0042 in/thn


= 15.600 lb/in2



= 0,85

Umur alat (A) direncanakan= 10 tahun Tebal head tangki (dh) =

P x Dt + (C x A) 2 S .E − 0, 2 P (Peters & Timmerhaus,1976)

Dimana : dh = tebal head tangki (in) Dt = diameter tangki (in) S = stress yang diizinkan E = Efisiensi sambungan

dh =

=

18,3923 psia x 52,1337 in in + (0, 0042 x 10 tahun) lb tahun x 0,85) − (0, 2 x 18,3923 psia) 2 (15.600 in2 958,8596 psia.in + 0, 042 in = 0,0782 in 26.520 psia - 3, 6785 psia


f) Perhitungan perencanaan ukuran pengaduk Data-data perencanaan ukuran pengaduk, sebagai berikut (Geankoplis, 2003) :

Jenis pengaduk

: Flat six-blade turbine

Jumlah buffle (R)

:4


J

HC E Da DT

Gambar LC.4 Ukuran Turbin Untuk Tangki Pencampur I (McCabe, dkk, 1999)

Dimana : Hc

= Tinggi cairan di dalam tangki (ft)

Da

= Diameter pengaduk (ft)

Dt

= Diameter tangki (ft)

J

= Lebar buffle (ft)

E

= Tinggi daun pengaduk dari dasar tangki (ft)

Adapun data-data pengaduk standart sebagai berikut (McCabe, dkk, 1999) 1) Da = 1/3 Dt

= 1/3 (1,3242 ft) = 0,4414 ft

2) E

= 1 (Da) = 0,4414 ft

3) L

= 1/4 (Da) = 0,25 (0,4414 ft) = 0,1103 ft

Adapun data-data pengaduk jenis Flat six-blade turbine, sebagai berikut (Geankoplis, 2003) :

1) W = 1/5 (Da) = 1/5 (0,4414 ft) = 0,0883 ft 2) J = 1/12 (Dt) = 1/12 (1,3242 ft) = 0,1103 ft Dimana : W

= Lebar blade (daun) pengaduk (ft)

L

= Panjang blade(daun) pengaduk (ft)


Data Perhitungan : n = 120 putaran per menit = 2 putaran per detik 1) Bilangan Reynold (Nre) Nre =

n.Da 2 .ρ

(Geankoplis,2003)

µ

2 lb (0,4414 ft) 2 .71,1444 3 ft = 4,9615.104 Nre = det lb −4 5,5875. 10 ft.det 2) Bilangan daya (Np) Np =

P.g c ρ .n 3 .Da 5

Untuk NRe = 4,9615.104 , NP = 3,5

(Geankoplis, 2003)

(Fig 3.4-5 Geankoplis,2003)

3) Daya pengaduk (P) 3

lbm   2   5 3,5  71,1444 3  .   .(0,4414 ft) 3 5 N P .ρ .n .Da ft det    P= = lbm ft gc 32,174 lbf.detik 2 = 1, 0374 ft.lbf/det

Dimana : 1 hp = 550 ft lbf /det Sehingga : P = 0,0019 hp Efisiensi 80 % P =

0,0019 hp = 0,0023 hp 0,8

Digunakan pengaduk dengan daya 0,05 hp atau 1/20 hp.


LC.8 Pompa (J-101) Fungsi

: Mengalirkan larutan gula dari tangki pencampur I (M-101) ke filter press (FP-101)

Jenis

: Centrifugal pump

Bahan Konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Densitas ( ρ )

= 1.139,5861 kg/m3 = 71,1444 lb/ft3

(Perry, 1999)

= 0,0412 lbm/in3 Viskositas (µ)

= 0,83 cP = 5,5875. 10-4 lbm/ft. det

Laju alir massa (F5) = 441,7247 kg/jam

(Perry, 1999)


= 0,1227 kg/det = 0,2706 lbm/det Laju alir volumetrik (Q) =

F 0,2706 lbm/s = = 0,0038 ft3/det 3 ρ 71,1444 lbm/ft = 1,0. 10-4 m3/det

Perhitungan perencanaan desain pompa : a) Bilangan Reynold (NRe) dan faktor gesekkan (f) 1) Diameter pipa ekonomis = 0,363 (Q) 0,45 (ρ) 0,13

Dopt

(Peters & Timmerhaus, 2004)

Dimana : Dopt

= Diameter luar pipa (m)

Q

= Laju alir volum (m3/det)

ρ

= Densitas fluida (kg/m3)


Sehingga

:

Dopt

= 0,363 (1,0.10-4)0,45 x (1.139,5861 ) 0,13 = 0,0228 m = 0,8976 in

Dipilih material pipa commercial steel 3/4 in Schedule 40, sebagai berikut (App.A.5, Geankoplis, 2003) :

-

Diameter dalam (ID)

= 0,824 in = 0,07 ft

-

Diameter Luar (OD)

= 1,05 in = 0,09 ft

-

Luas Penampang (A)

= 0,534 in2 = 0,004 ft2

2) Kecepatan rata-rata fluida dalam pipa v=

Q 0, 0038 ft 3 /det = = 0,95 ft/det 0,004 ft 2 A

Sehingga : NRe =

ρ .V. ID µ

=

(71,1444 lbm/ft 3 ) x (0,95 ft/det) x (0,07 ft) 5,5875. 10−4 lbm/ft.det

= 8467,2977 3) Faktor gesekkan (f) = 0, 0056 +

= 0,0056 +

0,5 (Nre)0,32

(Geankoplis, 2003)

0,5 = 0,0333 (8467, 2977)0,32

b) Panjang pipa ekivalen total perpipaan ( ∑L ) 1) Panjang pipa lurus, L1 = 25 m = 49,215 ft 2) 1 buah gate valve fully open ; L/D = 13 L2 = 1 x 13 x 0,172 = 2,236 ft


3) 4 buah standard elbow 90o ; L/D = 30 L3 = 4 x 30 x 0,172 = 20,64 ft 4) 1 buah sharp edge entrance ;K = 0,5; L/D = 27 L4 = 0,5 x 27 x 0,172 = 2,322 ft 5) 1 buah sharp edge exit ; K = 1,0 ; L/D = 54 L5 = 1,0 x 54 x 0,172 = 9,288 ft

(App.C-2a, Foust,1980)

Panjang pipa total (ΣL) = (49,215 + 2,236 + 20,64 + 2,322 + 9,288) ft = 116,511 ft c) Total friksi (∑ F) 2

∑F=

2 4.f .VΣL . 2gc.ID

ft   4(0,0333).  0,95  .(116,511) ft det   = lbm ft   2  32,174  .(0,07) ft lbf.detik 2  

= 3,1095 ft lbf / lbm

d) Kerja yang diperlukan v 22 - v12 g (Z2 - Z1 ) P2 - P1 + + + ∑ F+ Wf = 0 2.g c ρ gc

(Geankoplis, 2003)

Dimana : Laju alir bahan yang masuk = laju alir bahan keluar, maka :  v2   = 0 ∆   2 gcα  Karena tidak ada perbedaan tekanan, maka P2

∫ V dP = 0

P1


Tinggi pemompaan (∆Z) = 20 m = 65,62 ft Sehingga persamaan Bernauli menjadi : -Wf = ∆Z

g + ∑F gc

= 65,62 ft x

32,174 ft/detik 2 + 3,1095 ft.lbf/lbm 32,174 lbm.ft/lbf.detik 2

= 68,7295 ft.lbf/lbm

e) Power pompa (P) 3

ft.lbf ft lbm P = (-Wf x Q x ρ) = 68, 7295 x 0,0038 x 71,1444 3 lbm det ft

= 18,5809

ft.lbf det

Dimana : 1 hp = 550 ft lbf/ det Sehingga : P

= 0,0338 hp

Jika Efisiensi pompa, η = 80 % Sehingga : P = 0, 0338 / 0,8 = 0,0422 hp Jadi, daya pompa yang digunakan adalah 0,05 hp atau 1/20 hp.


LC.9 Filter Press (FP-101) Fungsi

: Menyaring mineral, karbon aktif dan hyplo supercell yang terkandung dalam larutan gula

Jenis

: plate and frame filter press

Bahan konstruksi

: Stainless steel

Bahan filter media : Kanvas Jumlah

: 1 unit

Densitas filtrate ( ρf ) = 800,925 kg/m3 Densitas suldge ( ρs ) = 6,987 kg/m3

(Perry, 1999) (Geankoplis, 2003)



Laju alir sludge (F6) = 0,6060 kg/jam


Perhitungan perencanaan desain filter press : a) Luas Penyaringan Luas penyaringan yang efektif dihitung dengan persamaan sebagai berikut (FOUST,1979) :  W  L x A (1 - E) ρ s = (V + E x L x A) x ρ    1-W  Dimana : L

= Tebal cake pada frame (m)

A

= Luas penyaringan efektif (m2)

ρs

= Densitas sludge (kg/m3)


E

= Porositas partikel = 0,32

ρ

= Densitas filtrate (kg/m3)

W

= Fraksi massa sludge dalam umpan

V

= Volume filtrate hasil penyaringan (m3)

Direncanakan dalam 1 jam operasi : Volume penyaringan =

Laju alir massa filtrate (F7 ) Densitas filtrate

=

441,1187 kg/jam = 0,55 m3 3 800,925 kg/m

=

Laju alir massa cake (F6 ) Densitas cake

=

0, 6060 kg/jam = 0,0867 m3 3 6,987 kg/m

Volume sludge

Tebal sludge yang diestimasikan pada frame = 0,4 cm = 0,004 m Sehingga : W =

0, 6060 kg/jam = 0,0014 441,1187 kg/jam

Bila direncanakan setiap plate mempunyai luas 4,0 m2, maka luas penyaringan :  W  L x A (1 - E) ρ s = (V + E x L x A) x ρ    1-W   0, 0014  0,004 x A (1-0,32) 6,987 = (0,55 + ( 0,32 x 0, 004 A ) x 800,925   0,019  1- 0,0014  A = 0,55 + 0,0014 A 0,0176 A = 0,55 A = 31,25 m2


Jumlah plate (n) =

31, 25 m 2 = 7,8125 buah 4 m2

Faktor keamanan = 10 % Maka, jumlah plate yang dibutuhkan (n) = 1,1 x 7,8125 buah = 8,59 buah Sehingga diambil jumlah plate = 9 buah Jumlah frame = jumlah plate = 9 buah LC.10 Bak Penampungan Sludge (B – 101) Fungsi

: Tempat menampung sludge dari hasil filter press selama 10 hari

Jenis

: Bak penampung sementara

Bahan konstruksi

: Beton

Kondisi penyimpanan = T = 250C ; P = 1 atm Bahan filter media : Kanvas Jumlah

: 1 unit

Densitas suldge ( ρs ) = 6,987 kg/m3

(Geankoplis, 2003)



Perhitungan perencanaan desain bak penampungan sludge : Direncanakan ditampung selama 10 hari (240 jam)


F6 0, 6060 kg/jam Volume bahan, V = = xt = x 240 jam 20,8160 m3 ρs 6,987 kg/m3 Faktor kelonggaran, fk = 20 % Volume bak, Vb = V (1 + fk) = 20,8160 m3 (1 + 0,2) = 25 m3 Direncanakan gudang bahan baku dengan perbandingan : a) Panjang bak : Lebar bak

=1:1

b) Panjang bak : Tinggi bak

=2:1

c) Lebar bak : Tinggi bak

=2:1

Sehingga : Volume bak (Vb)

= p x l x t = 2t x 2t x t = 4t3

25 m3

= 4t3  25  =   4

t

1

3

= 1,8420 m

Sehingga desain gudang yang digunakan : 

Tinggi bak = 1,8420 m



Panjang bak = 2.t = 2 x 1,8420 m = 3,6840 m



Lebar bak = Panjang gudang = 3,6840 m

LC.11 Tangki Pencampur II (M - 102) Fungsi

: Untuk mencampur sirup dengan air dan konsentrat

Jenis


Bahan Konstruksi


Jumlah

: 1 unit


Temperatur (T)

: 30 oC (303 OK)

Tekanan (P)

: 1 atm

Hh

HT

HS HC

DT

Gambar LC.5 Ukuran Tangki Pencampur II (M-102)


= 2.249,7054 kg/jam


µ

= 0,83 cP = 5,5875. 10-4 lbm/ft. det

(Perry, 1999)

ρ

= 974,3760 kg/m3

(Perry, 1999)

Q

= 2,3089 m3/jam

= 60,8302 lb/ft3


F

ρ

.t =

2.249, 7054 kg/jam x 1 jam = 2,3089 m3 974,3760 kg/m3

2) Volume tangki (VT) Faktor kelonggaran (fk) = 20%


Volume tangki (VT)

= (1 + 0,2) VC = 1,2 x 2,3089 m3 = 2,7706 m3


π 2 D t Hs 4

Direncanakan : - Tinggi silinder (Hs) : Diameter (Dt) = 4 : 3 - Tinggi head : Diameter (Dt)

=1:4

Maka : Vs =

π 2  4  Dt x  = Dt  4  3 

π

D3t 1, 0467 D3t = 3


π 2 π 1 π 3  1  R = x D 2t x  D t  = D t = 0,1308 D3t 3 3 2  4  24

3) Volume tangki (Vt) Vt

= Vs + Vh

2,7706 m3 = 1,0467 Dt3 + 0,1308 Dt3 1/3

 VT  D= =    1,1775 

1/3

 2, 7706 m3  1,33 m =   1,1775 


= 1,33 m = 4,3637 ft = 52,3621 in



= ½ x 1,33 m = 0,665 m = 26,1810 in


= 4 / 3 x D t =1,3333 x1,33m = 1, 7733m

Tinggi head ellipsoidal (Hh) = 1/ 4 x D t = 0,25 x1,33m = 0,3325 m 4) Tinggi tangki (HT) HT = Hs + Hh = (1,7733 + 0,3325) m = 2,1058 m 5) Tinggi cairan dalam tangki (Hc) Hc =

VC .H T 2,3089 m3 x 2,1058 m = 1,7549 m = 69,09 in = 2,7706 m3 VT


∑ρ

Campuran minyak I

( H C -1) =

0,0316 lb/in 3 (69, 09 - 1) in



Pdesain

= (1 + fk) Poperasi

Dimana : faktor keamanan (fk) = 0,2 %


Sehingga : Pdesain

= (1 + 0,2) x 16,8476 psia = 20,2171 psia


Faktor korosi (C)

= 0,0042 in/thn


= 15.600 lb/in2


= 0,85


= 10 tahun


PxR + (C x A) S .E − 0, 6 P



d=

d=

20,2171 psia x 26,1810 in in + (0, 0042 x 10 tahun) lb tahun (15.600 2 x 0,85) − 0, 6 x 20, 2171 psia in 529,3039 psia.in + 0,042in = 0,082 in 13.260 psia - 12,1303 psia




Faktor korosi (C)

= 0,0042 in/thn


= 15.600 lb/in2


= 0,85




dh =

=

20,2171 psia x 56,3621 in in + (0, 0042 x 10 tahun) lb tahun x 0,85) − (0, 2 x 20,2171 psia) 2 (15.600 in2

1.139,4782 psia.in + 0, 042 in = 0,082 in 26.520 psia - 4, 0434 psia



f) Perhitungan perencanaan ukuran pengaduk Data-data perencanaan ukuran pengaduk, sebagai berikut 2003) :

Jenis pengaduk


Jumlah buffle (R)

:4

HC

(Geankoplis,

J E Da DT

Gambar LC.6 Ukuran Turbin Untuk Tangki Pencampur II dkk, 1999)

(McCabe,

Dimana : Hc


Da


Dt


J

= Lebar buffle (ft)

E


Adapun data-data pengaduk standart sebagai berikut (McCabe, dkk, 1999) 1) Da = 1/3Dt

= 1/3 (4,3637 ft) = 1,4546 ft

2) E

= 1 (Da) = 1,4546 ft

3) L

= 1/4 (Da) = 0,25 (1,4546 ft) = 0,3636 ft





L



n.Da 2 .ρ

(Geankoplis,2003)

µ

2 lb (1,4546 ft) 2 .60,8302 3 ft = 46, 07.104 Nre = det lb 5,5875. 10−4 ft.det 2) Bilangan daya (Np) Np =

P.g c ρ .n 3 .Da 5

Untuk NRe = 46, 07.104 , NP = 3,5

(Geankoplis, 2003)



lbm   2   5 3,5  60,8302 3  .   .(1,4546 ft) 3 5 N P .ρ .n .Da ft det    P= = lbm ft gc 32,174 lbf.detik 2

= 344, 7388 ft.lbf/det


Dimana : 1 hp = 550 ft lbf /det Sehingga : P = 0,6268 hp Efisiensi 80 % P =

0,6268 hp = 0,7835 hp 0,8

Digunakan pengaduk dengan daya 1 hp

LC.12 Tangki Konsentrat (TT-104) Fungsi

: Tempat menyimpan konsentrat untuk keperluan proses selama 10 hari

Jenis


Bahan Konstruksi


Jumlah

: 1 unit

Temperatur (T)

: 30 oC (303 OK)

Tekanan (P)

: 1 atm

Hh

HT

HS

HC DT

Gambar LC.7 Ukuran Tangki Konsentrat (TT-104)


Tabel LC.1 Data-data Bahan yang Masuk ke Tangki Konsentrate (TT-104) Xi

F9

ρ

Xi . ρ

Q

(%)

(kg/jam)

(kg/m3)

(kg/m3)

(m3/jam)

Etil butirat

85

37,4951

1153,0

980,4750

0,0325

Sunset yellow FCF I

10

4,4112

1825,0

182,50

0,0024

Asam sitrat

5

2,2056

1665,0

83,250

0,0013

100

44,1119

-

1.246,2250

0,0362

Komposisi

Total

(Sumber : Tabel LA.4, Lampiran A, Yaws, 2008 dan PT.Coca Cola, 2010)

Perhitungan perencanaan desain tangki : a) Volume tangki (VT) Dari Tabel LC.1 di dapat data – data sebagai berikut : Densitas konsentrate ∑ ρ

= 1.246,2250 kg/m3 = 77,8018 lb/ft3 = 0,045 lb/in3

Kebutuhan konsentrat (F9)




Kebutuhan untuk 10 hari (F’) = 44,1119 kg/hari x 10 hari = 441,1190 kg 1) Volume bahan (VC)


VC =

F' 441,1190 kg = 0,354 m3 = 3 ∑ ρ 1.246,2250 kg/m


= (1 + 0,2) x VC = 1,2 x 0,354 m3 = 0,4248 m3


π 2 D t Hs 4


=1:4

Maka : Vs =

π 2  1  π 3 Dt x  Dt  = Dt 4 8  2 


π 2 π 1 π 3  1  R = x D 2t x  D t  = Dt 3 3 2  4  24


π

π  D3t + 2  D3t = 8  24 

5π 3 Dt 24

= 0,6542 Dt3


1/3

1/3

 0, 4248 m3  0,8659 m =   0, 6542 

 VT  D= =    0, 6542 


= 0,8659 m = 2,8410 ft = 34,09 in


= ½ x 0,8659 m = 0,4329 m = 17,0452 in


= 1/ 2 x D t = 0,5 x 0,8659 m = 0, 4329 m



VC x H T VT

=

0,354 m3 x 0, 6494 m = 0,5412 m = 21,3070 in 0, 4248 m3


= ρ ( H C −1) = 0,0373 lbm/in 3 (21,3070 - 1) in = 0, 7574 lb/in 2


= 0,7574 psia

Poperasi


Pdesain

= (1 + fk) Poperasi



: = (1 + 0,2) x 15,4534 psia = 18,5441 psia

d) Tebal silinder tangki (d) Direncanakan Tebal silinder tangki menggunakan bahan konstruksi Stainless steel, SA-240, Grade A, Type 410, sebagai berikut (Brownell & Young, 1959) :

Faktor korosi (C)

= 0,0042 in/thn


= 16.250 lb/in2


= 0,85


PxR + (C x A) S .E − 0, 6 P



d=

18,5441 x 17, 0452 psia.in + (0, 0042 in/tahun x 10 tahun) (16.250 lbm/in 2 x 0,85) − 0, 6 x 18,5441 psia


d =




Faktor korosi (C)

= 0,0042 in/thn


= 16.250 lb/in2


= 0,85


= 10 tahun





=

632,1684 psia.in + 0, 042 in = 0,065 in 27.625,0 psia - 3, 7088 psia



: Alat transportasi untuk mengangkut bentuk fraksi butiran atau powder dari bahan konsentrat yang digunakan.

Jenis


Bahan konstruksi


Jumlah

: 1 unit

Perhitungan perencanaan desain screw conveyor : a) Kapasitas conveyor (FC) Laju alir konsentrat (F9)

= 44,1119 kg/jam = 0,0122 kg/det = 1.058,6856 kg/hari (Tabel LA.5, Lampiran A)

Densitas karbon aktif ( ∑ ρ ) = 1.246,2250 kg/m3 = 77,8018 lb/ft3 = 0,045 lb/in3 Dimana : Faktor keamanan (fk) = 20 % Sehingga : FC = (1 + 0,2) x F9 = 1,2 (1.058,6856 kg/hari) = 1.270,4227 kg/hari


Sebab : 1 ton = 1000 kg Sehingga : FC = 1,2704 ton/hari Dari Tabel 21-6 (Perry, dkk, 1999), diperoleh data screw conveyor berdasarkan kapasitas ≤ 5 ton/hari, sebagai berikut :

1)

Diameter tingkat

= 9 in

2)

Diameter pipa

= 2.1/2 in

3)

Pusat gantungan

= 10 ft

4)

Kecepatan motor


5)


6)

Panjang

= 15 ft

7)

Daya screw conveyor

= 0,43 hp



: Mengalirkan final sirup dari tangki pencampur II (M-102) ke cooler (E-101)

Jenis

: Centrifugal pump

Bahan Konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Densitas ( ρ )

= 984,2419 kg/m3 = 61,4462 lb/ft3

(Perry, 1999)


= 0,0355 lbm/in3 = 0,5104 cP = 0,34. 10-3 lbm/ft. det

Viskositas (µ)

Laju alir massa (F10) = 2.249,7054 kg/jam

(Perry, 1999)



1,6741 lbm/s F10 = = 0,0272 ft3/det 61, 4462 lbm/ft 3 ρ = 7,7. 10-4 m3/det


Dopt


Dimana : Dopt


Q


ρ


Sehingga

:

Dopt

= 0,363 (7,7.10-4)0,45 x (984,2419) 0,13 = 0,0353 m = 1,39 in

Dipilih material pipa commercial steel 1.1/4 in Schedule 40, sebagai berikut (App.A.5, Geankoplis, 2003) :

-

Diameter dalam (ID)

= 1,38 in = 0,1149 ft


-

Diameter Luar (OD)

= 1,65 in = 0,1374 ft

-

Luas Penampang (A)

= 1,50 in2 = 0,01 ft2


Q 0, 0272 ft 3 /det = = 2,72 ft/det 0,01 ft 2 A

Sehingga : NRe =

ρ .V. ID µ

=

(61, 4462 lbm/ft 3 ) x (2,72 ft/det) x (0,1149 ft) 0,34. 10−3 lbm/ft.det

= 56,4813.103 3) Faktor gesekkan (f) = 0, 0056 +

= 0,0056 +

0,5 (Nre)0,32

(Geankoplis, 2003)

0,5 = 0,0207 (56, 4813.103 )0,32

b) Panjang pipa ekivalen total perpipaan ( ∑L ) 1) Panjang pipa lurus, L1 = 20 m = 65,62 ft 2) 1 buah gate valve fully open ; L/D = 13 L2 = 1 x 13 x 0,172 = 2,236 ft 3) 3 buah standard elbow 90o ; L/D = 30 L3 = 3 x 30 x 0,172 = 15,48 ft 4) 1 buah sharp edge entrance ;K = 0,5; L/D = 27 L4 = 0,5 x 27 x 0,172 = 2,322 ft 5) 1 buah sharp edge exit ; K = 1,0 ; L/D = 54 L5 = 1,0 x 54 x 0,172 = 9,288 ft


Panjang pipa total (ΣL) = (65,62 + 2,236 + 15,48 + 2,322 + 9,288) ft


= 94,946 ft

c) Total friksi (∑ F) 2

∑F=



= 7,87 ft lbf / lbm


(Geankoplis, 2003)

Dimana : Laju alir bahan yang masuk = laju alir bahan keluar, maka :  v2   = 0 ∆   2 gcα 

Karena tidak ada perbedaan tekanan, maka P2

∫ V dP = 0

P1


g + ∑F gc


= 65,62 ft x


= 73,49 ft.lbf/lbm


P = (-Wf x Q x ρ) = 73, 49

= 122,8265

ft.lbf ft lbm x 0,0272 x 61,4462 3 lbm det ft

ft.lbf det


= 0,2233 hp


LC.15 Tangki Gas Karbon Dioksida (TC -101 ) Fungsi

: Tempat menyimpan gas karbon Dioksida (CO2) untuk keperluan proses selama 10 hari

Jenis


Bahan Konstruksi


Jumlah

: 1 unit


Temperatur (T)

: 5 oC (278 OK)

Tekanan (P)

: 1 atm

Hh

HT

HS

HC DT

Gambar LC.8 Ukuran Tangki Gas Karbon Dioksida (TC -101 ) Perhitungan perencanaan desain tangki : a) Volume tangki (VT) Densitas gas CO2

= 1,8 kg/m3 = 0,1124 lb/ft3 = 6,5.10-5 lb/in3

Kebutuhan gas CO2 (F12)




Kebutuhan untuk 2 hari (F’) = 535,0704 kg/hari x 2 hari = 1.070,1408 kg 1) Volume bahan (VC) VC =

F'

ρ

=

1.070,1408 kg = 594,5227 m3 3 1,8 kg/m


= (1 + 0,2) x VC = 1,2 x 594,5227 m3


= 713,4272 m3


π 2 D t Hs 4


=1:4

Maka : Vs =

π 2  1  π 3 Dt x  Dt  = Dt 4 8  2 


π 2 π 1 π 3  1  R = x D 2t x  D t  = Dt 3 3 2  4  24


π

π  D3t + 2  D3t = 8  24 

5π 3 Dt 24

713,4247 m3 = 0,6542 Dt3 1/3

 VT  D=  =   0, 6542 

1/3

 713, 4272 m3  10,30 m =  0, 6542  


= 10,3 m = 33,7943 ft = 405,511 in



= ½ x 10,3 m = 5,15 m = 202,7555 in


= 1/ 2 x D t = 0,5 x10,3m = 5,15 m

Tinggi head ellipsoidal (Hh) = 1/ 4 x D t = 0,25 x10,3m = 2,575 m 4) Tinggi tangki (HT) = Hs + Hh = (5,15 + 2,575) m = 7,725 m 5) Tinggi cairan dalam tangki (Hc) Hc =

VC x H T VT

=

594,5227 m3 x 7, 725 m 713, 4272 m3

= 6,4375 m = 253,4444 in


= ρ ( H C −1) = 0,0373 lbm/in 3 (253, 4444 - 1) in = 9, 4162 lb/in 2


= 9,4162 psia

Poperasi


Pdesain

= (1 + fk) Poperasi

Dimana : faktor keamanan (fk) = 0,2 % Sehingga

:


Pdesain

= (1 + 0,2) x 24,1122 psia = 28,9346 psia


Faktor korosi (C)

= 0,0042 in/thn


= 16.250 lb/in2


= 0,85


PxR + (C x A) S .E − 0, 6 P



d=


d =

5.866,6493 psia.in + 0,042in = 0,5 in 13.812,5 psia - 17,3607 psia

Maka di pilih tebal silinder tangki 1 in.



Faktor korosi (C)

= 0,0042 in/thn


= 16.250 lb/in2


= 0,85


= 10 tahun



Dimana : dh = tebal head tangki (in) Dt = diameter tangki (in) S = stress yang diizinkan E = Efisiensi sambungan dh = 28,9346 psia x 405,511 in in + (0, 0042 x 10 tahun) 2 2(16.250 lbm/in x 0,85) − (0, 2 x 28,9346 psia) tahun

=

11.733, 2986 psia.in + 0, 042 in = 0,5 in 27.625,0 psia - 5, 7869 psia

Maka di pilih tebal head tangki 1 in. Head terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki.


LC.16 Blower (JB-101) Fungsi

: Mengalirkan gas karbon dioksida dari tangki gas karbon dioksida (TC-101) ke tangki karbonator (TT - 101)

Bahan Konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Perhitungan perencanaan desain blower : a) Daya yang digunakan (P) Temperatur

= 5 OC (278 OK)

Tekanan

= 1 atm (101,3) kPa

Tetapan gas universal (R) = 0,0083 kPa m3/ kmol OK Laju alir (F12)

= 22,9496 kg/jam


BM

= 44,01 kg/kgmol

(Patnaik, 2003)

Laju alir (N12)

= 0,5215 kmol/jam

Laju alir volumetrik (Q) =

N.R.T P

0,5215 =

kmol 0,0083 kPa. m3 x x 278 O K jam kmol . O K 101,3 kPa

= 0,0118 m3/jam Daya blower dapat dihitung dengan persamaan : P=

144 x efisiensi x Q 33000

(Perry, dkk, 1999)


Dimana : P

= Daya/power (hp)

Q

= Laju alir volumetrik (m3/jam)

Efisiensi (η) = 80 % Sehingga,

P=

144 × 0,8 × 0, 0118 = 4,1.10-4 hp. 33000

Jadi, daya blower yang digunakan adalah 0,05 hp atau 1/20 hp.

LC.17 Cooler (E-101) Fungsi

: Mendinginkan larutan final sirup dari 30 0 C hingga 5 0C

Jenis

: 1-6 Shell and tube exchanger

Jumlah

: 1 unit

Perhitungan perencanaan cooler I (E-102) : a) Direncanakan heater menggunakan desain dari Tabel.9 dan Tabel.10, Hal.842-843 (Kern, 1950) :

1) Shell Diameter dalam (ID)

:

35 in

= 2,92 ft

Baffle space (B)

:

2,4 in

= 0,1999 ft

Passes (n)

:

1

Diameter dalam (ID)

:

1,40 in = 0,1166 ft

Diameter luar (OD)

:

1.1/2 in = 0,1249 ft

2) Tube :


BWG

:

18

Square pitch

:

1.7/8 in = 0,1562 ft

Passes

:

6

Panjang

:

20 ft

b) Beda suhu sebenarnya ( ∆t ) 1) Panas yang di lepas (Qlepas) Qlepas = 1.176.916,4888 kJ/jam = 1.115.560,652 Btu/jam (Tabel LB.10, Lampiran B) 2) Beda suhu ( ∆ TLMTD) untuk jenis aliran conter flow Arah aliran Fluida panas

T1 ∆T1 t2

T2 t1

Arah aliran Fluida dingin

∆T2

Gambar LC.9 Beda Suhu ( ∆ TLMTD) Untuk Jenis Aliran Conter Flow

Dimana : T1

= Temperatur fluida panas masuk (OF)

T2

= Temperatur fluida panas keluar (OF)

t1

= Temperatur fluida dingin masuk (OF)

t2

= Temperatur fluida dingin keluar (OF)

Fludia panas (final sirup) Laju alir bahan masuk,W = 2.249,7054 kg/jam = 879,3477 lbm/jam (Tabel LA.6, Lampiran A) Temperatur masuk (T1) = 30 oC = 86 oF


Temperatur keluar; T2

= 5 oC

= 41 oF

Fluida dingin (Tetra fluoro ethena (CH2FCF3)/ freon-22 Laju alir bahan masuk, w = 132.834,8181 kg/jam = 292.900,7739 lbm/jam (Hal.LB-9, Lampiran B) Temperatur masuk (t1) = -5 oC

= 23 oF

Temperatur keluar; t2 = 4 oC

= 39,2 oF

Beda suhu ( ∆ TLMTD) untuk jenis aliran conter flow, sebagai berikut :

∆ TLMTD =

ΔT2 − ΔT1 ΔT ln 2 ΔT1

(Kern,1950)

Dimana : ∆ T2

= T2 – t1

= (41– 23) oF = 18 oF

∆ T1

= T1 – t2

= (86 – 39,2) oF = 46,8 oF

Sehingga : (18 − 46,8)O F ∆ TLMTD = = 30,14 oF O 18 F ln 46,8 O F 3) Suhu rata-rata fluida panas (Tav) dan suhu rata-rata fluida dingin (tav) T1 +T2 (86 + 41)O F Tav = = = 63,5 O F 2 2 tav

=

t1 + t 2 (23 + 39,2) O F = = 31,1 O F 2 2

4) Temperature group (R), (S) dan (Tav/tav)


T -T (86 - 41) O F R= = 1 2 = 2,8 t 2 - t1 (39, 2 - 23) O F t -t (39,2 - 23) O F S= = 2 1 = 0, 26 T1 - t1 (86 - 23) O F 5) Temperature difference factor (FT) Dari Fig.18, (Kern, 1950) di dapat FT pada S 0,26 dan R 2,8 : FT

= 0,875

6) True Temperatur ( ∆t ) ∆t

= FT x ∆ TLMTD = 0,875 x 30,14 OF = 26,3725 OF

c) Jumlah tube (Nt) dan koreksi koefisien desain perpindahan panas (Ud’) 1) Luas perpindahan panas (A) Dari Tabel.8, (Kern, 1950), untuk cooler dengan fluida pemanas heavy organic dan fluida pendingin heavy organic UD = 10 2o 2o 40 Btu/jam Ft F. Maka diambil UD = 30 Btu/jam Ft F

Sehingga :

A=

Q UΔt D

1.115.560, 652 =

Btu jam

Btu 30 x 26,3725 O F 2 O jam ft F

2) Luas permukaan luar (a”) = 0,3925 ft2/ft

= 1.410,0 ft2

(Tabel.10, Kern, 1950)

3) Jumlah tube (Nt) Menurut McCabe, dkk (1999) bahwa panjang pipa standar yang digunakan untuk konstruksi alat penukar kalor adalah 8, 12, 16 dan 20 ft, sehingga :


Panjang pipa (L) yang digunakan adalah 20 ft, maka : Nt =

A 1.410, 0 ft 2 = = 179,6178 buah L x a ll 20 ft x 0,3925 ft 2 /ft

Dari Tabel.9, Kern (1965) di ambil nilai terdekat = 182 tube 4) Luas perpindahan panas (A’) A’ = L x Nt x a” = 20 ft x 182 x 0,3925 ft2/ft = 1.428,70 ft2 5) Koreksi koefisien desain perpindahan panas (Ud’) Btu Q jam Ud’= = = 29,6074 Btu/jam ft2 0F 2 O A' x Δt 1.428, 70 ft x 26,3725 F 1.115.560, 652

d) Spesifkasi fluida panas (final sirup) pada shell side 1) Flow area shell (aS)  as =

IDS x C' x B 2,92 ft x 0,0313 ft x 0,1999 ft = 0,1170 ft2 = PT 0,1562 ft

Dimana : C’ = PT - OD 2) Mass velocity shell (GS)  Gs =

W 292.900, 7739 lbm/jam = = 2.504.157,068 lbm/jam ft 2 as 0,1170 ft 2

3) Bilangan Reynold (Res)

µ = 0,5104 cP = 0,34. 10-3 lbm/ft. det  Pπ2 −(OD )tube/ 42 DeS = 4  T π .OD tube 

(Perry, 1999)

  (0,1562 ft) 2 - 3,14(0,1249 ft) 2 / 4  4 =    3,14 (0,1249 ft)   


= 0,1239 ft

lbm 0,1239 ft x 2.504.157,068 DeS x Gs jam.ft 2 Res = = = 912,5.105 lbm µ 0,34. 10−3 ft.jam 4) Dari Fig.28, (Kern, 1950) di dapat jH pada ReS 912,5.105 : jH = 750 5) Dari Fig.1, Fig 4 dan Fig.5, (Kern, 1950) di dapat : Konduktifitas panas (k) final sirup (hydrocarbon liquid) pada 35O API dan Tav 63,5 OF : k = 0,0775 btu/jam.ft.0F Kapasitas panas (Cp) final sirup (hydrocarbon liquid) pada 35O API dan Tav 63,5 OF : CP = 0,485 Btu/lb.OF Maka : 1/3

 Cp. μ     k 

1/3

Btu lb   −3  0,485 lb.O F .0,34. 10 ft jam   =0,1286 = Btu   0,0775 O   jam. ft. F  

ho μ k  Cp×  6) = jH ×   Φs DeS  k 

1/3

Btu jam. ft.O F x 0,1286 = 60,33 Btu/jam ft2 OF 0,1239 ft

0,0775 = 750 x

7) Dari Fig.29, (Kern, 1950), friction factor (f) pada Res 912,5.105 : f

= 0,0009 ft2/in2

e) Spesifkasi fluida dingin dari bahan (tetra fluoro ethena/ CH2FCF3 atau freon-22 ) pada tube side :


1) Flow area tube (aT)  aT =

Nt x a T ' ∑ PassesTube

Dimana : aT’

= flow area per tube (ft)

Dari tabel.10, (Kern, 1950), didapat (aT’) pada 18 BWG 1.1/2 in : = 1,54 in2 = 0,0107 ft2

aT’

Sehingga : aT =

182 x 0,0107 ft 2 = 0,3246 ft 2 6

2) Mass velocity tube (GT) GT =

w 292.900, 7739 lb/jam = = 902.343,7274 lb/jam.ft 2 aT 0,3246 ft 2

3) Bilangan Reynold (ReT) Dari Fig.14, (Kern, 1950), di dapat : Viskositas tetra fluoro ethena/ freon-22 ( µ ) pada tav 31,1 OF

µ = 0,24 cP = 0,5808 lbm/ft.jam IDT = 1,40 in = 0,1166 ft lb 0,1166 ft x 902.343,7274 IDT x G T jam ft 2 ReT = = = 181.152,3392 lb µ 0,5808 ft jam 1) Dari Fig.28, Kern (1950) di dapat jH pada ReT 181.152,3392 : jH = 285 2) Dari Fig.1 dan Fig.2, (Kern, 1950) di dapat :


Konduktifitas panas (k) tetra fluoro ethena/ Freon-22 liquid) pada 35O API dan tav 31,1 OF adalah :

(hydrocarbon

k = 0,0765 btu/jam.ft.0F Kapasitas panas (Cp) tetra fluoro ethena (freon-22) pada tav 31,1 OF : CP = 0,3 Btu/lb.OF Maka : 1/3

 Cp. μ     k 

1/3

Btu lb    3, 0 lb O F .0,5808 ft jam   = 2,8346 = Btu  0,0765   jam. ft. O F  

hio k  Cp × µ  6) = jH ×   ΦT IDT  k 

1/3

Btu jam. ft.O F x 2,8346 = 530,0289 Btu/jam ft2.OF 0,1166 ft

0,0765 = 285 x 7) Koreksi hi hio IDT = x Φ T ODT

1,4 in 530,0289 = x 494, 6936 1,5 in

8) Dari Fig.29, (Kern, 1950), friction factor (f) pada ReT 181.152,3392 : f

= 0,0021 ft2/in2

f) Clean coefficient of heat transfer (UC) dan faktor pengotor (Rd) 1) Suhu pada dinding tube (tW) tW = t aV +

ho/φS x TaV - t aV hio/φ T + ho/φS

tW = 31,1 O F +

60,33 Btu/jam.ft 2 .O F x (63,5 - 31,1) O F 2 O (530, 0289 + 60,33) Btu/jam.ft . F

= 63,6022 OF Pada suhu dinding tube (tW) 63,6022 OF, diperoleh data-data sebagai berikut (Kern, 1950) :

µ WS final sirup (mid-continent crude pada 34O API 63,6022 OF :


µ WS = 0,485 cP µ WT tetra fluoro ethena/ freon-22 pada 63,6022 OF = 0,21 cP 2) Rasio viskositas ( φ )  Pada shell side  µ  φS =  S   µ WS 

0,14

 0,5104 cP  =   0, 485 cP 

0,14

= 1,0072

 Pada tube side

 µ  φT =  T   µ WT 

0,14

 0, 24 cP  =   0, 21 cP 

0,14

= 1,02

3) Koefisien perpindahan panas (h)  Pada shell side ho φS

= 60,33 Btu/jam.ft 2 .O F

ho

= 60,33 Btu/jam.ft 2 .O F x 1,0072 = 60,7644 Btu/jam.ft 2 .O F

 Pada tube side (1.1/4 in IPS) hio = 530, 0289 Btu/jam.ft 2 .O F φT hio = 530, 0289 Btu/jam.ft 2 .O F x 1,02 = 540,6295 Btu/jam.ft 2 .O F 4) Clean coefficient of heat transfer (UC) hio x ho 540,6295 x 60,7644 (Btu/jam.ft 2 .O F) UC = = hio + ho 540,6295 + 60,7644 (Btu/jam.ft 2 .O F) = 54,6248 Btu/jam.ft 2 .O F 5) Faktor pengotor (Rd) Rd =

Uc - Ud' (54, 6248 - 29,6074) Btu/jam.ft 2 .O F = Uc x Ud' (54, 6248 x 29,6074) Btu/jam.ft 2 .O F

= 0,0155 jam.ft 2 .O F /Btu g) Koreksi faktor pengotor (Rd’) 1) Koreksi faktor pengotor (Rd’) Untuk jenis bahan vegetable food industrial, faktor pengotor (Rd’) yang ditetapkan sebesar 0,003 jam.ft 2 .O F /Btu (Kern, 1950). Dari perhitungan di atas


dapat disimpulkan bahwa faktor pengotor yang terhitung (Rd) ≥ faktor pengotor yang ditetapkan (Rd’) sehingga desain alat pendingin (cooler) jenis shell and tube heat exchanger dapat di terima. h) Pressure drop ( ∆P ) Untuk fluida panas (campuran gas) pada shell side 1) Dari perhitungan di atas di dapat data-data (campuran gas) pada shell side, sebagai berikut :

spesifikasi

bahan

 Friction factor (f) = 0,0009 ft2/in2  Panjang (L) = 20 ft  GS = 2.504.157,068 lbm/jam ft 2  IDS = 35 in = 2,92 ft  DeS = 0,1239 ft  φS = 1,0072  Jarak buffle (B) = 2,4 in = 0,2 ft  Specific gravities of hydrocarbon pada 35O API dan Tav 63,5 OF (s) : s = 0,845

(Fig.6, Kern, 1950)

2) Number of cross (N+1) L 20 ft N+1 = 12. = 12. = 1.200, 6003 B 0,1999 ft 3) Pressure drop pada shell side ( ∆PS ) ∆PS =

f .(G S ) 2 .IDS .(N+1) 5,22.1010 .DeSφ .s. S

(Pers.7.44, Kern, 1950)

0, 0009.(2.504.157,068) 2 .2,92. 1.200, 6003 = 5,089 psia ∆PS = 5,22.1010 .0,1239. 0,845. 1,0072 Dari perhitungan di atas dapat disimpulkan bahwa pressure drop hydrocarbon liquid < 10 psia, sehingga desain alat pendingin (cooler) jenis shell and tube heat exchanger dapat di terima.

Untuk fluida dingin (air pendingin) pada tube side 1) Dari perhitungan di atas di dapat data-data (air pendingin) pada tube side, sebagai berikut :

spesifikasi

bahan

 Friction factor (f) = 0,0021 ft2/in2


 GT = 902.343,7274 lb/jam.ft 2  Panjang (L) = 20 ft  Jumlah passes (n) = 6  IDT = 1,40 in = 0,1166 ft  φ T = 1,02  Specific gravities of hydrocarbon pada 35O API (s) pada tav 31,1 OF : s = 0,88

(Tabel.6 Kern, 1950)

2) Pressure drop pada tube side ( ∆PT ) f .(G T ) 2 .L.n ∆PT1 = 5, 22.1010.IDφT ..sT = ∆PT2 =

(Pers.7.45, Kern, 1950)

0, 0021.(902.343,7274) 2 .20. 6 = 2, 4609 psia 5, 22.1010. 0,1166. 1, 02. 0,88 4.n V . .G T s 2g'

Dari Fig.27 Kern (1950) di dapat

(Pers.7.46, Kern, 1950) V pada GT 902.343,7274 : 2g'

V = 0,1 2g' Sehingga : ∆PT2 =

4.(6) .0,1 psia = 2,7273 psia 0,88

3) Pressure drop total pada tube ( ∆P ) ∆P = ∆PT1 + ∆= PT2 (2, 4609 + 2, 7273) psia = 5,1882 psia

Dari perhitungan di atas dapat disimpulakan bahwa pressure drop untuk hydrocarbon liquid < 10 psia, sehingga desain alat pendingin (cooler) jenis shell and tube heat exchanger dapat di terima.

LC.18 Tangki Karbonator (TT -101) Fungsi

: Tempat terjadinya proses karbonasi antara fase liquid final sirup dengan fase gas CO2 dan diarapkan gas CO2 teradsorbsi sempurna ke dalam larutan final sirup dan tangki ini diharapkan untuk keperluan proses selama 2 hari


Jenis


Bahan Konstruksi


Jumlah

: 1 unit

Temperatur (T)

: 8 oC (281 OK)

Tekanan (P)

: 1 atm

Hh

HT

HS

HC DT

Gambar LC.9 Ukuran Tangki Karbonator (TT -101)

Tabel LC.2 Data-data Bahan yang Masuk ke Tangki Karbonator (TT-101) F

ρ

Q

(kg/jam)

(kg/m3)

(m3/jam)

2249,7054

1115,2335

2,0173

22,2946

1,8

12,3859

2272

-

14,4031

Komposisi Final Sirup Gas CO2 Total

(Sumber : Tabel LA.7, Lampiran A, Patnaik, 2003 dan PT.Coca Cola, 2008)


Perhitungan perencanaan desain tangki karbonator (TT-101) : a) Volume tangki (VT) Densitas minuman berkarbonasi rasa nenas ( Σρ ) : ΣF 2272 kg/jam Σρ = = = 157, 7439 kg/m3 3 ΣQ 14, 4031 m /jam = 9,8479 lb/ft 3 = 5,7.10-3 lb/in 3 = 0,5104 cP = 0,34. 10-3 lbm/ft. det

Viskositas (µ)

Laju alir masa untuk 1 jam (F) = 2.272 kg

(Perry, 1999)


Kebutuhan untuk 1 hari (F’) = 2.272 kg/jam x 24 jam/hari = 54.528 kg/hari 1) Volume bahan (VC) VC =

F'

ρ

=

2.272 kg = 14,4031 m3 157,7439 kg/m3


= (1 + 0,2) x VC = 1,2 x 14,4031 m3 = 17,2837 m3


π 2 D t Hs 4


=1:4

Maka :


Vs =

π 2  1  π 3 Dt x  Dt  = Dt 4 8  2 


π 2 π 1 π 3  1  R = x D 2t x  D t  = Dt 3 3 2  4  24


π

π  D3t + 2  D3t = 8  24 

5π 3 Dt 24

= 0,6542 Dt3 1/3

1/3

 17, 2837 m3  3,0 m =   0, 6542 

 VT  D= =    0, 6542 


= 3 m = 9,843 ft = 118,11 in


= ½ x 3 m = 1,5 m = 59,055 in


= 1/ 2 x D t = 0,5 x 3m = 1,5 m

Tinggi head ellipsoidal (Hh) = 1/ 4 x D t = 0,25 x 3m = 0, 75 m 4) Tinggi tangki (HT) = Hs + Hh = (1,5 + 0,75) m = 2,25 m 5) Tinggi cairan dalam tangki (Hc) Hc =

VC x H T VT

=

14, 4031 m3 x 2, 25 m 17, 2837 m3

= 1,8750 m = 73,82 in c) Tekanan desain (Pdesain)


Po = 1 atm = 14,696 psia Phidrostatis

= ρ ( H C −1) = 0,0373 lbm/in 3 (73,82 - 1) in = 2, 7162 lb/in 2


= 2,7612 psia

Poperasi


Pdesain

= (1 + fk) Poperasi


: = (1 + 0,2) x 17,4572 psia = 20,9486 psia


Faktor korosi (C)

= 0,0042 in/thn


= 16.250 lb/in2


= 0,85


PxR + (C x A) S .E − 0, 6 P




d=


d =


Maka di pilih tebal silinder tangki ¼ in atau 0,25 in. e) Tebal head tangki (dh) Direncanakan tebal head tangki menggunakan bahan konstruksi Stainless steel, SA-240, Grade A, Type 410, sebagai berikut (Brownell & Young, 1959) :

Faktor korosi (C)

= 0,0042 in/thn


= 16.250 lb/in2


= 0,85


= 10 tahun



Dimana : dh = tebal head tangki (in) Dt = diameter tangki (in)


S = stress yang diizinkan E = Efisiensi sambungan dh = 20,9486 psia x 118,11 in in + (0, 0042 x 10 tahun) 2 2(16.250 lbm/in x 0,85) − (0, 2 x 20,9486 psia) tahun

=

2.474, 2391 psia.in + 0, 042 in = 0,1316 in 27.625,0 psia - 4,1897 psia



Jenis pengaduk


Jumlah buffle (R)

:4

HC

(Geankoplis,

J E Da DT

Gambar LC.10 Ukuran Turbin Untuk Tangki Karbonator dkk, 1999)

(McCabe,

Dimana : Hc



Da


Dt


J

= Lebar buffle (ft)

E


Adapun data-data pengaduk standart sebagai berikut (McCabe, dkk, 1999) 1) Da = 1/3Dt

= 1/3 (9,843 ft) = 3,281 ft

2) E

= 1 (Da) = 3,281 ft

3) L

= 1/4 (Da) = 0,25 (3,281 ft) = 0,82 ft




L



n.Da 2 .ρ

µ

(Geankoplis,2003)

1 lb (3,281 ft) 2 .9,8479 3 ft = 31,18.104 Nre = det lb 0,34. 10−3 ft.det


2) Bilangan daya (Np) Np =

P.g c ρ .n 3 .Da 5

(Geankoplis, 2003)

Untuk NRe = 62,36.104 , NP = 3,5



lbm   1   3,5  9,8479 3  .  .(3,281 ft)5  3 5 N .ρ .n .Da ft   det   P= P = lbm ft gc 32,174 lbf.detik 2

= 407,3219 ft.lbf/det Dimana : 1 hp = 550 ft lbf /det Sehingga : P = 0,7406 hp Efisiensi 80 % P =

0,7406 hp = 0,9257 hp 0,8

Digunakan pengaduk dengan daya 1 hp.


: Mengalirkan produk minuman berkarbonasi ke tangki filler

Jenis

: Centrifugal pump

Bahan Konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Densitas produk minuman berkarbonasi ( ρ ) :


ρ

= 157, 7439 kg/m3 = 9,8479 lb/ft 3 = 5,7.10-3 lb/in 3

Viskositas (µ) = 0,5104 cP = 0,34. 10-3 lbm/ft. det Laju alir masa (F13)

= 2.272 kg/jam

(Perry, 1999)


= 0,6311 kg/det = 1,6907 lb/det Laju alir volumetrik (Q) =

1,6907 lbm/s F13 = = 0,1717 ft3/det 9,8479 lbm/ft 3 ρ = 4,9. 10-3 m3/det


Dopt


Dimana : Dopt


Q


ρ


Sehingga

:

Dopt

= 0,363 (4,9.10-3)0,45 x (157,7439) 0,13 = 0,064 m = 2,52 in

Di pilih material pipa commercial steel 2.1/2 in Schedule 40, sebagai berikut (App.A.5, Geankoplis, 2003) :

-

Diameter dalam (ID)

= 2,469 in = 0,2058 ft


-

Diameter Luar (OD)

= 2,88 in = 0,24 ft

-

Luas Penampang (A)

= 4,79 in2 = 0,0333 ft2


0,1717 ft 3 /det Q = = 5,1561 ft/det 0,0333 ft 2 A

Sehingga : NRe =

ρ .V. ID µ

=



= 0,0056 +

0,5 (Nre)0,32

(Geankoplis, 2003)

0,5 = 0,024 (30, 7349.103 )0,32

b) Panjang pipa ekivalen total perpipaan ( ∑L ) 1) Panjang pipa lurus, L1 = 25 m = 82,025 ft 1 buah gate valve fully open ; L/D = 13 L2 = 1 x 13 x 0,172 = 2,236 ft 2) 3 buah standard elbow 90o ; L/D = 30 L3 = 3 x 30 x 0,172 = 15,48 ft 3) 1 buah sharp edge entrance ;K = 0,5; L/D = 27 L4 = 0,5 x 27 x 0,172 = 2,322 ft 4) 1 buah sharp edge exit ; K = 1,0 ; L/D = 54 L5 = 1,0 x 54 x 0,172 = 9,288 ft




2 4.f .VΣL . ∑F= 2gc.ID


= 21,460 ft lbf / lbm


(Geankoplis, 2003)

Dimana : Laju alir bahan yang masuk = laju alir bahan keluar, maka :  v2   = 0 ∆  2 gc α   Karena tidak ada perbedaan tekanan, maka P2

∫ V dP = 0

P1


g + ∑F gc


= 49,215 ft x


= 70,675 ft.lbf/lbm


P = (-Wf x Q x ρ) = 70, 675

= 119,5032


ft.lbf det


= 0,2173 hp


LC.20 Gudang Produk (G-102) Fungsi

: Tempat menyimpan produk minuman berkarbonasi rasa nenas untuk keperluan proses selama 10 hari

Jenis


Bahan Konstruksi


Jumlah

: 1 unit.


Temperatur (T)

: 30 oC (303 OK).

Tekanan (P)

: 1 atm.

Perhitungan perencanaan desain gudang : a. Volume gudang (VG) Kebutuhan produk (F15)

= 2.272 kg/jam (Tabel LA.1, Lampiran A)


= 2.272 kg/jam x 24 jam/hari = 54.528 kg/hari


= 54.528

kg x 10 hari hari

= 545.280 kg Densitas produk minuman berkarbonasi ( ρ ) :

ρ

= 157, 7439 kg/m3 = 9,8479 lb/ft 3 = 5,7.10-3 lb/in 3

Volume gula (VC)

=

545.280 kg 157, 7439 kg/m3


= 20%

Volume gudang (VG)

= (1 + 0,2) x 3.456,7422 m3 = 4.148,0907 m3

Direncanakan gudang bahan baku dengan perbandingan : 1) Panjang gudang : Lebar gudang = 1 : 1 2) Panjang gudang : Tinggi gudang = 2 : 1


3) Lebar gudang : Tinggi gudang

=2:1


= 4t3  4.148, 0907  =   4 

t

1

3










LAMPIRAN C SPESIFIKASI ALAT

LC.1 Gudang Bahan Baku (G-101) Fungsi

: Tempat menyimpan gula untuk keperluan proses selama 10 hari

Jenis


Bahan Konstruksi


Jumlah

: 1 unit.

Temperatur (T)

: 30 oC (303 OK).

Tekanan (P)

: 1 atm.

Perhitungan perencanaan desain gudang : a. Volume gudang (VG) Kebutuhan gula (F2)

= 73,5443 kg/jam (Tabel LA.1, Lampiran A) = 73,5443 kg/jam x 24 jam/hari


= 1.765,0632 kg/hari Kebutuhan untuk 10 hari

= 1.765,0632

kg x 10 hari hari

= 17.650,6320 kg Densitas gula rata - rata (ρ)

= 15,8316 kg/m3 = 0,9884 lb/ft3

(SNI, 2006, Patnaik, 2003 dan Tabel LA.1, Lampiran A)


Volume gula (VC)

17.650, 6320 kg 15,8316 kg/m3

=


= 20%

Volume gudang (VG)

= (1 + 0,2) x 1.114,8988 m3 = 1.337,8786 m3


=2:1


= 4t3 1.337,8786  =   4 

t

1

3










LC.2 Bucket Elevator (BE-101) Fungsi

: Mengangkut gula dari gudang bahan baku gula ke tangki pencampur I (M-101).

Jenis

: Centrifugal discharge buckets

Bahan

: Malleable-iron

Jumlah

: 1 unit

Temperatur

: 30 OC (303 OK)

Tekanan

: 1 atm

(G-101)

Perhitungan perencanaan desain bucket elevator : a) Spesifikasi peralatan Laju bahan yang diangkut (F2) = 73,5443 kg/jam = 0,0204 kg/det (Tabel LA.1, Lampiran A) = 1.765,0632 kg/hari = 1,7650 ton/hari Faktor kelonggaran (fk)

= 12 %

(Tabel 28-8, Perry, dkk, 1999)

Kapasitas

= (1 + 0,12) x73,5443 kg/jam = 82,3696 kg/jam = 0,0229 kg/det

Dari Tabel.21-8, Perry, dkk (1999), untuk bucket elevator dengan kapasitas ≤ 14 ton/jam, spesifikasi peralatan sebagai berikut :

7) Tinggi elevator

= 25 ft = 7,6196 m

8) Ukuran bucket

= (6 x 4 x 4¼) in = 102 in = 2,5908 m

9) Jarak antar bucket

= 12 in = 0,3048 m

10) Kecepatan bucket

= 225 ft/menit = 68,5766 m/menit = 1,1429 m/det


11) Kecepatan putaran


12) Lebar belt

= 7 in = 0,1778 m =17,78 cm

b) Power bucket elevator (P) Dimana:


P = Daya (kW) m = Laju alir massa (kg/det) ∆Z = Tinggi conveyor (m)

Dari perhitungan di atas di dapat : m = 0,0229 kg/det ∆Z = 25 ft = 7,6196 m Sehingga : P = 0,07 x (0,0229 kg/det)0,63 x 7,6196 m = 0,0494 kg m/det = 0,0494.10-3 kW Sebab : 1 hp = 0,7457 kW Sehingga : P = 0,0662. 10-3 hp Jadi, daya bucket elevator yang digunakan adalah 1/20 hp atau 0,05 hp.

LC.3 Tangki Hyplo Supercell (TT-102) Fungsi

: Tempat menyimpan hyplo supercell untuk keperluan proses selama 10 hari

Jenis


Bahan Konstruksi



Jumlah

: 1 unit

Temperatur (T)

: 30 oC (303 OK)

Tekanan (P)

: 1 atm

Hh

HT

HS

HC DT

Gambar LC.1 Ukuran Tangki Hyplo Supercell (TT-101)

Perhitungan perencanaan desain tangki : b) Volume tangki (VT) Kebutuhan hyplo supercell (F3) = 0,2648 kg/jam (Tabel LA.2, Lampiran A) Kebutuhan untuk 1 hari


Kebutuhan untuk 10 hari (F’) = 6,3552 kg/hari x 10 hari = 63,552 kg Densitas hyplo supercell ( ρ ) = 1.033,8 kg/m3

(Yaws, 2008)


F'

ρ

=

63,552 kg = 0,0615 m3 3 1.033,8 kg/m


Faktor kelonggaran (fk) = 20% = (1 + 0,2) x VC = 1,2 x 0,0615 m3

2) Volume tangki (VT)

= 0,0738 m3


π 2 D t Hs 4


=1:4

Maka : Vs =

π 2  1  π 3 Dt x  Dt  = Dt 4 8  2 


π 2 π 1 π 3  1  R = x D 2t x  D t  = Dt 3 3 2  4  24


π

π  D3t + 2  D3t = 8  24 

5π 3 Dt 24

0,0738 m3 = 0,6542 Dt3 1/3

 VT  D= =    0, 6542 

1/3

 0, 0738 m3  0,4832 m =   0, 6542 

Sehingga desain tangki yang digunakan :


Diameter tangki (Dt)

= 0,4832 m = 1,5854 ft = 19,0236 in


= ½ x 0,4832 m = 0,2416 m = 9,5118 in


= 1/ 2 x D t = 0,5 x 0,4832 m = 0, 2416 m



VC x H T VT

=

0, 0615 m3 x 0,3624 m = 0,302 m = 11,8897 in 0, 0738 m3


= ρ ( H C −1) = 0,0373 lbm/in 3 (11,8897 - 1) in = 0, 4062 lb/in 2


= 0,4062 psia

Poperasi


Pdesain

= (1 + fk) Poperasi


: = (1 + 0,2) x 15,1022 psia = 18,1226 psia



Faktor korosi (C)

= 0,0042 in/thn


= 16.250 lb/in2


= 0,85


PxR + (C x A) S .E − 0, 6 P



d=

18,1226 x 9,5118 psia.in + (0, 0042 in/tahun x 10 tahun) (16.250 lbm/in 2 x 0,85) − 0, 6 x 18,1226 psia

d =





Faktor korosi (C)

= 0,0042 in/thn


= 16.250 lb/in2


= 0,85


= 10 tahun




=

344, 7571 psia.in + 0, 042 in = 0,0545 in 27.625,0 psia - 3, 6245 psia




: Alat transportasi untuk bentuk fraksi butiran atau powder dari bahan hyplo supercell

Jenis


Bahan konstruksi


Jumlah

: 1 unit

Perhitungan perencanaan desain screw conveyor : b) Kapasitas conveyor (FC) Laju alir hyplo supercell (F3) = 0,2648 kg/jam = 0,7355.10-4kg/det = 6,3552 kg/hari (Tabel LA.2, Lampiran A) Densitas hyplo supercell ( ρ ) = 1.033,8 kg/m3 = 64,54 lbm/ft3 = 0,0373 lbm/in3

(Yaws, 2008)

Dimana : Faktor keamanan (fk) = 20 % Sehingga : FC = (1 + 0,2) x F = 1,2 (6,3552 kg/hari) = 7,6262 kg/hari Sebab : 1 ton = 1000 kg Sehingga : FC = 0,0076 ton/hari


Dari Tabel 21-6 (Perry, dkk, 1999), diperoleh data screw conveyor berdasarkan kapasitas ≤ 5 ton/hari, sebagai berikut : 1)

Diameter tingkat

= 9 in

2)

Diameter pipa

= 2.1/2 in

3)

Pusat gantungan

= 10 ft

4)

Kecepatan motor


5)


6)

Panjang

= 15 ft

7)

Daya screw conveyor

= 0,43 hp


LC.5 Tangki Karbon Aktif (TT-103) Fungsi

: Tempat menyimpan karbon aktif untuk keperluan proses selama 10 hari

Jenis

: Silinder tegak dengan kerucut dan head ellipsoidal

Bahan Konstruksi


Jumlah

: 1 unit

Temperatur (T)

: 30 oC (303 OK)

Tekanan (P)

: 1 atm


Hh

HT

HS

HC DT

Gambar LC.2 Ukuran Tangki Karbon Aktip (TT-103)

Perhitungan perencanaan desain tangki : c) Volume tangki (VT) Kebutuhan karbon aktip (F4) = 0,1942 kg/jam (Tabel LA.2, Lampiran A) Kebutuhan untuk 1 hari


Kebutuhan untuk 10 hari (F’) = 4,6608 kg/hari x 10 hari = 46,608 kg Densitas karbon aktip ( ρ )

= 2267 kg/m3

(Perry, 1999)


F'

ρ

=

46, 608 kg = 0,0206 m3 3 2267 kg/m


= (1 + 0,2) x VC = 1,2 x 0,0206 m3


= 0,0247 m3 b) Tinggi tangki (HT) dan tinggi cairan dalam tangki (HC) 5) Volume silinder (VS) Vs =

π 2 D t Hs 4


=1:4

Maka : Vs =

π 2  1  π 3 Dt x  Dt  = Dt 4 8  2 


π 2 π 1 π 3  1  R = x D 2t x  D t  = Dt 3 3 2  4  24


π

π  D3t + 2  D3t = 8  24 

5π 3 Dt 24

= 0,6542 Dt3 1/3

 VT  D= =    0, 6542 

1/3

 0, 0247 m3  0,3355 m =   0, 6542 


= 0,3355 m = 1,1008 ft = 13,2086 in


= ½ x 0,3355 m = 0,1677 m = 6,6023 in


= 1/ 2 x D t = 0,5 x 0,3355 m = 0,1677 m




VC x H T VT

=

0, 0206 m3 x 0, 2516 m = 0,2098 m = 8,2613 in 0, 0247 m3


= ρ ( H C −1) = 0,0373 lbm/in 3 (8, 2613 - 1) in = 0, 2708 lb/in 2


= 0,2708 psia

Poperasi


Pdesain

= (1 + fk) Poperasi


: = (1 + 0,2) x 14,9668 psia = 17,9602 psia




Faktor korosi (C)

= 0,0042 in/thn


= 16.250 lb/in2


= 0,85


PxR + (C x A) S .E − 0, 6 P



d=

17,9602 x 6, 6023psia.in + (0, 0042 in/tahun x 10 tahun) (16.250 lbm/in 2 x 0,85) − 0, 6 x 17,9602 psia

d =

118,5786 psia.in + 0,042in = 0,0506 in 13.812,5 psia - 10,7761psia


e) Tebal head tangki (dh)


Direncanakan tebal head tangki menggunakan bahan konstruksi Stainless steel, SA-240, Grade A, Type 410, sebagai berikut (Brownell & Young, 1959) :

Faktor korosi (C)

= 0,0042 in/thn


= 16.250 lb/in2


= 0,85


= 10 tahun




=

233, 6628 psia.in + 0, 042 in = 0,0504 in 27.625,0 psia - 3,5920 psia




: Alat transportasi untuk mengangkut bentuk fraksi butiran atau powder dari bahan karbon aktif

Jenis


Bahan konstruksi


Jumlah

: 1 unit

Perhitungan perencanaan desain screw conveyor : d)

Kapasitas conveyor (FC) Laju alir karbon aktif (F4)

= 0,1942 kg/jam = 0,5394.10-4kg/det = 4,6608 kg/hari (Tabel LA.2, Lampiran A)

Densitas karbon aktif ( ρ )

= 2267 kg/m3

(Perry, 1999)

= 141,5288 lbm/ft3 = 0,0819 lbm/in3 Dimana : Faktor keamanan (fk) = 20 % Sehingga : FC = (1 + 0,2) x F = 1,2 (4,6608 kg/hari) = 5,5930 kg/hari Sebab : 1 ton = 1000 kg Sehingga : FC = 0,0056 ton/hari Dari Tabel 21-6 (Perry, dkk, 1999), diperoleh data screw conveyor berdasarkan kapasitas ≤ 5 ton/hari, sebagai berikut :


1)

Diameter tingkat

= 9 in

2)

Diameter pipa

= 2.1/2 in

3)

Pusat gantungan

= 10 ft

4)

Kecepatan motor


5)


6)

Panjang

= 15 ft

7)

Daya screw conveyor

= 0,43 hp

Daya screw conveyor yang digunakan ½ hp atau 0,5 hp. LC.7 Tangki Pencampur I (M-101) Fungsi

: Untuk mencampur gula dengan air, hyplo supercell dan karbon aktif.

Jenis


Bahan Konstruksi

: Stainless steel, SA-240, Grade A, Type 410.

Jumlah

: 1 unit.

Temperatur (T)

: 30 oC (303 OK).

Tekanan (P)

: 1 atm.

Hh

HT

HS HC

DT

Gambar LC.3 Ukuran Tangki Pencampur I (M-101)


Perhitungan perencanaan desain tangki : a) Volume bahan (VC) dan volume tangki (VT) : Adapun data – data yang di dapat sebagai berikut :

F

= 441,7247 kg/jam

µ

= 0,83 cP = 5,5875. 10-4 lbm/ft. det

(Perry, 1999)

ρ

= 1.139,5861 kg/m3 = 71,1444 lb/ft3

(Perry, 1999)

Q

= 0,0645 m3/jam



F

ρ

.t =

441, 7247 kg/jam x 1 jam = 0,0645 m3 1.139,5861 kg/m3


= (1 + 0,2) VC = 1,2 x 0,0645 m3 = 0,0774 m3


π 2 D t Hs 4

Direncanakan :


- Tinggi silinder (Hs) : Diameter (Dt) = 4 : 3 - Tinggi head : Diameter (Dt)

=1:4

Maka : Vs =

π 2  4  Dt x  = Dt  4  3 

π

D3t 1, 0467 D3t = 3


π 2 π 1 π 3  1  R = x D 2t x  D t  = D t = 0,1308 D3t 3 3 2 4 24  

3) Volume tangki (Vt) = Vs + Vh

Vt

0,0774 m3 = 1,0467 Dt3 + 0,1308 Dt3 1/3

 VT  D= =    1,1775 

1/3

 0, 0774 m3  0,4036 m =   1,1775 


= 0,4036 m = 1,3242 ft = 52,1337 in


= ½ x 0,4036 m = 0,6621 m = 26,0669 in


= 4 / 3 x D t =1,3333 x 0,4036 m = 0,5381m

Tinggi head ellipsoidal (Hh) = 1/ 4 x D t = 0,25 x 0,4036 m = 0,1009 m


4) Tinggi tangki (HT) HT = Hs + Hh = (0,5381 + 0,1009) m =0,6390 m 5) Tinggi cairan dalam tangki (Hc) Hc =

VC .H T 0, 0645 m3 x 0,6390 m = 0,5325 m = 20,9645 in = 0,0774 m3 VT


∑ρ

Campuran minyak I

( H C -1) =

0,0316 lb/in 3 (20,9645 - 1) in



Pdesain

= (1 + fk) Poperasi


= (1 + 0,2) x 15,3269 psia = 18,3923 psia



Faktor korosi (C)

= 0,0042 in/thn


= 15.600 lb/in2


= 0,85


= 10 tahun


PxR + (C x A) S .E − 0, 6 P



d=

d=

18,3923 psia x 26,0669 in in + (0, 0042 x 10 tahun) lb tahun (15.600 2 x 0,85) − 0, 6 x 18,3923 psia in

479,4302 psia.in + 0,042in = 0,0782 in 13.260 psia - 11,0354 psia



Faktor korosi (C)

= 0,0042 in/thn



= 15.600 lb/in2


= 0,85




dh =

=

18,3923 psia x 52,1337 in in + (0, 0042 x 10 tahun) lb tahun 2 (15.600 x 0,85) − (0, 2 x 18,3923 psia) in2 958,8596 psia.in + 0, 042 in = 0,0782 in 26.520 psia - 3, 6785 psia



Jenis pengaduk


Jumlah buffle (R)

:4

(Geankoplis,


J

HC E Da DT

Gambar LC.4 Ukuran Turbin Untuk Tangki Pencampur I dkk, 1999)

(McCabe,

Dimana : Hc


Da


Dt


J

= Lebar buffle (ft)

E



= 1/3 (1,3242 ft) = 0,4414 ft

2) E

= 1 (Da) = 0,4414 ft

3) L

= 1/4 (Da) = 0,25 (0,4414 ft) = 0,1103 ft





L



n.Da 2 .ρ

(Geankoplis,2003)

µ

2 lb (0,4414 ft) 2 .71,1444 3 ft = 4,9615.104 Nre = det lb 5,5875. 10−4 ft.det 5) Bilangan daya (Np) Np =

P.g c ρ .n 3 .Da 5

Untuk NRe = 4,9615.104 , NP = 3,5

(Geankoplis, 2003)




= 1, 0374 ft.lbf/det Dimana : 1 hp = 550 ft lbf /det Sehingga : P = 0,0019 hp Efisiensi 80 % P =

0,0019 hp = 0,0023 hp 0,8


Digunakan pengaduk dengan daya 0,05 hp atau 1/20 hp. LC.8 Pompa (J-101) Fungsi

: Mengalirkan larutan gula dari tangki pencampur I (M-101) ke filter press (FP-101)

Jenis

: Centrifugal pump

Bahan Konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Densitas ( ρ )

= 1.139,5861 kg/m3 = 71,1444 lb/ft3

(Perry, 1999)


= 0,83 cP = 5,5875. 10-4 lbm/ft. det


(Perry, 1999)



F 0,2706 lbm/s = = 0,0038 ft3/det ρ 71,1444 lbm/ft 3 = 1,0. 10-4 m3/det

Perhitungan perencanaan desain pompa : a) Bilangan Reynold (NRe) dan faktor gesekkan (f) 3) Diameter pipa ekonomis Dopt

= 0,363 (Q) 0,45 (ρ) 0,13


Dimana : Dopt


Q



ρ


Sehingga

:

Dopt

= 0,363 (1,0.10-4)0,45 x (1.139,5861 ) 0,13 = 0,0228 m = 0,8976 in

Dipilih material pipa commercial steel 3/4 in Schedule 40, sebagai berikut (App.A.5, Geankoplis, 2003) :

-

Diameter dalam (ID)

= 0,824 in = 0,07 ft

-

Diameter Luar (OD)

= 1,05 in = 0,09 ft

-

Luas Penampang (A)

= 0,534 in2 = 0,004 ft2


0, 0038 ft 3 /det Q = = 0,95 ft/det 0,004 ft 2 A

Sehingga :

ρ .V. ID NRe = µ

(71,1444 lbm/ft 3 ) x (0,95 ft/det) x (0,07 ft) = 5,5875. 10−4 lbm/ft.det = 8467,2977

3) Faktor gesekkan (f) = 0, 0056 +

= 0,0056 +

0,5 (Nre)0,32

(Geankoplis, 2003)

0,5 = 0,0333 (8467, 2977)0,32

b) Panjang pipa ekivalen total perpipaan ( ∑L ) 6) Panjang pipa lurus, L1 = 25 m = 49,215 ft 7) 1 buah gate valve fully open ; L/D = 13


L2 = 1 x 13 x 0,172 = 2,236 ft 8) 4 buah standard elbow 90o ; L/D = 30 L3 = 4 x 30 x 0,172 = 20,64 ft 9) 1 buah sharp edge entrance ;K = 0,5; L/D = 27 L4 = 0,5 x 27 x 0,172 = 2,322 ft 10) 1 buah sharp edge exit ; K = 1,0 ; L/D = 54 L5 = 1,0 x 54 x 0,172 = 9,288 ft



∑F=



= 3,1095 ft lbf / lbm d) Kerja yang diperlukan v 22 - v12 g (Z2 - Z1 ) P2 - P1 + + + ∑ F+ Wf = 0 2.g c ρ gc

(Geankoplis, 2003)


∫ V dP = 0

P1



g + ∑F gc

= 65,62 ft x


= 68,7295 ft.lbf/lbm



= 18,5809

ft.lbf det


= 0,0338 hp


LC.9 Filter Press (FP-101) Fungsi

: Menyaring mineral, karbon aktif dan hyplo supercell yang terkandung dalam larutan gula


Jenis

: plate and frame filter press

Bahan konstruksi

: Stainless steel

Bahan filter media : Kanvas Jumlah

: 1 unit

Densitas filtrate ( ρf ) = 800,925 kg/m3 Densitas suldge ( ρs ) = 6,987 kg/m3

(Perry, 1999) (Geankoplis, 2003)





Perhitungan perencanaan desain filter press : b) Luas Penyaringan Luas penyaringan yang efektif dihitung dengan persamaan sebagai berikut (FOUST,1979) :  W  L x A (1 - E) ρ s = (V + E x L x A) x ρ    1-W  Dimana : L

= Tebal cake pada frame (m)

A

= Luas penyaringan efektif (m2)

ρs

= Densitas sludge (kg/m3)

E

= Porositas partikel = 0,32

ρ

= Densitas filtrate (kg/m3)

W

= Fraksi massa sludge dalam umpan


V

= Volume filtrate hasil penyaringan (m3)

Direncanakan dalam 1 jam operasi : Volume penyaringan =

Laju alir massa filtrate (F7 ) Densitas filtrate

=

441,1187 kg/jam = 0,55 m3 3 800,925 kg/m

=

Laju alir massa cake (F6 ) Densitas cake

=

0, 6060 kg/jam = 0,0867 m3 3 6,987 kg/m

Volume sludge

Tebal sludge yang diestimasikan pada frame = 0,4 cm = 0,004 m Sehingga : W =

0, 6060 kg/jam = 0,0014 441,1187 kg/jam

Bila direncanakan setiap plate mempunyai luas 4,0 m2, maka luas penyaringan :  W  L x A (1 - E) ρ s = (V + E x L x A) x ρ    1-W   0, 0014  0,004 x A (1-0,32) 6,987 = (0,55 + ( 0,32 x 0, 004 A ) x 800,925   0,019  1- 0,0014  A = 0,55 + 0,0014 A 0,0176 A = 0,55 A = 31,25 m2 Jumlah plate (n) =

31, 25 m 2 = 7,8125 buah 4 m2

Faktor keamanan = 10 %


Maka, jumlah plate yang dibutuhkan (n) = 1,1 x 7,8125 buah = 8,59 buah Sehingga diambil jumlah plate = 9 buah Jumlah frame = jumlah plate = 9 buah

LC.10 Bak Penampungan Sludge (B – 101) Fungsi

: Tempat menampung sludge dari hasil filter press selama 10 hari

Jenis

: Bak penampung sementara

Bahan konstruksi

: Beton

Kondisi penyimpanan = T = 250C ; P = 1 atm Bahan filter media : Kanvas Jumlah

: 1 unit

Densitas suldge ( ρs ) = 6,987 kg/m3

(Geankoplis, 2003)



Perhitungan perencanaan desain bak penampungan sludge : Direncanakan ditampung selama 10 hari (240 jam) F6 0, 6060 kg/jam Volume bahan, V = = xt = x 240 jam 20,8160 m3 ρs 6,987 kg/m3 Faktor kelonggaran, fk = 20 %


Volume bak, Vb = V (1 + fk) = 20,8160 m3 (1 + 0,2) = 25 m3 Direncanakan gudang bahan baku dengan perbandingan : d) Panjang bak : Lebar bak

=1:1

e) Panjang bak : Tinggi bak

=2:1

f) Lebar bak : Tinggi bak

=2:1

Sehingga : Volume bak (Vb)

= p x l x t = 2t x 2t x t = 4t3

25 m3

= 4t3  25  =   4

t

1

3

= 1,8420 m

Sehingga desain gudang yang digunakan : 

Tinggi bak = 1,8420 m



Panjang bak = 2.t = 2 x 1,8420 m = 3,6840 m



Lebar bak = Panjang gudang = 3,6840 m

LC.11 Tangki Pencampur II (M - 102) Fungsi

: Untuk mencampur sirup dengan air dan konsentrat

Jenis


Bahan Konstruksi


Jumlah

: 1 unit

Temperatur (T)

: 30 oC (303 OK)

Tekanan (P)

: 1 atm


Hh

HT

HS HC

DT

Gambar LC.5 Ukuran Tangki Pencampur II (M-102)


= 2.249,7054 kg/jam

µ

= 0,83 cP = 5,5875. 10-4 lbm/ft. det

(Perry, 1999)

ρ

= 974,3760 kg/m3

(Perry, 1999)

Q

= 2,3089 m3/jam


= 60,8302 lb/ft3


F

ρ

.t =

2.249, 7054 kg/jam x 1 jam = 2,3089 m3 3 974,3760 kg/m


= (1 + 0,2) VC = 1,2 x 2,3089 m3 = 2,7706 m



π 2 D t Hs 4

Direncanakan : - Tinggi silinder (Hs) : Diameter (Dt) = 4 : 3 - Tinggi head : Diameter (Dt)

=1:4

Maka : Vs =

π 2  4  Dt x  = Dt  4  3 

π

D3t 1, 0467 D3t = 3


π 2 π 1 π 3  1  R = x D 2t x  D t  = D t = 0,1308 D3t 3 3 2  4  24

3) Volume tangki (Vt) Vt

= Vs + Vh

2,7706 m3 = 1,0467 Dt3 + 0,1308 Dt3 1/3

 VT  D= =    1,1775 

1/3

 2, 7706 m3  1,33 m =   1,1775 


= 1,33 m = 4,3637 ft = 52,3621 in


= ½ x 1,33 m = 0,665 m = 26,1810 in


= 4 / 3 x D t =1,3333 x1,33m


= 1, 7733m Tinggi head ellipsoidal (Hh) = 1/ 4 x D t = 0,25 x1,33m = 0,3325 m 4) Tinggi tangki (HT) HT = Hs + Hh = (1,7733 + 0,3325) m = 2,1058 m 5) Tinggi cairan dalam tangki (Hc) Hc =

VC .H T 2,3089 m3 x 2,1058 m = 1,7549 m = 69,09 in = 2,7706 m3 VT


∑ρ

Campuran minyak I

( H C -1) =

0,0316 lb/in 3 (69, 09 - 1) in



Pdesain

= (1 + fk) Poperasi


= (1 + 0,2) x 16,8476 psia = 20,2171 psia



Faktor korosi (C)

= 0,0042 in/thn


= 15.600 lb/in2


= 0,85


= 10 tahun


PxR + (C x A) S .E − 0, 6 P



d=

d=

20,2171 psia x 26,1810 in in + (0, 0042 x 10 tahun) lb tahun (15.600 2 x 0,85) − 0, 6 x 20, 2171 psia in 529,3039 psia.in + 0,042in = 0,082 in 13.260 psia - 12,1303 psia





Faktor korosi (C)

= 0,0042 in/thn


= 15.600 lb/in2


= 0,85




dh =

=

20,2171 psia x 56,3621 in in + (0, 0042 x 10 tahun) lb tahun x 0,85) − (0, 2 x 20,2171 psia) 2 (15.600 in2

1.139,4782 psia.in + 0, 042 in = 0,082 in 26.520 psia - 4, 0434 psia



(Geankoplis,


Jenis pengaduk


Jumlah buffle (R)

:4

J

HC E Da DT

Gambar LC.6 Ukuran Turbin Untuk Tangki Pencampur II dkk, 1999)

(McCabe,

Dimana : Hc


Da


Dt


J

= Lebar buffle (ft)

E



= 1/3 (4,3637 ft) = 1,4546 ft

2) E

= 1 (Da) = 1,4546 ft

3) L

= 1/4 (Da) = 0,25 (1,4546 ft) = 0,3636 ft


1) W = 1/5 (Da) = 1/5 (1,4546 ft) = 0,2910 ft


2) J = 1/12 (Dt) = 1/12 (4,3637 ft) = 0,3636 ft Dimana : W


L



n.Da 2 .ρ

(Geankoplis,2003)

µ

2 lb (1,4546 ft) 2 .60,8302 3 ft = 46, 07.104 Nre = det lb −4 5,5875. 10 ft.det 2) Bilangan daya (Np) Np =

P.g c ρ .n 3 .Da 5

Untuk NRe = 46, 07.104 , NP = 3,5

(Geankoplis, 2003)



lbm   2   3,5  60,8302 3  .  .(1,4546 ft)5  3 5 N .ρ .n .Da ft   det   P= P = lbm ft gc 32,174 lbf.detik 2 = 344, 7388 ft.lbf/det

Dimana : 1 hp = 550 ft lbf /det Sehingga :


P = 0,6268 hp Efisiensi 80 % P =

0,6268 hp = 0,7835 hp 0,8

Digunakan pengaduk dengan daya 1 hp

LC.12 Tangki Konsentrat (TT-104) Fungsi

: Tempat menyimpan konsentrat untuk keperluan proses selama 10 hari

Jenis


Bahan Konstruksi


Jumlah

: 1 unit

Temperatur (T)

: 30 oC (303 OK)

Tekanan (P)

: 1 atm

Hh

HT

HS

HC DT

Gambar LC.7 Ukuran Tangki Konsentrat (TT-104)

Tabel LC.1 Data-data Bahan yang Masuk ke Tangki Konsentrate (TT-104)


Xi

F9

ρ

Xi . ρ

Q

(%)

(kg/jam)

(kg/m3)

(kg/m3)

(m3/jam)

Etil butirat

85

37,4951

1153,0

980,4750

0,0325

Sunset yellow FCF I

10

4,4112

1825,0

182,50

0,0024

Asam sitrat

5

2,2056

1665,0

83,250

0,0013

100

44,1119

-

1.246,2250

0,0362

Komposisi

Total

(Sumber : Tabel LA.4, Lampiran A, Yaws, 2008 dan PT.Coca Cola, 2010)

Perhitungan perencanaan desain tangki : b) Volume tangki (VT) Dari Tabel LC.1 di dapat data – data sebagai berikut : Densitas konsentrate ∑ ρ

= 1.246,2250 kg/m3 = 77,8018 lb/ft3 = 0,045 lb/in3

Kebutuhan konsentrat (F9)




Kebutuhan untuk 10 hari (F’) = 44,1119 kg/hari x 10 hari = 441,1190 kg 1) Volume bahan (VC) VC =

F' 441,1190 kg = 0,354 m3 = 3 ∑ ρ 1.246,2250 kg/m


Faktor kelonggaran (fk) = 20% = (1 + 0,2) x VC = 1,2 x 0,354 m3

2) Volume tangki (VT)

= 0,4248 m3


π 2 D t Hs 4


=1:4

Maka : Vs =

π 2  1  π 3 Dt x  Dt  = Dt 4 8  2 


π 2 π 1 π 3  1  R = x D 2t x  D t  = Dt 3 3 2  4  24


π

π  D3t + 2  D3t = 8  24 

5π 3 Dt 24

= 0,6542 Dt3 1/3

 VT  D= =    0, 6542 

1/3

 0, 4248 m3  0,8659 m =   0, 6542 



= 0,8659 m = 2,8410 ft = 34,09 in


= ½ x 0,8659 m = 0,4329 m = 17,0452 in


= 1/ 2 x D t = 0,5 x 0,8659 m = 0, 4329 m

Tinggi head ellipsoidal (Hh) = 1/ 4 x D t = 0,25 x 0,8659 m = 0, 2165 m 4) Tinggi tangki (HT) = Hs + Hh = (0,4329 + 0,2165) m = 0,6494 m 5) Tinggi cairan dalam tangki (Hc) V x HT Hc = C VT

0,354 m3 x 0, 6494 m = 0,5412 m = 21,3070 in = 0, 4248 m3


= ρ ( H C −1) = 0,0373 lbm/in 3 (21,3070 - 1) in = 0, 7574 lb/in 2


= 0,7574 psia

Poperasi


Pdesain

= (1 + fk) Poperasi

Dimana : faktor keamanan (fk) = 0,2 % Sehingga

:


Pdesain

= (1 + 0,2) x 15,4534 psia = 18,5441 psia


Faktor korosi (C)

= 0,0042 in/thn


= 16.250 lb/in2


= 0,85


PxR + (C x A) S .E − 0, 6 P



d=


d =





Faktor korosi (C)

= 0,0042 in/thn


= 16.250 lb/in2


= 0,85


= 10 tahun




=

632,1684 psia.in + 0, 042 in = 0,065 in 27.625,0 psia - 3, 7088 psia




: Alat transportasi untuk mengangkut bentuk fraksi butiran atau powder dari bahan konsentrat yang digunakan.

Jenis


Bahan konstruksi


Jumlah

: 1 unit

Perhitungan perencanaan desain screw conveyor : b) Kapasitas conveyor (FC) Laju alir konsentrat (F9)

= 44,1119 kg/jam = 0,0122 kg/det = 1.058,6856 kg/hari (Tabel LA.5, Lampiran A)

Densitas karbon aktif ( ∑ ρ ) = 1.246,2250 kg/m3 = 77,8018 lb/ft3 = 0,045 lb/in3 Dimana : Faktor keamanan (fk) = 20 % Sehingga : FC = (1 + 0,2) x F9 = 1,2 (1.058,6856 kg/hari) = 1.270,4227 kg/hari Sebab : 1 ton = 1000 kg Sehingga : FC = 1,2704 ton/hari


Dari Tabel 21-6 (Perry, dkk, 1999), diperoleh data screw conveyor berdasarkan kapasitas ≤ 5 ton/hari, sebagai berikut :

1)

Diameter tingkat

= 9 in

2)

Diameter pipa

= 2.1/2 in

3)

Pusat gantungan

= 10 ft

4)

Kecepatan motor


5)


6)

Panjang

= 15 ft

7)

Daya screw conveyor

= 0,43 hp



: Mengalirkan final sirup dari tangki pencampur II (M-102) ke cooler (E-101)

Jenis

: Centrifugal pump

Bahan Konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Densitas ( ρ )

= 984,2419 kg/m3 = 61,4462 lb/ft3

(Perry, 1999)


= 0,5104 cP = 0,34. 10-3 lbm/ft. det

Laju alir massa (F10) = 2.249,7054 kg/jam

(Perry, 1999)



= 0,6249 kg/det = 1,6741 lbm/det F10 1,6741 lbm/s Laju alir volumetrik (Q) = = = 0,0272 ft3/det 3 ρ 61, 4462 lbm/ft = 7,7. 10-4 m3/det


Dopt


Dimana : Dopt


Q


ρ


Sehingga

:

Dopt

= 0,363 (7,7.10-4)0,45 x (984,2419) 0,13 = 0,0353 m = 1,39 in

Dipilih material pipa commercial steel 1.1/4 in Schedule 40, sebagai berikut (App.A.5, Geankoplis, 2003) :

-

Diameter dalam (ID)

= 1,38 in = 0,1149 ft

-

Diameter Luar (OD)

= 1,65 in = 0,1374 ft

-

Luas Penampang (A)

= 1,50 in2 = 0,01 ft2



0, 0272 ft 3 /det Q = = 2,72 ft/det 0,01 ft 2 A

Sehingga : NRe =

ρ .V. ID µ

=

(61, 4462 lbm/ft 3 ) x (2,72 ft/det) x (0,1149 ft) 0,34. 10−3 lbm/ft.det


= 0,0056 +

0,5 (Nre)0,32

(Geankoplis, 2003)

0,5 = 0,0207 (56, 4813.103 )0,32

b) Panjang pipa ekivalen total perpipaan ( ∑L ) 6) Panjang pipa lurus, L1 = 20 m = 65,62 ft 7) 1 buah gate valve fully open ; L/D = 13 L2 = 1 x 13 x 0,172 = 2,236 ft 8) 3 buah standard elbow 90o ; L/D = 30 L3 = 3 x 30 x 0,172 = 15,48 ft 9) 1 buah sharp edge entrance ;K = 0,5; L/D = 27 L4 = 0,5 x 27 x 0,172 = 2,322 ft 10) 1 buah sharp edge exit ; K = 1,0 ; L/D = 54 L5 = 1,0 x 54 x 0,172 = 9,288 ft


Panjang pipa total (ΣL) = (65,62 + 2,236 + 15,48 + 2,322 + 9,288) ft = 94,946 ft



∑F=



= 7,87 ft lbf / lbm


(Geankoplis, 2003)


∫ V dP = 0

P1


g + ∑F gc

= 65,62 ft x


= 73,49 ft.lbf/lbm




= 122,8265

ft.lbf det


= 0,2233 hp


LC.15 Tangki Gas Karbon Dioksida (TC -101 ) Fungsi

: Tempat menyimpan gas karbon Dioksida (CO2) untuk keperluan proses selama 10 hari

Jenis


Bahan Konstruksi


Jumlah

: 1 unit

Temperatur (T)

: 5 oC (278 OK)

Tekanan (P)

: 1 atm


Hh

HT

HS

HC DT

Gambar LC.8 Ukuran Tangki Gas Karbon Dioksida (TC -101 ) Perhitungan perencanaan desain tangki : a) Volume tangki (VT) Densitas gas CO2

= 1,8 kg/m3 = 0,1124 lb/ft3 = 6,5.10-5 lb/in3

Kebutuhan gas CO2 (F12)




Kebutuhan untuk 2 hari (F’) = 535,0704 kg/hari x 2 hari = 1.070,1408 kg 1) Volume bahan (VC) VC =

F'

ρ

=

1.070,1408 kg = 594,5227 m3 1,8 kg/m3


= (1 + 0,2) x VC = 1,2 x 594,5227 m3 = 713,4272 m3



π 2 D t Hs 4


=1:4

Maka : Vs =

π 2  1  π 3 Dt x  Dt  = Dt 4 8  2 


π 2 π 1 π 3  1  R = x D 2t x  D t  = Dt 3 3 2  4  24


π

π  D3t + 2  D3t = 8  24 

5π 3 Dt 24

713,4247 m3 = 0,6542 Dt3 1/3

 VT  D=  =   0, 6542 

1/3

 713, 4272 m3  10,30 m =   0, 6542 


= 10,3 m = 33,7943 ft = 405,511 in


= ½ x 10,3 m = 5,15 m = 202,7555 in


= 1/ 2 x D t = 0,5 x10,3m = 5,15 m


Tinggi head ellipsoidal (Hh) = 1/ 4 x D t = 0,25 x10,3m


VC x H T VT

=

594,5227 m3 x 7, 725 m 713, 4272 m3

= 6,4375 m = 253,4444 in


= ρ ( H C −1) = 0,0373 lbm/in 3 (253, 4444 - 1) in = 9, 4162 lb/in 2


= 9,4162 psia

Poperasi


Pdesain

= (1 + fk) Poperasi


: = (1 + 0,2) x 24,1122 psia = 28,9346 psia




Faktor korosi (C)

= 0,0042 in/thn


= 16.250 lb/in2


= 0,85


PxR + (C x A) S .E − 0, 6 P



d=


d =


Maka di pilih tebal silinder tangki 1 in.




Faktor korosi (C)

= 0,0042 in/thn


= 16.250 lb/in2


= 0,85


= 10 tahun



Dimana : dh = tebal head tangki (in) Dt = diameter tangki (in) S = stress yang diizinkan E = Efisiensi sambungan dh = 28,9346 psia x 405,511 in in + (0, 0042 x 10 tahun) 2 2(16.250 lbm/in x 0,85) − (0, 2 x 28,9346 psia) tahun

=

11.733, 2986 psia.in + 0, 042 in = 0,5 in 27.625,0 psia - 5, 7869 psia

Maka di pilih tebal head tangki 1 in. Head terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki.


LC.16 Blower (JB-101) Fungsi

: Mengalirkan gas karbon dioksida dari tangki gas karbon dioksida (TC-101) ke tangki karbonator (TT - 101)

Bahan Konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Perhitungan perencanaan desain blower : a) Daya yang digunakan (P) Temperatur

= 5 OC (278 OK)

Tekanan

= 1 atm (101,3) kPa

Tetapan gas universal (R) = 0,0083 kPa m3/ kmol OK Laju alir (F12)

= 22,9496 kg/jam


BM

= 44,01 kg/kgmol

(Patnaik, 2003)

Laju alir (N12)

= 0,5215 kmol/jam

Laju alir volumetrik (Q) =

N.R.T P

0,5215 =

kmol 0,0083 kPa. m3 x x 278 O K jam kmol . O K 101,3 kPa

= 0,0118 m3/jam Daya blower dapat dihitung dengan persamaan : P=

144 x efisiensi x Q 33000

(Perry, dkk, 1999)


Dimana : P

= Daya/power (hp)

Q

= Laju alir volumetrik (m3/jam)

Efisiensi (η) = 80 % Sehingga,

P=

144 × 0,8 × 0, 0118 = 4,1.10-4 hp. 33000

Jadi, daya blower yang digunakan adalah 0,05 hp atau 1/20 hp.

LC.17 Cooler (E-101) Fungsi

: Mendinginkan larutan final sirup dari 30 0 C hingga 5 0C

Jenis

: 1-6 Shell and tube exchanger

Jumlah

: 1 unit

Perhitungan perencanaan cooler I (E-102) : a) Direncanakan heater menggunakan desain dari Tabel.9 dan Tabel.10, Hal.842-843 (Kern, 1950) :

1) Shell Diameter dalam (ID)

:

35 in

= 2,92 ft

Baffle space (B)

:

2,4 in

= 0,1999 ft

Passes (n)

:

1

Diameter dalam (ID)

:

1,40 in = 0,1166 ft

Diameter luar (OD)

:

1.1/2 in = 0,1249 ft

2) Tube :


BWG

:

18

Square pitch

:

1.7/8 in = 0,1562 ft

Passes

:

6

Panjang

:

20 ft

b) Beda suhu sebenarnya ( ∆t ) 1) Panas yang di lepas (Qlepas) Qlepas = 1.176.916,4888 kJ/jam = 1.115.560,652 Btu/jam (Tabel LB.10, Lampiran B) 2) Beda suhu ( ∆ TLMTD) untuk jenis aliran conter flow Arah aliran Fluida panas

T1 ∆T1 t2

T2 t1

Arah aliran Fluida dingin

∆T2

Gambar LC.9 Beda Suhu ( ∆ TLMTD) Untuk Jenis Aliran Conter Flow

Dimana : T1

= Temperatur fluida panas masuk (OF)

T2

= Temperatur fluida panas keluar (OF)

t1

= Temperatur fluida dingin masuk (OF)

t2

= Temperatur fluida dingin keluar (OF)

Fludia panas (final sirup) Laju alir bahan masuk,W = 2.249,7054 kg/jam = 879,3477 lbm/jam (Tabel LA.6, Lampiran A) Temperatur masuk (T1) = 30 oC = 86 oF


Temperatur keluar; T2

= 5 oC

= 41 oF

Fluida dingin (Tetra fluoro ethena (CH2FCF3)/ freon-22 Laju alir bahan masuk, w = 132.834,8181 kg/jam = 292.900,7739 lbm/jam (Hal.LB-9, Lampiran B) Temperatur masuk (t1) = -5 oC

= 23 oF

Temperatur keluar; t2 = 4 oC

= 39,2 oF

Beda suhu ( ∆ TLMTD) untuk jenis aliran conter flow, sebagai berikut :

∆ TLMTD =

ΔT2 − ΔT1 ΔT ln 2 ΔT1

(Kern,1950)

Dimana : ∆ T2

= T2 – t1

= (41– 23) oF = 18 oF

∆ T1

= T1 – t2

= (86 – 39,2) oF = 46,8 oF

Sehingga : (18 − 46,8)O F ∆ TLMTD = = 30,14 oF O 18 F ln 46,8 O F 3) Suhu rata-rata fluida panas (Tav) dan suhu rata-rata fluida dingin (tav) T1 +T2 (86 + 41)O F Tav = = = 63,5 O F 2 2 tav

=

t1 + t 2 (23 + 39,2) O F = = 31,1 O F 2 2

4) Temperature group (R), (S) dan (Tav/tav)


T -T (86 - 41) O F R= = 1 2 = 2,8 t 2 - t1 (39, 2 - 23) O F t -t (39,2 - 23) O F S= = 2 1 = 0, 26 T1 - t1 (86 - 23) O F 5) Temperature difference factor (FT) Dari Fig.18, (Kern, 1950) di dapat FT pada S 0,26 dan R 2,8 : FT

= 0,875

6) True Temperatur ( ∆t ) ∆t

= FT x ∆ TLMTD = 0,875 x 30,14 OF = 26,3725 OF

c) Jumlah tube (Nt) dan koreksi koefisien desain perpindahan panas (Ud’) 1) Luas perpindahan panas (A) Dari Tabel.8, (Kern, 1950), untuk cooler dengan fluida pemanas heavy organic dan fluida pendingin heavy organic UD = 10 2o 2o 40 Btu/jam Ft F. Maka diambil UD = 30 Btu/jam Ft F

Sehingga :

A=

Q UΔt D

1.115.560, 652 =

Btu jam

Btu 30 x 26,3725 O F 2 O jam ft F

2) Luas permukaan luar (a”) = 0,3925 ft2/ft

= 1.410,0 ft2

(Tabel.10, Kern, 1950)

3) Jumlah tube (Nt) Menurut McCabe, dkk (1999) bahwa panjang pipa standar yang digunakan untuk konstruksi alat penukar kalor adalah 8, 12, 16 dan 20 ft, sehingga :


Panjang pipa (L) yang digunakan adalah 20 ft, maka : 1.410, 0 ft 2 A Nt = = = 179,6178 buah L x a ll 20 ft x 0,3925 ft 2 /ft Dari Tabel.9, Kern (1965) di ambil nilai terdekat = 182 tube 4) Luas perpindahan panas (A’) A’ = L x Nt x a” = 20 ft x 182 x 0,3925 ft2/ft = 1.428,70 ft2 5) Koreksi koefisien desain perpindahan panas (Ud’) Btu Q jam Ud’= = = 29,6074 Btu/jam ft2 0F 2 A' x Δt 1.428, 70 ft x 26,3725 O F 1.115.560, 652

d) Spesifkasi fluida panas (final sirup) pada shell side 1) Flow area shell (aS)  as =

IDS x C' x B 2,92 ft x 0,0313 ft x 0,1999 ft = 0,1170 ft2 = PT 0,1562 ft

Dimana : C’ = PT - OD 2) Mass velocity shell (GS)  Gs =

W 292.900, 7739 lbm/jam = = 2.504.157,068 lbm/jam ft 2 2 as 0,1170 ft

3) Bilangan Reynold (Res)

µ = 0,5104 cP = 0,34. 10-3 lbm/ft. det 2  Pπ (OD )tube/ 42 T − DeS = 4  π .OD tube 

(Perry, 1999)

  (0,1562 ft) 2 - 3,14(0,1249 ft) 2 / 4   = 4  3,14 (0,1249 ft)   

= 0,1239 ft


lbm 0,1239 ft x 2.504.157,068 DeS x Gs jam.ft 2 = = 912,5.105 Res = lbm µ 0,34. 10−3 ft.jam 4) Dari Fig.28, (Kern, 1950) di dapat jH pada ReS 912,5.105 : jH = 750 5) Dari Fig.1, Fig 4 dan Fig.5, (Kern, 1950) di dapat : Konduktifitas panas (k) final sirup (hydrocarbon liquid) pada 35O API dan Tav 63,5 OF : k = 0,0775 btu/jam.ft.0F Kapasitas panas (Cp) final sirup (hydrocarbon liquid) pada 35O API dan Tav 63,5 OF : CP = 0,485 Btu/lb.OF Maka : 1/3

 Cp. μ     k 

1/3

Btu lb   −3  0,485 lb.O F .0,34. 10 ft jam   =0,1286 = Btu   0,0775 O   jam. ft. F  

ho μ k  Cp×  6) = jH ×   Φs DeS  k 

1/3

Btu jam. ft.O F x 0,1286 = 60,33 Btu/jam ft2 OF 0,1239 ft

0,0775 = 750 x

7) Dari Fig.29, (Kern, 1950), friction factor (f) pada Res 912,5.105 : f

= 0,0009 ft2/in2

e) Spesifkasi fluida dingin dari bahan (tetra fluoro ethena/ CH2FCF3 atau freon-22 ) pada tube side : 1) Flow area tube (aT)


 aT =

Nt x a T ' ∑ PassesTube

Dimana : aT’

= flow area per tube (ft)

Dari tabel.10, (Kern, 1950), didapat (aT’) pada 18 BWG 1.1/2 in : = 1,54 in2 = 0,0107 ft2

aT’

Sehingga : aT =

182 x 0,0107 ft 2 = 0,3246 ft 2 6

2) Mass velocity tube (GT) GT =

w 292.900, 7739 lb/jam = = 902.343,7274 lb/jam.ft 2 2 aT 0,3246 ft

3) Bilangan Reynold (ReT) Dari Fig.14, (Kern, 1950), di dapat : Viskositas tetra fluoro ethena/ freon-22 ( µ ) pada tav 31,1 OF

µ = 0,24 cP = 0,5808 lbm/ft.jam IDT = 1,40 in = 0,1166 ft

lb 0,1166 ft x 902.343,7274 IDT x G T jam ft 2 ReT = = = 181.152,3392 lb µ 0,5808 ft jam 3) Dari Fig.28, Kern (1950) di dapat jH pada ReT 181.152,3392 : jH = 285 4) Dari Fig.1 dan Fig.2, (Kern, 1950) di dapat : Konduktifitas panas (k) tetra fluoro ethena/ Freon-22 liquid) pada 35O API dan tav 31,1 OF adalah :

(hydrocarbon


k = 0,0765 btu/jam.ft.0F Kapasitas panas (Cp) tetra fluoro ethena (freon-22) pada tav 31,1 OF : CP = 0,3 Btu/lb.OF Maka : 1/3

 Cp. μ     k 

1/3

Btu lb    3, 0 lb O F .0,5808 ft jam   = 2,8346 = Btu  0,0765  O   jam. ft. F  

hio k  Cp × µ  = jH ×   ΦT IDT  k 

1/3

6)

Btu jam. ft.O F x 2,8346 = 530,0289 Btu/jam ft2.OF 0,1166 ft

0,0765 = 285 x 7) Koreksi hi hio IDT = x Φ T ODT

1,4 in 530,0289 = x 494, 6936 1,5 in

8) Dari Fig.29, (Kern, 1950), friction factor (f) pada ReT 181.152,3392 : f

= 0,0021 ft2/in2

f) Clean coefficient of heat transfer (UC) dan faktor pengotor (Rd) 1) Suhu pada dinding tube (tW) tW = t aV +

ho/φS x TaV - t aV hio/φ T + ho/φS

tW = 31,1 O F +

60,33 Btu/jam.ft 2 .O F x (63,5 - 31,1) O F (530, 0289 + 60,33) Btu/jam.ft 2 .O F

= 63,6022 OF Pada suhu dinding tube (tW) 63,6022 OF, diperoleh data-data sebagai berikut (Kern, 1950) :

µ WS final sirup (mid-continent crude pada 34O API 63,6022 OF : µ WS = 0,485 cP µ WT tetra fluoro ethena/ freon-22 pada 63,6022 OF = 0,21 cP


2) Rasio viskositas ( φ )  Pada shell side  µ  φS =  S   µ WS 

0,14

 0,5104 cP  =   0, 485 cP 

0,14

= 1,0072

 Pada tube side

 µ  φT =  T   µ WT 

0,14

 0, 24 cP  =   0, 21 cP 

0,14

= 1,02

3) Koefisien perpindahan panas (h)  Pada shell side ho φS

= 60,33 Btu/jam.ft 2 .O F

ho

= 60,33 Btu/jam.ft 2 .O F x 1,0072 = 60,7644 Btu/jam.ft 2 .O F

 Pada tube side (1.1/4 in IPS) hio = 530, 0289 Btu/jam.ft 2 .O F φT hio = 530, 0289 Btu/jam.ft 2 .O F x 1,02 = 540,6295 Btu/jam.ft 2 .O F 4) Clean coefficient of heat transfer (UC) UC =

hio x ho 540,6295 x 60,7644 (Btu/jam.ft 2 .O F) = hio + ho 540,6295 + 60,7644 (Btu/jam.ft 2 .O F)

= 54,6248 Btu/jam.ft 2 .O F 5) Faktor pengotor (Rd) Rd =

Uc - Ud' (54, 6248 - 29,6074) Btu/jam.ft 2 .O F = Uc x Ud' (54, 6248 x 29,6074) Btu/jam.ft 2 .O F

= 0,0155 jam.ft 2 .O F /Btu g) Koreksi faktor pengotor (Rd’) 1) Koreksi faktor pengotor (Rd’) Untuk jenis bahan vegetable food industrial, faktor pengotor (Rd’) yang ditetapkan sebesar 0,003 jam.ft 2 .O F /Btu (Kern, 1950). Dari perhitungan di atas dapat disimpulkan bahwa faktor pengotor yang terhitung (Rd) ≥ faktor pengotor yang ditetapkan (Rd’) sehingga desain alat pendingin (cooler) jenis shell and tube heat exchanger dapat di terima.


h) Pressure drop ( ∆P ) Untuk fluida panas (campuran gas) pada shell side 2) Dari perhitungan di atas di dapat data-data (campuran gas) pada shell side, sebagai berikut :

spesifikasi

bahan

 Friction factor (f) = 0,0009 ft2/in2  Panjang (L) = 20 ft  GS = 2.504.157,068 lbm/jam ft 2  IDS = 35 in = 2,92 ft  DeS = 0,1239 ft  φS = 1,0072  Jarak buffle (B) = 2,4 in = 0,2 ft  Specific gravities of hydrocarbon pada 35O API dan Tav 63,5 OF (s) : s = 0,845

(Fig.6, Kern, 1950)

2) Number of cross (N+1) L 20 ft N+1 = 12. = 12. = 1.200, 6003 B 0,1999 ft 3) Pressure drop pada shell side ( ∆PS ) f .(G S ) 2 .IDS .(N+1) ∆PS = 5,22.1010 .DeSφ .s. S ∆PS =

(Pers.7.44, Kern, 1950)

0, 0009.(2.504.157,068) 2 .2,92. 1.200, 6003 = 5,089 psia 5,22.1010 .0,1239. 0,845. 1,0072

Dari perhitungan di atas dapat disimpulkan bahwa pressure drop hydrocarbon liquid < 10 psia, sehingga desain alat pendingin (cooler) jenis shell and tube heat exchanger dapat di terima.

Untuk fluida dingin (air pendingin) pada tube side 2) Dari perhitungan di atas di dapat data-data (air pendingin) pada tube side, sebagai berikut :

spesifikasi

bahan

 Friction factor (f) = 0,0021 ft2/in2  GT = 902.343,7274 lb/jam.ft 2  Panjang (L) = 20 ft  Jumlah passes (n) = 6


 IDT = 1,40 in = 0,1166 ft  φ T = 1,02  Specific gravities of hydrocarbon pada 35O API (s) pada tav 31,1 OF : s = 0,88

(Tabel.6 Kern, 1950)

2) Pressure drop pada tube side ( ∆PT ) ∆PT1 =

f .(G T ) 2 .L.n 5, 22.1010.IDφT ..sT

(Pers.7.45, Kern, 1950)

0, 0021.(902.343,7274) 2 .20. 6 = = 2, 4609 psia 5, 22.1010. 0,1166. 1, 02. 0,88 ∆PT2 =

4.n V . .G T s 2g'

Dari Fig.27 Kern (1950) di dapat

(Pers.7.46, Kern, 1950) V pada GT 902.343,7274 : 2g'

V = 0,1 2g' Sehingga : ∆PT2 =

4.(6) .0,1 psia = 2,7273 psia 0,88

3) Pressure drop total pada tube ( ∆P ) ∆P = ∆PT1 + ∆= PT2 (2, 4609 + 2, 7273) psia = 5,1882 psia Dari perhitungan di atas dapat disimpulakan bahwa pressure drop untuk hydrocarbon liquid < 10 psia, sehingga desain alat pendingin (cooler) jenis shell and tube heat exchanger dapat di terima.

LC.18 Tangki Karbonator (TT -101) Fungsi

: Tempat terjadinya proses karbonasi antara fase liquid final sirup dengan fase gas CO2 dan diarapkan gas CO2 teradsorbsi sempurna ke dalam larutan final sirup dan tangki ini diharapkan untuk keperluan proses selama 2 hari

Jenis



Bahan Konstruksi


Jumlah

: 1 unit

Temperatur (T)

: 8 oC (281 OK)

Tekanan (P)

: 1 atm

Hh

HT

HS

HC DT

Gambar LC.9 Ukuran Tangki Karbonator (TT -101)

Tabel LC.2 Data-data Bahan yang Masuk ke Tangki Karbonator (TT-101) F

ρ

Q

(kg/jam)

(kg/m3)

(m3/jam)

2249,7054

1115,2335

2,0173

22,2946

1,8

12,3859

2272

-

14,4031

Komposisi Final Sirup Gas CO2 Total

(Sumber : Tabel LA.7, Lampiran A, Patnaik, 2003 dan PT.Coca Cola, 2008)

Perhitungan perencanaan desain tangki karbonator (TT-101) : c) Volume tangki (VT) Densitas minuman berkarbonasi rasa nenas ( Σρ ) :


ΣF 2272 kg/jam Σρ = = = 157, 7439 kg/m3 3 ΣQ 14, 4031 m /jam = 9,8479 lb/ft 3 = 5,7.10-3 lb/in 3 = 0,5104 cP = 0,34. 10-3 lbm/ft. det

Viskositas (µ)

Laju alir masa untuk 1 jam (F) = 2.272 kg

(Perry, 1999)


Kebutuhan untuk 1 hari (F’) = 2.272 kg/jam x 24 jam/hari = 54.528 kg/hari 1) Volume bahan (VC) VC =

F'

ρ

=

2.272 kg = 14,4031 m3 157,7439 kg/m3


= (1 + 0,2) x VC = 1,2 x 14,4031 m3 = 17,2837 m3


π 2 D t Hs 4


=1:4

Maka : Vs =

π 2  1  π 3 Dt x  Dt  = Dt 4 8  2 

2) Volume head tangki ellipsoidal (Vh)


Vh =

π 2 π 1 π 3  1  R = x D 2t x  D t  = Dt 3 3 2  4  24


π

π  D3t + 2  D3t = 8  24 

5π 3 Dt 24

= 0,6542 Dt3 1/3

1/3

 17, 2837 m3  3,0 m =   0, 6542 

 VT  D= =    0, 6542 


= 3 m = 9,843 ft = 118,11 in


= ½ x 3 m = 1,5 m = 59,055 in


= 1/ 2 x D t = 0,5 x 3m = 1,5 m

Tinggi head ellipsoidal (Hh) = 1/ 4 x D t = 0,25 x 3m = 0, 75 m 4) Tinggi tangki (HT) = Hs + Hh = (1,5 + 0,75) m = 2,25 m 5) Tinggi cairan dalam tangki (Hc) Hc =

VC x H T VT

=

14, 4031 m3 x 2, 25 m 17, 2837 m3

= 1,8750 m = 73,82 in c) Tekanan desain (Pdesain) Po = 1 atm = 14,696 psia Phidrostatis

= ρ ( H C −1) = 0,0373 lbm/in 3 (73,82 - 1) in


= 2, 7162 lb/in 2 Dimana : 1 lbm/in2 = 1 psia Sehingga : Phidrostatis

= 2,7612 psia

Poperasi


Pdesain

= (1 + fk) Poperasi


: = (1 + 0,2) x 17,4572 psia = 20,9486 psia


Faktor korosi (C)

= 0,0042 in/thn


= 16.250 lb/in2


= 0,85


PxR + (C x A) S .E − 0, 6 P


Dimana : d = tebal tangki bagian silinder (in) P = tekanan desain (psi)


R = jari-jari dalam tangki (in) = D/2 S = stress yang diizinkan E = Efisiensi sambungan

d=


d =


Maka di pilih tebal silinder tangki ¼ in atau 0,25 in.


Faktor korosi (C)

= 0,0042 in/thn


= 16.250 lb/in2


= 0,85


= 10 tahun



Dimana : dh = tebal head tangki (in) Dt = diameter tangki (in) S = stress yang diizinkan


E = Efisiensi sambungan dh = 20,9486 psia x 118,11 in in + (0, 0042 x 10 tahun) 2 2(16.250 lbm/in x 0,85) − (0, 2 x 20,9486 psia) tahun

=

2.474, 2391 psia.in + 0, 042 in = 0,1316 in 27.625,0 psia - 4,1897 psia

Maka di pilih tebal head tangki 1/4 in atau 0,25 in. Head terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki. f) Perhitungan perencanaan ukuran pengaduk Data-data perencanaan ukuran pengaduk, sebagai berikut 2003) :

Jenis pengaduk


Jumlah buffle (R)

:4

(Geankoplis,

J

HC E Da DT

Gambar LC.10 Ukuran Turbin Untuk Tangki Karbonator dkk, 1999)

(McCabe,

Dimana : Hc


Da


Dt



J

= Lebar buffle (ft)

E



= 1/3 (9,843 ft) = 3,281 ft

2) E

= 1 (Da) = 3,281 ft

3) L

= 1/4 (Da) = 0,25 (3,281 ft) = 0,82 ft




L



n.Da 2 .ρ

µ

(Geankoplis,2003)

1 lb (3,281 ft) 2 .9,8479 3 ft = 31,18.104 Nre = det lb 0,34. 10−3 ft.det


5) Bilangan daya (Np) Np =

P.g c ρ .n 3 .Da 5

(Geankoplis, 2003)

Untuk NRe = 62,36.104 , NP = 3,5




= 407,3219 ft.lbf/det Dimana : 1 hp = 550 ft lbf /det Sehingga : P = 0,7406 hp Efisiensi 80 % P =

0,7406 hp = 0,9257 hp 0,8

Digunakan pengaduk dengan daya 1 hp.


: Mengalirkan produk minuman berkarbonasi ke tangki filler

Jenis

: Centrifugal pump

Bahan Konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Densitas produk minuman berkarbonasi ( ρ ) :


ρ

= 157, 7439 kg/m3 = 9,8479 lb/ft 3 = 5,7.10-3 lb/in 3

Viskositas (µ) = 0,5104 cP = 0,34. 10-3 lbm/ft. det Laju alir masa (F13)

= 2.272 kg/jam

(Perry, 1999)


= 0,6311 kg/det = 1,6907 lb/det Laju alir volumetrik (Q) =

1,6907 lbm/s F13 = = 0,1717 ft3/det 9,8479 lbm/ft 3 ρ = 4,9. 10-3 m3/det


Dopt


Dimana : Dopt


Q


ρ


Sehingga

:

Dopt

= 0,363 (4,9.10-3)0,45 x (157,7439) 0,13 = 0,064 m = 2,52 in

Di pilih material pipa commercial steel 2.1/2 in Schedule 40, sebagai berikut (App.A.5, Geankoplis, 2003) :

-

Diameter dalam (ID)

= 2,469 in = 0,2058 ft


-

Diameter Luar (OD)

= 2,88 in = 0,24 ft

-

Luas Penampang (A)

= 4,79 in2 = 0,0333 ft2


0,1717 ft 3 /det Q = = 5,1561 ft/det 0,0333 ft 2 A

Sehingga : NRe =

ρ .V. ID µ

=



= 0,0056 +

0,5 (Nre)0,32

(Geankoplis, 2003)

0,5 = 0,024 (30, 7349.103 )0,32

d) Panjang pipa ekivalen total perpipaan ( ∑L ) 1) Panjang pipa lurus, L1 = 25 m = 82,025 ft 1 buah gate valve fully open ; L/D = 13 L2 = 1 x 13 x 0,172 = 2,236 ft 2) 3 buah standard elbow 90o ; L/D = 30 L3 = 3 x 30 x 0,172 = 15,48 ft 7) 1 buah sharp edge entrance ;K = 0,5; L/D = 27 L4 = 0,5 x 27 x 0,172 = 2,322 ft 8) 1 buah sharp edge exit ; K = 1,0 ; L/D = 54 L5 = 1,0 x 54 x 0,172 = 9,288 ft



Panjang pipa total (ΣL) = (82,025 + 2,236 + 15,48 + 2,322 + 9,288) ft = 111,351 ft


∑F=



= 21,460 ft lbf / lbm


(Geankoplis, 2003)


∫ V dP = 0

P1

Tinggi pemompaan (∆Z) = 15 m = 49,215 ft Sehingga persamaan Bernauli menjadi :


-Wf = ∆Z

g + ∑F gc

32,174 ft/detik 2 + 21,460 ft.lbf/lbm = 49,215 ft x 32,174 lbm.ft/lbf.detik 2 = 70,675 ft.lbf/lbm


P = (-Wf x Q x ρ) = 70, 675

= 119,5032


ft.lbf det


= 0,2173 hp


LC.20 Gudang Produk (G-102) Fungsi

: Tempat menyimpan produk minuman berkarbonasi rasa nenas untuk keperluan proses selama 10 hari


Jenis


Bahan Konstruksi


Jumlah

: 1 unit.

Temperatur (T)

: 30 oC (303 OK).

Tekanan (P)

: 1 atm.

Perhitungan perencanaan desain gudang : a. Volume gudang (VG) Kebutuhan produk (F15)

= 2.272 kg/jam (Tabel LA.1, Lampiran A)


= 2.272 kg/jam x 24 jam/hari = 54.528 kg/hari


= 54.528

kg x 10 hari hari

= 545.280 kg Densitas produk minuman berkarbonasi ( ρ ) :

ρ

= 157, 7439 kg/m3 = 9,8479 lb/ft 3 = 5,7.10-3 lb/in 3

Volume gula (VC)

=

545.280 kg 157, 7439 kg/m3


= 20%

Volume gudang (VG)

= (1 + 0,2) x 3.456,7422 m3 = 4.148,0907 m3



=2:1


= 4t3  4.148, 0907  =   4 

t

1

3










LAMPIRAN D PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN UTILITAS

LD.1 Bak Pengendapan (BP) Fungsi

:

untuk menampung dan mengendapkan kotoran terbawa dari sumur bor

Bentuk

: bak dengan permukaan persegi

Konstruksi

: beton kedap air

Densitas air pada suhu 300C : 998 kg/m3 Direncanakan lama penampungan 1 jam, maka : Jumlah air masuk

= 1 jam x 2.603,4117 kg/jam

Faktor keamanan

= 20 %

Volume bak

=

Panjang (p)n

= 3 x tinggi bak (t)

Lebar (1)

= 2 x tinggi bak (t)

= 18,22 m3

maka, V

=pxlxt

24,124

= 6t3

T

=

3

18,22 = 1,44m = 4,72 ft 6

diperoleh : t

= 1,44 m = 4,72 ft

p

= 4,32 m = 14,17 ft

l

= 2,88 m = 9,45 ft

LD.2 Tangki Pelarutan Aluminium Sulfat Al2(SO4)3(TP-101) Fungsi

: membuat larutan aluminium sulfat Al2(SO4)3

Bentuk

: silinder tegak dengan alas dan tutup datar


Bahan Konstruksi

: plate steel SA-167, Tipe 304

Kondisi Pelarutan

: Temperatur = 300C Tekanan = 1 atm

Jumlah air yang diolah = 2.603,4117 kg/jam Jumlah alum yang dibutuhkan asumsi 50 ppm dari jumlah air yang diolah.

Tangki pelarutan aluminium sulfat dirancang untuk 1 hari Banyak alum yang dilarutkan = 24 x 0,75 = 18 kg Densitas Al2(SO4)3

= 1363,1 kg/m3

Faktor keamanan

= 20 %

Ukuran Tangki Volume larutan , Vl

=

Volume tangki, Vt

= 1,2 x 0,044 m3 = 0,053 m3

Direncanakan perbandingan di Densitas air pada suhu 300C : 998 kg/m3 Direncanakan lama penampungan 1 jam, maka : ammeter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 1 : 3 V=

H

0,053 m3 =

(Brownell, 1959) (

0,053 m3 = Maka, D = 0,28 m

= 0,92 ft

D = 0,84 m

= 2,76 ft

Tinggi Al2(SO4)3 dalam tangki =

= 0,65 m

Tebal dinding tangki Direncanakan digunakan bahan konstruksi plate steel SA-167, Tipe 304 Dari table 13.1 Brownell & Young (1979), diperoleh data :


-

Allowable stress (s)

= 12750

-


= 0,8

-

Faktor korosi (CA)

= 1/8 in

-

Tekanan operasi, P0

= 1 atm

-

Faktor keamanan tekanan

= 20 %

-

Tekanan desain

= 1,2 x P0

= 14,7 psi

= 17,64 psi

Tebal dinding silinder tangki t=

+ CA

=

(Brownell, 1959) + 0,125 = 0,136 in

Dari table 5.4 Brownell & Young (1979), dipilih tebal tangki standar 3/16 in. Daya pengaduk Tipe pengaduk : marine propeller dengan jarak pitch = 2Di Dt/Di = 3, Baffle = 4

(Brownell, 1959)

Dt = 0,92 ft Di = 0,306 ft Kecepatan pengadukan, N = 400 rpm = 6,667 rps Viskositas Al2(SO4)3 = 6,72 x 10-4 lbm/ft.det

(Perry, 1999)

Dari persamaan 3.4-1, Geankoplis untuk bilangan Reynold adalah NRe = =

= 7,908 x 105

Untuk NRe 7,908 x 105 diperoleh NPo = 2 Sehingga dari persamaan 3.4-2 Geankoplis : P= =

= 0,0076

Efisiensi motor penggerak

= 80 %

Daya motor penggerak

=


Maka daya motor yang dipilih

= 0,05 hp

LD.3 Tangki Pelarutan Natrium Karbonat (Na2CO3) (TP-102) Fungsi

: Membuat larutan Natrium Karbonat (Na2CO3)

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi : Plate Steel SA–167, Tipe 304 Kondisi pelarutan: Temperatur = 30°C Tekanan Jumlah air yang diolah

= 1 atm = 2.603,4117 kg/jam

Jumlah alum yang dibutuhkan asumsi 27 ppm dari jumlah air yang diolah.

27 x 2.603,4117 = 0,409 kg/jam 10 6 Tangki pelarutan aluminium sulfat dirancang untuk 1 hari Banyak alum yang dilarutkan = 24 x 0,409 = 9,82 kg Densitas Na2CO3

= 1327 kg/m3

Faktor keamanan

= 20 %

Ukuran Tangki Volume larutan, V1 =

= 0,024 m3

Volume tangki, Vt = 1,2 × 0,033 m3 = 0,028 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 1 : 3 1 V = πD 2 H 4 1 3  0,028 m 3 = πD 2  D  4 1  3 0,028 m 3 = πD 3 4 Maka: D = 0,215 m = 0,705 ft H = 0,645 m = 2,116 ft


Tinggi Na2CO3 dalam tangki =

0,024 m 3 1 2 π(0,215 m ) 4

= 0,66 m

Tebal Dinding Tangki Direncanakan digunakan bahan konstruksi plate steel SA-167, Tipe 304 Dari table 13.1 Brownell & Young (1979), diperoleh data : -


= 12750

-


= 0,8

-

Faktor korosi (CA)

= 1/8 in

-

Tekanan operasi, P0

= 1 atm

-


= 20 %

-

Tekanan desain

= 1,2 x Po

= 14,7 psi

= 17,64 psi

Tebal dinding silinder tangki + CA

t= =

(Brownell, 1959) + 0,125 = 0,134 in

Dari table 5.4 Brownell & Young (1979), dipilih tebal tangki standar 3/16 in. Daya pengaduk Tipe pengaduk : marine propeller dengan jarak pitch = 2Di Dt/Di = 3, Baffle = 4

(Brownell, 1959)

Dt = 0,705 ft Di = 0,235 ft Kecepatan pengadukan, N = 400 rpm = 6,667 rps Viskositas Na2CO3

= 3,69 x 10-4 lbm/ft.det

(Perry, 1999)

Dari persamaan 3.4-1, Geankoplis untuk bilangan Reynold adalah NRe = =

= 1,182 x 105


Untuk NRe 1,182 x 105 diperoleh NPo = 1 Sehingga dari persamaan 3.4-2 Geankoplis : P= =

= 0,002

Efisiensi motor penggerak

= 80 %

Daya motor penggerak

=

Maka daya motor yang dipilih

= 0,05 hp

LD.4 Clarifier (CL) Fungsi

: Memisahkan endapan (flok-flok) yang terbentuk karena penambahan alum dan soda abu

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-53 grade B Laju massa air

= 2.603,4117 kg/jam

= 4210,97 gr/det

Laju massa Al2(SO4)3

= 1,001 kg/jam

= 0,278 gr/det

Laju massa Na2CO3

= 0,541 kg/jam

= 0,150 gr/det

Massa total, m

= 4211,398 gr/detik

ρ Al2(SO4)3

= 1,363 gr/ml

(Perry, 1997)

ρ Na2CO3

= 1,327 gr/ml

(Perry, 1997)

ρ air

= 0,998 gr/ml

(Perry, 1997)

V= Vair

=

VAl2(SO4)3

=

VNa2CO3

=

Vtotal

=

ρ campuran

=

=

= 0,998 gr/cm3


ρ partikel

=

=

= 1,350 gr/cm3

Kecepatan terminal dihitung dengan menggunakan : vs = Dimana : vs : kecepatan terminal pengendapan, cm/det ρs : densitas partikel campuran pada 30oC ρ : densitas larutan pada 30oC Dp : diameter partikel

= 0,002 cm

g : percepatan gravitasi = 980 cm/det π : viskositas pada larutan pada 30oC

= 0,0345 gr/cm.det

(Perry,1999)

maka, vs =

= 0,02 cm/det

Ukuran Clarifier Laju volumetrik, Q =

= 4219,837 cm3/det

Q = 4 x 10-4 x D2 Dimana : Q = laju alir volumetrik umpan, cm3/det D = diameter clarifier, m Sehingga : D=

=

= 3274,844 = 3,274 m = 10,74 ft

Ditetapkan tinggi clarifier, H = 4,5 m

= 14,764 ft

Waktu pengendapan : t=

=

= 22500 det = 6,25 jam

Tebal dinding clarifier Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-53, Grade B


Dari table 13.1 Brownell & Young (1979, diperoleh data : -


= 12750

-


= 0,8

-

Faktor korosi (CA)

= 1/8 in

-

Tekanan operasi, P0

= 1 atm

-


= 20 %

-

Tekanan desain

= 1,2 x Po

= 14,7 psi

= 17,64 psi

Tebal dinding tangki t=

+ CA

=

(Brownell, 1959) + 0,125 = 0,236 in

Dari table 5.4 Brownell & Young (1979), dipilih tebal tangki standar 1/4 in. Daya clarifier 0,006 D2

P=

(Ulrich, 1984)

Dimana : P : daya yang dibutuhkan clarifier, kW P = 0,006 x (3,274)2 = 0,064 hp = 0,047 kW

LD.5 Sand Filter (SF) Fungsi

: Menyaring partikel-partikel yang masih terbawa dalam air yang keluar dari clarifier

Bentuk

: silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-53 grade B Laju alir massa

: 2.603,4117 kg/jam

Densitas air pada 30oC

: 998 kg/m3

Tangki direncanakan menampung air setiap ¼ jam Faktor keamanan

: 20 %

Maka,


= 3,797 m3

Volume air =

Volume tangki = 1,2 x 3,797 = 4,556 m3 Direncanakan perbandingan tinggi penyaring dengan diameter (Hs : D) = 2 : 1 tinggi head dengan diameter (Hh : D) Vs =

=

=

= 1,57 D3

=1:6

(Brownell, 1959)

= 0,131 D3

Vh =

Vt = Vs + Vh 6,031

= 1,57 D3 + 0,131 D3

D

=

= 1,525 m = 5,003 ft

Hs = 2 D = 2 (1,525) = 3,050 m = 10,006 ft Hh = 1/6 D = 1/6 (1,525) = 0,255 m = 0,837 ft Sehingga, tinggi tangki = 3,050 + 2(0,255) = 3,560 m = 11,679 ft Volume air

= 5,026 m3

V shell

=

= 3,712 m3

Tinggi air (Ha)

=

x 3,050 = 2,251 m = 7,385 ft

Tebal dinding tangki Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-53, Grade B Dari table 13.1 Brownell & Young (1979, diperoleh data : -


= 12750

-


= 0,8

-

Faktor korosi (CA)

= 1/8 in

-

Tekanan operasi, P0

= 1 atm

-


= 20 %

-

Tekanan desain

= 1,2 x Po

= 14,7 psi

= 17,64 psi

Tebal dinding tangki


t=

+ CA

(Brownell, 1959) + 0,125 = 0,177 in

=

Dari table 5.4 Brownell & Young (1979), dipilih tebal tangki 3/16 in.

Daya clarifier 0,006 D2

P=

(Ulrich, 1984)

Dimana : P : daya yang dibutuhkan clarifier, kW P = 0,006 x (3,274)2 = 0,064 hp = 0,047 kW Laju massa Al2(SO4)3

= 1,001 kg/jam

= 0,278 gr/det

Laju massa Na2CO3

= 0,541 kg/jam

= 0,150 gr/det

Massa total, m

= 4211,398 gr/detik

ρ Al2(SO4)3

= 1,363 gr/ml

(Perry, 1997)

ρ Na2CO3

= 1,327 gr/ml

(Perry, 1997)

ρ air

= 0,998 gr/ml

(Perry, 1997)

V= Vair

=

VAl2(SO4)3

=

VNa2CO3

=

Vtotal

=

ρ campuran

=

ρ partikel

=

= 0,998 gr/cm3

= =

= 1,350 gr/cm3

Kecepatan terminal dihitung dengan menggunakan : vs =


Dimana : vs : kecepatan terminal pengendapan, cm/det ρs : densitas partikel campuran pada 30oC ρ : densitas larutan pada 30oC Dp : diameter partikel

= 0,002 cm

g : percepatan gravitasi = 980 cm/det π : viskositas pada larutan pada 30oC

= 0,0345 gr/cm.det

(Perry,1999)

maka, vs =

= 0,02 cm/det

Ukuran Clarifier Laju volumetrik, Q =

= 4219,837 cm3/det

Q = 4 x 10-4 x D2 Dimana : Q = laju alir volumetrik umpan, cm3/det D = diameter clarifier, m Sehingga : D=

=

= 3274,844 = 3,274 m = 10,74 ft

Ditetapkan tinggi clarifier, H = 4,5 m

= 14,764 ft

Waktu pengendapan : t=

=

= 22500 det = 6,25 jam

Tebal dinding clarifier Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-53, Grade B Dari table 13.1 Brownell & Young (1979, diperoleh data : -


= 12750

-


= 0,8

-

Faktor korosi (CA)

= 1/8 in

-

Tekanan operasi, P0

= 1 atm

= 14,7 psi


-


-

Tekanan desain

= 20 %

= 1,2 x Po

= 17,64 psi

Tebal dinding tangki t=

+ CA

(Brownell, 1959)

=

+ 0,125 = 0,236 in

Dari table 5.4 Brownell & Young (1979), dipilih tebal tangki standar 1/4 in. Daya clarifier 0,006 D2

P=

(Ulrich, 1984)

Dimana : P : daya yang dibutuhkan clarifier, kW P = 0,006 x (3,274)2 = 0,064 hp = 0,047 kW

Data:7 Kondisi penyaringan : Temperatur = 30°C Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 6.073,4272 kg/jam

Densitas air

= 995,68 kg/m3

Faktor keamanan

= 20 %

(Perry, 1997)

Sand filter dirancang untuk penampungan ¼ jam operasi. Perhitungan: Ukuran Sand Filter Volume air, Va =

6.073,4272 kg/jam × 0,25 jam = 1,5249 m3 3 995,68 kg/m

Volume tangki, Vt = 1,2 × 1,5249 m3 = 1,83 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi, D : H = 3 : 4


1 πD 2 H 4 1 4  1,83 m 3 = πD 2  D  4 3  1 1,83 m 3 = πD 3 3 Maka: V=

Diameter Penyaring, D = 1,2045 m Tinggi Penyaring, H = 1,606 m Tebal Dinding Sand Filter Tinggi cairan dalam tangki =

1,5249 m 3 = 1,3383 m 1 2 π(1,2045) 4

Tekanan hidrostatik P = ρxgxl = 995,68 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 1,3383 m = 13.058,2126 Pa = 13,0582 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 13,0582 kPa + 101,325 kPa = 114,3832 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (114,3832 kPa) = 120,1024 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959,hal:254)

Allowable stress = 12,650 psia = 87.218,714 kP


Tebal shell tangki:

PD 2SE − 1,2P (120,1024 kPa) (1,2045 m) = 2(87.218,714 kPa)(0,8) − 1,2(120,1024 kPa) = 0,001 m = 0,0409 in

t=


Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0623 in + 1/8 in = 0,1659 in Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in


LD.6 Menara Air (MA) Fungsi

: mendistribusikan air untuk berbagai keperluan

Jenis

: Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan

: Plate Steel SA–167, Tipe 30

Laju alir massa

: 2.603,4117 kg/jam

Densitas air pada 30oC : 998 kg/m3 Faktor keamanan : 20 % Maka, = 15,18 m3

Volume air =

Volume tangki = 1,2 x 15,18 = 18,216 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder H = 3D 1 πD 2 H 4 1 V = πD 2 H 4 3 18,216 = πD 3 4 V=

D = 0,215 m = 0,705 ft H = 0,645 m = 2,116 ft Tebal Dinding Tangki Direncanakan digunakan bahan konstruksi plate steel SA-167, Tipe 304 Dari table 13.1 Brownell & Young (1979), diperoleh data : -


= 12750


-


= 0,8

-

Faktor korosi (CA)

= 1/8 in

-

Tekanan operasi, P0

= 1 atm

-


= 20 %

-

Tekanan desain

= 1,2 x Po

= 14,7 psi

= 17,64 psi

Tebal dinding silinder tangki t=

+ CA

(Brownell, 1959)

=

+ 0,125 = 0,192 in

Dari table 5.4 Brownell & Young (1979), dipilih tebal tangki standar 1/4 in.

LD.7 Menara Pendingin Air (WCT) Fungsi

: mendinginkan air pendingin bekas dari temperature 40oC menjadi 25oC

Jenis

: Machanical Draft Cooling Tower

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA–53 Grade

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi

:

Suhu air masuk menara (TL2) = 40oC = 104oF Suhu air keluar menara (TL1) = 25oC = 77oF Suhu udara (TG1)

= 25oC = 77oF

Dari gambar 12-14, Perry, 1999, diperoleh suhu bola basah, Tw = 70oC Dari kurva kelembaban, diperoleh H = 0,020 kg uap air/kg udara kering Dari gambar 12-14, Perry, 1999, diperoleh konsentrasi air = 1,25 gal/ft2.menit Densitas air (40oC)

= 998 kg/m3

Laju massa air pendingin

= 230768,706 kg/jam

Laju volumetrik air pendingin

= 230768,706 / 988 = 233,571 m3/jam

Kapasitas air, Q

= 233,571 m3/jam x 264,17 gal/m3 / 60 menit/jam


= 1028,374 gal/menit Faktor keamanan

= 20 %

Luas menara, A

= 1,2 x (kapasitas air/konsentrasi air) = 1,2 x (1028,374 gal/menit)/( 1,25 gal/ft2.menit) = 1542,56 ft2

Laju alir air tiap satuan luas (L) = = 0,136 kg/s.m2 Perbandingan L : G direncanakan = 5 : 6 Sehingga laju alir gas tiap satuan luas (G) = 0,113 kg/m2.s Perhitungan tinggi menara : Dari pers. 9.3-8, Geankoplis 1997 : Hy1

= (1,005 + 1,88 H) (T1-T0) + (2501,4 H) = (1,005 + 1,88 x 0,020) (25-0) + (2501,4 (0,020) = 76,093 kJ/kg = 76,093 x 103 J/kg

Dari pers. 10.5-2, Geankoplis 1997 : G (Hy2 - Hy1) = LcL (TL2 – TL1) 0,180 (Hy2 – 76,093.103) = 0,215 (4,187.103) (40-25) Hy2 = 151,111.103 J/kg

Grafik LD.1 Grafik Entalpi dan Temperatur Cairan pada Cooling Tower (CT)


(Geankoplis, 1997)

Ketinggian menara, z =

Tabel LD.1 Perhitungan Entalpi dalam Penentuan Tinggi Menara Pendingin Hy

Hy*

1(Hy*-Hy)

76,093

80

0,256

101,1

105

0,256

126,106

130

0,257

151,111

175

0,042

Gambar LD.2 Kurva Hy terhadap 1/(Hy*-Hy)

Luasan daerah di bawah kurva dari Gambar LD.2 : Estimasi kG.a = 1,207.10-7 kg.mol/s.m3

= 1,986 (Geankoplis, 1997)

Maka ketinggian menara, z = 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 x 10,828 ft2 = 0,33 hp Digunakan daya standart 0,5 hp.


LD. 8

Pompa Sumur Bor (P-101) Fungsi

: memompa air dari sumur bor ke bak pengendapan

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Cast Iron

Kondisi operasi

:

Temperatur

: 300C

Densitas air

: 998 kg/m3 = 62,3031 lbm/ft3

(Perry,1999)

Viskositas air

: 0,85 cP = 5,71 x 10-4 lbm/ft.s

(Perry,1999)

Laju alir massa (F)

: 2.603,4117 kg/jam = 12,236 lbm/det

Laju alir volume, Q

:

Diameter optimum, De = 3,9 x Q0,45 x ρ0,13 = 3,9 x (0,197)0,45 x (62,3031)0,13 = 3,212 in Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih : -

Ukuran pipa nominal

: 3,5 in

-

Schedule pipa

-

Diameter dalam (ID)

: 3,548 in

= 0,296 ft

-

Diameter luar (OD)

: 4,000 in

= 0,333 ft

-

Luas penampang dalam (Ai)

: 40

: 0,06870 ft2

Kecepatan linier, v = Bilangan Reynold, NRe = Untuk cast iron, ε = 0,005 ft Kekasaran relatif = Untuk aliran turbulen, f =


Instalasi pipa : -

Panjang pipa vertical, L1 = 4 m = 13,123 ft

-

Panjang pipa horizontal, L2 = 5 m = 16,404 ft

-

2 buah gate valve fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980) L3 = 2 x 13 x 0,296 = 7,969 ft

-

1 buah elbow standard 900 (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust, 1980) L4 = 1 x 30 x 0,296 = 8,880 ft

Panjang pipa total (∑L) = 13,123 + 16,404 + 7,696 + 8,880 = 46,103 ft Faktor gesekan, F =

= = 0,090 ft.lbf/lbm

Tinggi pemompaan, ∆z = 2,5 m = 8,202 ft Static head, ∆z

ft.lbf/lbm

Velocity head, Pressure head, Ws = ∆z = 8,202 + 0,128 + 0 + 0,090 = 8,420 ft.lbf/lbm Tenaga pompa, P = Untuk efisiensi 80 %, maka : Tenaga pompa yang dibutuhkan = Digunakan daya pompa 0,5 hp.

LD. 9

Pompa Bak Pengendapan (P-102) Fungsi

: memompa air dari bak pengendapan ke clarifier


Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Cast Iron

Kondisi operasi

:

Temperatur

: 300C

Densitas air

: 998 kg/m3 = 62,3031 lbm/ft3

(Perry,1999)

Viskositas air

: 0,85 cP = 5,71 x 10-4 lbm/ft.s

(Perry,1999)

Laju alir massa (F)

: 2.603,4117 kg/jam = 12,236 lbm/det

Laju alir volume, Q

:

Diameter optimum, De = 3,9 x Q0,45 x ρ0,13 = 3,9 x (0,197)0,45 x (62,3031)0,13 = 3,212 in Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih : -

Ukuran pipa nominal

: 3,5 in

-

Schedule pipa

-

Diameter dalam (ID)

: 3,548 in

= 0,296 ft

-

Diameter luar (OD)

: 4,000 in

= 0,333 ft

-


: 40

: 0,06870 ft2

Kecepatan linier, v = Bilangan Reynold, NRe = Untuk cast iron, ε = 0,005 ft Kekasaran relatif = Untuk aliran turbulen, f = Instalasi pipa : -



-


-


-





ft.lbf/lbm

Velocity head, Pressure head, Ws = ∆z = 18,044 + 0,128 + 0 + 0,190 = 18,362 ft.lbf/lbm Tenaga pompa, P = Untuk efisiensi 80 %, maka : Tenaga pompa yang dibutuhkan = Digunakan daya pompa 0,5 hp.

LD. 10 Pompa Tangki Al2(SO4)3(P-103) Fungsi

: memompa Al2(SO4)3 ke clarifier

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Cast Iron

Kondisi operasi

:


Temperatur

: 300C

Densitas Al2(SO4)3

: 87,93 lbm/ft3

(Perry,1999)

Viskositas air Al2(SO4)3 : 6,719 x 10-4 lbm/ft.s Laju alir massa (F) Laju alir volume, Q

(Perry,1999)

: 1,001 kg/jam = 0,0006 lbm/det :

Diameter optimum, De = 3,9 x Q0,45 x ρ0,13 = 3,9 x (6,824.10-6)0,45 x (87,93)0,13 = 0,272 in Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih : -

Ukuran pipa nominal

: 3/8 in

-

Schedule pipa

-

Diameter dalam (ID)

: 0,493 in

= 0,041 ft

-

Diameter luar (OD)

: 0,675 in

= 0,056 ft

-


: 40

: 0,00133 ft2



-


-


-




= = 4,836.10-8 ft.lbf/lbm


ft.lbf/lbm

Velocity head, Pressure head, Ws = ∆z = 18,7 + 7,974.10-11 + 0 + 4,836.10-8 = 18,7 ft.lbf/lbm Tenaga pompa, P = Untuk efisiensi 80 %, maka : Tenaga pompa yang dibutuhkan = Digunakan daya pompa 0,001 hp.

LD. 11 Pompa Tangki Na2CO3 (P-104) Fungsi

: memompa Na2CO3 ke clarifier

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Cast Iron

Kondisi operasi

:

Temperatur

: 300C

Densitas Al2(SO4)3

: 82,842 lbm/ft3

(Perry,1999)

Viskositas air Al2(SO4)3 : 3,689 x 10-4 lbm/ft.s Laju alir massa (F)

(Perry,1999)

: 0,541 kg/jam = 0,0003 lbm/det


Laju alir volume, Q

:

Diameter optimum, De = 3,9 x Q0,45 x ρ0,13 = 3,9 x (3,621.10-6)0,45 x (82,842)0,13 = 0,144 in Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih : -

Ukuran pipa nominal

: ¼ in

-

Schedule pipa

-

Diameter dalam (ID)

: 0,364 in

= 0,030 ft

-

Diameter luar (OD)

: 0,540 in

= 0,045 ft

-


: 40

: 0,00072 ft2



-


-


-



= = 5,263.10-8 ft.lbf/lbm



ft.lbf/lbm

Velocity head, Pressure head, Ws = ∆z = 18,7 + 7,815.10-11 + 0 + 5,263.10-8 = 18,7 ft.lbf/lbm Tenaga pompa, P = Untuk efisiensi 80 %, maka : Tenaga pompa yang dibutuhkan = Digunakan daya pompa 0,001 hp.

LD. 12 Pompa Sand Filter (P-105) Fungsi

: memompa air dari sand filter ke menara air

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Cast Iron

Kondisi operasi

:

Temperatur

: 300C

Densitas air

: 998 kg/m3 = 62,3031 lbm/ft3

(Perry,1999)

Viskositas air

: 0,85 cP = 5,71 x 10-4 lbm/ft.s

(Perry,1999)

Laju alir massa (F)

: 0,541 kg/jam = 0,0003 lbm/det

Laju alir volume, Q

:

Diameter optimum, De = 3,9 x Q0,45 x ρ0,13

(Peters,2004)

= 3,9 x (0,197)0,45 x (62,3031)0,13


= 3,212 in Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih : -

Ukuran pipa nominal

:3,5 in

-

Schedule pipa

-

Diameter dalam (ID)

: 3,548 in

= 0,296 ft

-

Diameter luar (OD)

: 4,000 in

= 0,333 ft

-


: 40

: 0,06870 ft2


Panjang pipa vertical, L1 = 8,5 m = 27,887 ft

-

Panjang pipa horizontal, L2 = 8,5 m = 27,88 ft

-


-




Tinggi pemompaan, ∆z = 5 m = 16,404 ft Static head, ∆z

ft.lbf/lbm

Velocity head,


Pressure head, Ws = ∆z = 16,404 + 0,128 + 0 + 0,141 = 16,673 lbf/lbm Tenaga pompa, P = Untuk efisiensi 80 %, maka : Tenaga pompa yang dibutuhkan = Digunakan daya pompa 0,05 hp.

LD. 13 Pompa Water Cooling Tower (P-106) Fungsi

: mendistribusikan air pendingin

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Cast Iron

Kondisi operasi

:

Temperatur

: 300C

Densitas air

: 998 kg/m3 = 62,3031 lbm/ft3

Viskositas air

: 0,8937 cP = 6,005 x 10-4 lbm/ft.s (Perry,1999)

Laju alir massa (F)

: 20768,706 / 998 = 233,571 lbm/det

Laju alir volume, Q

:

Diameter optimum, De = 3,9 x Q0,45 x ρ0,13

(Perry,1999)

(Peters,2004)

= 3,9 x (3,748)0,45 x (62,3031)0,13 = 12,09 in Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih : -

Ukuran pipa nominal

-

Schedule pipa

: 3 in : 40


-

Diameter dalam (ID)

: 3,068 in

= 0,256 ft

-

Diameter luar (OD)

: 3,500 in

= 0,292 ft

-


: 0,05130 ft2



-


-



= = 2,947.10-5 ft.lbf/lbm

Tinggi pemompaan, ∆z = 5 m = 16,404 ft Static head, ∆z

ft.lbf/lbm

Velocity head , Pressure head, Ws = ∆z = 16,404 + 0,093 + 0 + 2,947.10-5 = 16,497 lbf/lbm


Tenaga pompa, P = Untuk efisiensi 80 %, maka : Tenaga pompa yang dibutuhkan = Digunakan daya pompa 0,05 hp.


LAMPIRAN E

Dalam rencana Pra Rancangan Pabrik Minuman berkarbonasi rasa nenas ini digunakan asumsi sebagai berikut : Pabrik beroperasi selama 330 hari dalam setahun. Kapasitas maksimum adalah 18.000 ton/tahun. Perhitungan didasarkan pada harga peralatan tiba di pabrik atau Purchased Equipment Delivered (Peters et.al., 2004) Harga alat disesuaikan dengan nilai tukar dollar terhadap rupiah adalah US$ 1 = Rp 9.300,- (Harian Analisa, 13 Maret 2012).

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 = 4395 m2 Biaya tanah pada lokasi pabrik berkisar Rp. 500.000 - Rp. 1000.000 /m2 Diperkirakan harga tanah sekitar Rp. 1.000.000,-/m2 ( Masyarakat Marelan ) Harga tanah seluruhnya

= 4395 m2 x Rp. 1.000.000,- / m2 = Rp. 4.395.000.000,-

Biaya perataan tanah diperkirakan 5 % (Peters, dkk. 2004) Biaya perataan tanah = 0,05 x Rp. 4.395.000.000,- = Rp. 219.750.000,Maka total biaya tanah (A) adalah Rp. 4.614.750.000-


E.1.1.2 Perinncian Harga Peralatan Harga peralatan yang di impor dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut (Peters et.al., 2004) : X  I  C x = C y  2   x  ……………………………………………………  X 1   I y  m

(1)

dimana: Cx = harga alat pada tahun 2012 Cy = harga alat pada tahun dan kapasitas yang tersedia X1 = kapasitas alat yang tersedia X2 = kapasitas alat yang diinginkan Ix = indeks harga pada tahun 2012 Iy = indeks harga pada tahun yang tersedia m = faktor eksponensial untuk kapasitas (tergantung jenis alat)

Untuk menentukan indeks harga pada tahun 2012 digunakan metode regresi koefisien korelasi (Montgomery, 1992) :

r=

[n ⋅ ΣX i ⋅ Yi − ΣX i ⋅ ΣYi ] (n ⋅ ΣX i 2 − (ΣX i )2 )× (n ⋅ ΣYi 2 − (ΣYi )2 )

……………………………..

(2)

Harga indeks Marshall dan Swift dapat dilihat pada table LE.1 dibawah ini. Tabel LE.1 Harga Indeks Marshall dan Swift Xi.Yi

Xi²

Yi²

895

1780155

3956121

801025

1990

915

1820850

3960100

837225

1991

931

1853621

3964081

866761

Tahun

Indeks

No.

(Xi)

(Yi)

1

1989

2 3


4

1992

943

1878456

3968064

889249

5

1993

967

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

14184

28307996

55748511

14436786

Total 27937

Sumber: Tabel 6-2, Peters et.al., 2004

Data : N

= 14

∑Xi

= 27937

∑Yi

= 14184

∑XiYi

= 28307996

∑Xi²

= 55748511

∑Yi²

= 14436786


Dengan memasukkan harga-harga pada Tabel LE – 1, maka persamaan (2), maka diperoleh harga koefisien korelasi sebagai berikut :

(14) . (28307996) –

r=

(27937)(14184)

[(14). (55748511) – (27937)²] x [(14)(14436786) – (14184)² ]½ = 0,98 ≈ 1

Harga koefisien yang mendekati +1 menyatakan bahwa terdapat hubungan linier antar variabel X dan Y, sehingga persamaan regresi yang mendekati adalah persamaan regresi linier. Persamaan umum regresi linier, Y = a + b ⋅ X ……………………….………

(3)

dimana : Y

= indeks harga pada tahun yang dicari (2012)

X

= variabel tahun ke n – 1

a, b

= tetapan persamaan regresi

Tetapan regresi ditentukan oleh :

(Montgomery, 1992)

b=

(n ⋅ ΣX i Yi ) − (ΣX i ⋅ ΣYi ) ………………………… ………… (n ⋅ ΣX i 2 ) − (ΣX i )2

(4)

a =

ΣYi. ΣXi 2 − ΣXi. ΣXi.Yi ………………………… ………… n.ΣXi 2 − (ΣXi) 2

(5)

Maka :

b=

14 .( 28307996) (27937)(14184) 53536 = 16.8088 = 14. (55748511) (27937)² 3185


a=

(14184)( 55748511) (27937)(28307996) 103604228 = -32528.8 =− 14. (55748511) (27937)² 3185

Sehingga persamaan regresi liniernya adalah: Y=a+b⋅X Y = 16.809X – 32528.8 …………………………………………………

(6)

Dengan demikian, harga indeks pada tahun 2012 adalah sebagai berikut : Y = -32528,8 + 16,8088 (2012) Y = 1290,5056 Perhitungan harga peralatan yang digunakan adalah menggunakan harga faktor eksponsial (m) Marshall & Swift. Harga faktor eksponen ini dapat dilihat pada table 6 – 4, (Peters, dkk.2004). Contoh Perhitungan Harga Peralatan Tangki Pencampur (M-102) : Kapasitas tangki, X2 = 2,7706 m3. Dari fig. 12 - 52, Peters, dkk. 2004, diperoleh untuk harga kapasitas tangki (X1) 1 m3 adalah (Cy) US$ 9800. Dari table 6 – 4, Peters, dkk. 2004, faktor eksponen tangki adalah (m) 0,49. Indeks harga pada tahun 2002 (Iy)


1103.

Gambar LE.1 Harga Peralatan untuk Tangki Pencampur I dan tangki Pencampur II (Peters et.al., 2004) Indeks harga tahun 2012 (Ix) adalah 1273,67912. Maka estimasi harga tangki untuk (X2) adalah sebagai berikut :

2,7706 Cx = US$ 9800 × 1

0 , 49

x

1273,67912 1103

Cx = US$ 60.816,64171 x (Rp 9300,-)/(US$ 1) Cx = Rp 565.594.767,-/unit Dengan cara yang sama diperoleh perkiraan harga alat lainnya yang dapat dilihat pada table LE.2 untuk perkiraan peralatan proses dan tabel LE.3 untuk perkiraan peralatan utilitas. Untuk harga alat impor sampai dilokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut (Timmerhaus, 2004) : 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 di pelabuhan

= 0,5 %

8. Transportasi local

= 0,5 %

9. Biaya tidak terduga

= 0,5 %

Total

= 43 %

Untuk harga alat non impor sampai dilokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut : 1. PPn

= 10 %

(Rusjdi,2004)

2. PPh

= 10 %

(Rusjdi,2004)

3. Transportasi lokal

= 0,5 %

4. Biaya tak terduga

= 0,5 %

Total

= 21 %

Tabel LE.2 Estimasi Harga Peralatan Proses Kode

Nama Alat

Ket

Unit

Harga (Rp)/Unit

Harga Total (Rp)

M-101

Tangki Pencampur I

I

1

565.594.767,-

565.594.767,-

M-102

Tangki Pencampur II

I

1

780.685.878

780.685.878

TT-101

Tangki Karbonator

I

1

1.295.661.508

1.295.661.508

TC-101

Tangki Gas CO2

I

1

520.696.589

520.696.589

TT-104

Tangki konsentrat

I

1

275.868.550

275.868.550

TT-103

Tangki karbon aktif

I

1

220.456.835

220.456.835


TT-102

Tangki Hyflo supercell

I

1

198.765.880

198.765.880

TF-101

Tangki Pengisian (filler)

I

1

226.654.854

226.654.854

FP-101

Filter Press

I

1

33.269.441

33.269.441

B-101

Bak Penampung

NI

1

4.214.024

4..214.024

BE-101

Bucket Elevator

NI

1

83.765.390

83.765.390

E-101

Heat Exchanger (Cooler)

I

1

65.780.500

65.780.500

SC-101

Screw Conveyor

NI

3

55.680.854

167.042.565

J-101

Pompa I

NI

1

32.058.662

32.058.662

J-102

Pompa II

NI

1

12.795.660

12.795.660

J-103

Pompa III

NI

1

16.796.837

16.796.837

JB

Blower

I

1

68.126.414

68.126.414

K-101

Capper karton Packaging

I

1

135.875.550

135.875.550

Total Keterangan (*) : I

20

Rp.

4.704.111.824,-

= peralatan import, sedangkan NI = peralatan non import.

Tabel LE. 3 Estimasi Harga Peralatan Utilitas Kode Nama Alat

Ket

Unit

Harga (Rp)/Unit Harga Total (Rp)

SB

Sumur Bor

NI

1

95.580.550

95.580.550

BP

Bak Pengendapan

NI

1

52.214.640

52.214.640

TP-01

Tangki Pelarutan Al2(SO4)3

I

1

241.963.703

241.963.703

TP-02

Tangki Pelarutan (Na2CO3)

I

1

172.405.324

172.405.324


TP-03

Tangki Pelarutan CaOCl2

I

1

81.850.650

11.850.650

CL

Clarifier

I

1

850.640.865

850.640.865

SF

Sand Filter

I

1

368.570.285

368.570.285

MA

Menara Air

I

1

544.250.658

544.250.658

CT

Menara Pendingin Air

I

1

450.852.560

450.852.560

CF

Tangki Karbon Filter

I

1

368.570.285

368.570.285

F

Tangki Air Domestik

I

1

218.736.915

218.736.915

PU-01

Pompa Sumur Bor

NI

1

12.890.589

12.890.589

PU-02

Pompa Bak Pengendapan

NI

1

8.654.890

8.654.890

PU-03

Pompa Tangki Al2(SO4)3

NI

1

2.550.700

2.550.700

PU-04

Pompa Tangki Na2CO3

NI

1

2.550.700

2.550.700

PU-05

Pompa Tangki Clarifier

NI

1

8.854.660

8.854.660

PU-06

Pompa Sand Filter

NI

1

6.800.570

6.800.570

PU-07

Pompa Menara Air 1

NI

1

8.654.890

8.654.890

PU-08

Pompa Cooling Tower

NI

1

8.654.890

8.654.890

PU-09

Pompa Menara Air 2

NI

1

8.654.890

8.654.890

PU-10

Pompa Tangki CaOCl2

NI

1

2.550.700

2.550.700

PU-11

Pompa Menara Air 3

NI

1

8.654.890

8.654.890

PU-12

Pompa Air Domestik

NI

1

8.654.890

8.654.890

PU-13

Pompa Carbon filter

NI

1

6.800.570

24

Rp.

Total

6.800.570 3.470.564.184,-


Keterangan : (*) I = Peralatan impor NI = Peralatan Non impor

Total harga peralatan Proses dan Utilitas adalah : = Rp. . 4.704.111.824,-+ Rp. 3.470.564.184,= Rp. 8.174.676.008,Diperkirakan biaya angkut alat hingga tiba dilokasi pabrik adalah 10 % dari harga alat (Peters, 2004) = 0,1 x Rp 8.174.676.008,- = Rp. 817.467.600,-

Jadi, Total harga peralatan (B) tiba dilokasi pabrik adalah : Total harga peralatan (B)

= Rp. . 8.174.676.008,-+ Rp. 817.467.600,= Rp. 8.992.143.608,-

E.1.1.3 Biaya Instalasi Biaya pemasangan diperkirakan 30% dari total harga peralatan (Peters, dkk. 2004) Biaya Pemasangan (C)

= 0,3 x Rp. 8.992.143.608,= Rp. 2.697.643.082,-

Harga peralatan terpasang (HPT) = Rp. 8.992.143.608,- + Rp. 2.697.643.082,= Rp. 11.689.786.690,-

E.1.1.4 Instrumentasi dan Alat Kontrol Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 26% dari total harga peralatan (Peters, dkk. 2004)


Biaya instrumentasi dan alat control (D) = 0,26 x Rp. 8.992.143.608,= Rp. 2.337.957.338,-

E.1.1.5 Biaya Perpipaan Diperkirakan biaya perpipaan dari 31 % dari total harga peralatan (Peters, dkk. 2004) Biaya Perpipaan (E) = 0,31 x Rp. 8.992.143.608,= Rp. 2.787.564.518,-

E.1.1.6 Biaya Instalasi Listrik Diperkirakan biaya instalasi listrik 10 % dari total harga peralatan (Peters, dkk. 2004) Biaya Instalasi Listrik (F) = 0,1 x Rp. 8.992.143.608,- = Rp. 899.214.360,-

E.1.1.7 Biaya Inventaris Kantor dan Gudang Diperkirakan biaya investasi kantor 5 % dari total harga peralatan (Peters, dkk. 2004) Biaya Inventaris Kantor (G) = 0,05 x Rp. 8.992.143.608,- = Rp. 449.607.180,-

E.1.1.8 Biaya Insulasi Diperkirakan biaya insulasi 8% dari biaya HPT (Peters, dkk. 2004) Biaya Insulasi (H) = 0,08 x Rp. 11.689.786.690,- = Rp. 935.182.935,-

E.1.1.9 Biaya Fasilitas Servis Diperkirakan biaya fasilitas servis 2% dari total harga peralatan (Peters, dkk. 2004)


Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan (I) = 0,02 x Rp. 8.992.143.608,- = Rp. 179.842.872,-

E.1.1.10 Harga Bangunan dan Sarana Tabel LE.4 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya No.

Jenis Areal

Luas (m2)

Harga (Rp/m2)

Jumlah (Rp)

1.

Areal Proses

900

2.000.000

1.800.000.000

2.

Areal Bahan Baku

160

1.500.000

240.000.000

3.

Areal Produk

300

1.500.000

450.000.000

4.

Laboratorium

110

1.700.000

187.000.000

5.

Pengolahan limbah

160

2.000.000

320.000.000

6.

Pengolahan Air

300

1.200.000

360.000.000

7.

Kamar Mandi

30

500.000

15.000.000

8.

Ruang Kontrol

80

1.800.000

144.000.000

9.

Pembangkit listrik

80

2.000.000

160.000.000

10.

Bengkel

110

750.000

82.500.000

11.

Unit Pemadam Kebakaran

110

1.200.000

132.000.000

12.

Perkantoran

600

1.700.000

1.020.000.000

13.

Kantin

100

800.000

80.000.000

14.

Perpustakaan

30

500.000

15.000.000

15.

Poliklinik

90

500.000

45.000.000


16.

Parkir

300

500.000

150.000.000

17.

Tanah

180

500.000

90.000.000

18.

Sasana Olahraga

100

800.000

480.000.000

19.

Daerah Perluasan

600

800.000

480.000.000

20.

Poliklinik

50

1.500.000

75.000.000

21.

Pos keamanan

5

500.000

2.500.000

4395

Rp.

Rp. 6.328.000.000

Total biaya bangunan dan sarana (J) = Rp. 6.328.000.000,-

E.1.1.11 Sarana Transportasi Sarana transportasi untuk mempermudah pekerjaan dapat dilihat pada tabel. Tabel LE.5 Perincian Biaya Sarana Transportasi Peruntukan

Unit

Tipe

Harga/unit (Rp)

Harga total (Rp)

Direktur

1

Innova

240.000.000

240.000.000

Dewan Komisaris

3

Yaris

220.000.000

660.000.000

Manager

4

Avanza

180.000.000

720.000.000

Bus Karyawan

2

Bus

300.000.000

600.000.000

Bus Karyawan

2

L-300

120.000.000

240.000.000

Truk

5

Truk

250.000.000

1.250.000.000

Mobil Pemasaran

2

luxio

150.000.000

300.000.000


Sepeda Motor Mobil

pemadam

kebakaran

3

Honda

12.500.000

37.500.000

1

Tangki

400.000.000

400.000.000

Total

Rp. 4.447.500.000

(Sumber: www.situsotomotif.com, Maret 2012) Total biaya sarana transportasi (K) adalah sebesar Rp. 4.447.500.000,-

Total Modal Investasi Tetap Langsung (MITL) MITL = A + B + C + D + E + F + G + H + I + J + K = Rp. 43.661.552.501,-

E.1.2 Modal Investasi Tetap Tidak Langsung (MITTL) E.1.2.1 Pra Investasi Diperkirakan 7 % dari total harga peralatan (Peters, dkk. 2004) Pra Investasi (L)

= 0,07 x Rp. 8.992.143.608,= Rp. 629.450.052,-

E.1.2.2 Biaya Engineering dan Supervisi Diperkirakan 30 % dari total harga peralatan (Peters, dkk. 2004) Biaya Engineering dan Supervisi (M) = 0,30 x Rp. 8.992.143.608,= Rp. 2.697.643.082,-


E.1.2.3 Biaya Legalitas Diperkirakan 4 % dari total harga peralatan (Peters, dkk. 2004) Biaya Legalitas (N) = 0,04 x Rp. 8.992.143.608,= Rp. 359.685.744,-

E.1.2.4 Biaya Kontraktor Diperkirakan 30 % dari total harga peralatan (Peters, dkk. 2004) Biaya Kontraktor (O)

= 0,30 x Rp. 8.992.143.608,= Rp. 2.697.643.082,-

E.1.2.5 Biaya Tidak Terduga Diperkirakan 15 % dari total harga peralatan (Peters, dkk. 2004) Biaya Tidak Terduga (P)

= 0,15 x Rp. 8.992.143.608,= Rp. 1.348.821.541,-

Total MITTL = L + M + N + O + P = Rp.7.733.243.501,-

Total MIT

= MITL + MITTL = Rp. 39.046.802.501,- + Rp. 7.733.243.501,= Rp. 46.780.046.002,-

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. Air Kebutuhan

= 367,7215 kg/jam = 0,3677 m3/jam

Harga

= Rp. 5000,-/m3 (www.iklanpropertiku.com, 2012)

Harga total

= 90 hari x 24 jam/hari x 0,3677 m3/jam x Rp. 5000,-/kg = Rp. 397.139.220,-

2. Gula Kebutuhan

= 73,5443 kg/jam

Harga

= Rp. 5.500,-/kg

Harga total

= 90 hari x 24 jam/hari x 73,5443 kg/jam x Rp. 5.500,-/kg

(PT. Jawa manis, 2012)

= Rp. 873.706.284,-

3. Konsentrat Kebutuhan

= 44,1119 kg/jam

Harga

= Rp. 220.000,-/kg

Harga total

= 90 hari x 24 jam/hari x 44,1119 kg/jam x Rp. 220.000kg

(PT. Coca cola Indonesia, 2012)

= Rp.20.961.974.880 ,-

4. Karbon aktif Kebutuhan

= 0,1942 kg/jam

Harga

= Rp 6000/kg (PT. Hofkar Putra Tani, 2012)

Harga total

= 90 hari x 24 jam/hari x 0,1942 kg/jam x Rp. 6000,-/kg


= Rp. 2.516.832,-

5. Hyflo supercell Kebutuhan

= 0,2648 kg/jam

Harga

= 8.000/kg (PT. Lautan Luas Tbk, 2012)

Harga total

= 90 hari x 24 jam/hari x 0,2648 kg/jam x Rp. 8.000,-/kg = Rp. 4.575.744,-

6. Gas CO2 Kebutuhan

= 23,0219 kg/jam

Harga

= 18.000/kg (PT. IndoHanzel, 2012)

Harga total

= 90 hari x 24 jam/hari x 23,0219 kg/jam x Rp. 18.000,-/kg = Rp. 895.091.472,-

5. Botol Kebutuhan

= 155.844 botol/hari

Harga

= Rp. 100,-/botol (PT.UNIPLASTINDO, 2012)

Harga total

= 90 hari x 155.844 botol/hari x Rp. 100,-/botol = Rp. 1.402.596.000,-

6. Tutup Botol Kebutuhan

= 200 kg/bulan ( 1 Box = 20kg = 20.000 tutup botol)


Harga

= Rp. 5.500,-/kg (PT. Bumi Indah Lestari, 2012)

Harga total

= 3 bulan x 200 kg/bulan x Rp. 5.500,-/kg = Rp. 3.300.000,-

7. Box Packaging Kebutuhan

= 162.337 box/bulan

Harga

= Rp. 150,-/box ( PT. IPI, 2012)

Harga total

= 3 Bulan x 162.337 box/bulan x Rp. 150,-/box = Rp. 73.051.650,-

Total biaya bahan baku = Rp. 24.613.951.282,-

E.2.1.2 Bahan Baku Utilitas 1. Alum, Al2(SO4)3 Kebutuhan

= 0,1302 kg/jam

Harga

= Rp. 8000,-/kg

Harga total

= 90 hari x 24 jam/hari x 0,1302 kg/jam x Rp. 8000,-/kg

(PT. Indokemika Jayatama, 2012)

= Rp. 2.249.855,-

2. Soda Abu, Na2CO3 Kebutuhan

= 0,0703 kg/jam

Harga

= Rp. 6.500,-/kg

Harga total



= Rp. 987.012,-


3. Kaporit CaOCl2 Kebutuhan

= 0,00061 kg/jam

Harga

= 20.000,-kg/jam

Harga total



= Rp. 26.352,-

3. Solar Kebutuhan

= 22,056 l/jam

Harga

= Rp. 5.500,-/liter

Harga total

= 90 hari x 24 jam/hari x 22,056 liter/jam x Rp. 5.500,-/liter

(PT. Pertamina 2012)

= Rp. 262.025.280,Biaya total utilitas

= Rp. 265.288.499,-

Total biaya bahan baku untuk proses dan utilitas selama 3 bulan (90 hari) : = Rp. 24.613.951.282,- + Rp. 265.288.499,= Rp. 24.879.239.781,-

E.2.2 Kas E.2.2.1 Gaji Pegawai Perincian gaji pegawai dapat dilihat pada Tabel LE.6 di bawah ini. Tabel LE.6 Perincian Gaji Pegawai


Jabatan

Jumlah

Jumlah

Gaji/bulan

Dewan Komisaris

3

15.000.000

45.000.000

Direktur

1

20.000.000

10.000.000

Staf ahli

1

8.000.000

8.000.000

Sekretaris

1

5.000.000

6.000.000

Manajer Finansial dan Marketing

1

6.000.000

6.000.000

Manajer SDM/Umum

1

6.000.000

6.000.000

Manajer Teknik

1

6.000.000

6.000.000

Manajer Produksi

1

6.000.000

6.000.000

Kepala Seksi Marketing

1

5.000.000

5.000.000

Kepala Seksi Pembelian

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 Keamanan

1

5.000.000

5.000.000

Kepala Seksi Maintenance & Listrik

1

5.000.000

5.000.000

Kepala Seksi Instrumentasi

1

5.000.000

5.000.000

Kepala Seksi Laboratorium

1

5.000.000

5.000.000

Kepala Seksi Produksi

1

5.000.000

5.000.000

Kepala Seksi Utilitas

1

3.000.000

3.000.000

Karyawan Produksi & Laboratorium

32

2.000.000

64.000.000

Karyawan Teknik

8

2.000.000

16.000.000

Karyawan Keuangan dan Personalia

8

2.000.000

16.000.000

Karyawan Pemasaran dan Penjualan

16

1.800.000

28.800.000

Dokter

1

3.000.000

3.000.000

Perawat

3

1.500.000

4.500.000

Gaji/bulan


Petugas Keamanan

12

1.500.000

18.000.000

Supir

3

1.300.000

3.900.000

Petugas kebersihan

10

1.100.000

11.000.000

Jumlah

113

313.200.000

Gaji pegawai selama 1 bulan = Rp. 313.200.000,Gaji pegawai selama 3 bulan = Rp. 939.600.000,-

1. Gaji lembur Diperkirakan seluruh karyawan bekerja lembur, dimana gaji lembur dihitung dengan rumus : 1/173 x gaji pokok perbulan, dimana untuk 1 jam pertama dibayar 1,5 kali gaji perjam dan jam berikutnya 2 kali gaji perjam (Kep. Men. 2010). Diperkirakan dalam 1 tahun, 12 hari libur dengan 8 jam kerja untuk setiap harinya, dimana untuk jam pertama dan selanjutnya dibayar 2 x gaji/jam, artinya dalam satu bulan memiliki 1 hari libur yang dimanfaatkan sebagai lembur, maka gaji lembur untuk 8 jam kerja yaitu : 1 jam pertama : 1,5 x 1 x (1/173 x Rp 313.200.000) = Rp. 2.715.606,7 jam berikutnya

: 2 x 7 x (1/173 x Rp 313.200.000) = Rp. 25.345.664,-

Lembur pegawai selama 3 bulan = Rp. 76.036.992,-

2. Gaji Cuti (hari libur) Diperkirakan dalam 1 tahun, 14 hari libur dengan 8 jam kerja untuk setiap harinya, maka gaji cuti untuk 8 jam kerja yaitu : Gaji cuti : (14/12) x 8 x (Rp. 2.715.606,- ) = Rp 25.345.655,gaji cuti selama 3 bulan = Rp.76.036.965 Total gaji pegawai selama 3 bulan = Rp.1.091.673.930,-


E.2.2.2 Biaya Administrasi Umum Diperkirakan 15 % dari gaji pegawai (Peters, dkk. 2004) Biaya Administrasi Umum

= 0,15 x Rp. 1.091.673.957,= Rp. 163.751.093,-

E.2.2.3 Biaya Pemasaran Diperkirakan 10 % dari gaji pegawai (Peters, dkk. 2004) Biaya Pemasaran

= 0,1 x Rp. 1.091.673.957,= Rp. 109.167.395,-

E.2.2.4 Pajak Bumi dan Bangunan Dasar perhitungan Pajak Bumi dan Bangunan (PBB) mengacu kepada UndangUndang RI No. 20 Tahun 2000 Jo UU No. 21 Tahun 1997 tentang Bea Perolehan Hak atas Tanah dan Bangunan sebagai berikut: 

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



Dasar pengenaan pajak adalah Nilai Perolehan Objek Pajak (Pasal 6 ayat 1 UU No.20/00).



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



Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak ditetapkan sebesar Rp. 30.000.000 (Pasal 7 ayat 1 UU No.21/97).



Besarnya pajak yang terutang dihitung dengan cara mengalikan tarif pajak dengan Nilai Perolehan Objek Kena Pajak (Pasal 8 ayat 2 UU No.21/97).

Maka berdasarkan penjelasan di atas, perhitungan PBB sebagai berikut :


Wajib Pajak Pabrik Minuman Berkarbonasi Rasa Nenas :

Nilai Jumlah Objek Pajak -

Tanah

-

Bangunan

Rp.

4.614.750.000-

Rp. Rp.

6.328.000.000,10.942.750.000,-

Total NJOP

Rp

10.942.750.000,-

Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak

(Rp.

Nilai Perolehan Objek Pajak Kena Pajak

Rp

10.912.750.000,-

Pajak yang Terutang (5% x NPOPKP)

Rp.

545.637.500,-

30.000.000,-)

Pajak Bumi Dan Bangunan adalah (Q) Rp. 11.458.387.500,-

Tabel LE.7 Perincian Biaya Kas No. Jenis Biaya 1. Gaji Pegawai 2. Administrasi Umum 3. Pemasaran 4. Pajak Bumi dan Bangunan Total

Jumlah (Rp) Rp. 1.091.673.930,Rp. 163.751.093,Rp. 109.167.395,Rp. 545.637.500,Rp. 1.910.229.945,-

E.2.3 Biaya Start-Up Diperkirakan 12 % dari Modal Investasi Tetap (MIT) Biaya Start-Up

(Peters, dkk. 2004)

= 0,12 x Rp. 46.780.046.002,= Rp. 5.613.605.520.,-


E.2.4 Piutang Dagang PD =

IP x HPT …………………………………(Peters, dkk. 2004) 12

Dimana : PD

: Piutang Dagang

IP

: Jangka waktu kredit yang diberikan (1 bulan)

HPT

: Hasil Penjualan Tahunan

Penjualan : Diharapkan minuman berkarbonasi rasa nenas ini dapat dijual dengan : Harga jual minuman

= Rp. 4000,-/botol

Produksi minuman perhari

= 155.844 botol/hari

Hasil penjualan minuman dalam tahunan = Rp. 4000/botol x 330 hari/tahun x 155.844 botol/hari = Rp. 205.714.080.000,Piutang Dagang =

1 x Rp. 205.714.080.000,12

= Rp. 17.074.268.640,-

Perincian modal kerja dapat dilihat pada tabel LE.8 dibawah ini. Tabel LE.8 Perincian Modal Kerja


No

Perincian

Jumlah (Rp)

1

Bahan Baku

2

Kas

1.910.229.945,-

3

Start-Up

5.613.605.520,-

4

Piutang Dagang

24.879.239.781,-

17.074.268.640,-

Total

49.477.343.886,-

Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja = Rp. 46.780.046.002,-+ Rp. 49.477.343.886,= Rp. 96.257.389.888,Modal ini berasal dari 1. Modal Sendiri Besarnya modal sendiri adalah 60 % dari total modal investasi Modal sendiri adalah sebesar

= 0,60 x Rp. 96.257.389.888,= Rp. 57.754.433.932,-

2. Pinjaman dari Bank Besarnya modal sendiri adalah 40 % dari total modal investasi Pinjaman dari bank adalah sebesar

= 0,40 x Rp. 96.257.389.888,= Rp. 38.502.955.955,-

E.3. Biaya Produksi Total E.3.1. Biaya Total (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 (R)

= (12+2) x Rp. 363.891.319,- = Rp. 5.094.478.466,-

E.3.1.2 Bunga Pinjaman Bank Bunga Pinjaman Bank adalah sebesar 16 % dari modal pinjaman Bank (Bank Sumut, 2012) Bunga Pinjaman Bank (S) = 0,16 x Rp 38.502.955.955, = Rp. 6.160.472.952,-

E.3.1.3 Depresiasi dan Amortisasi Pengeluaran untuk memperoleh harta terwujud 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 straight line method. Dasar penyusutan menggunakan masa manfaat dan tarif penyusutan sesuai dengan Undang-Undang Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000 Pasal 11 Ayat 6 dapat dilihat pada Tabel LE.9 dibawahi ini. Tabel LE. 9 Aturan Depresiasi sesuai UU Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000 Kelompok Harta Berwujud

Masa

Tarif

(Tahun)

(%)

Beberapa Jenis Harta

I. Bukan Bangunan Kelompok 1 Kelompok 2 Kelompok 3

4

25

Mesin kantor, alat perangkat industri

8

12,5

Mobil, truk kerja

16

6,25

Mesin industri kimia, mesin industri mesin


II. Bangunan Permanen

20

5

Tidak permanen

10

10

Bangunan sarana dan penunjang

(Sumber : Waluyo, 2000 dan Rusdji, 2004)

Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol. D=

P-L (Waluyo, 2000) 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 di bawah ini. Tabel LE.10 Perhitungan Biaya Depresiasi sesuai UU RI No. 17 Tahun 2000 Komponen

Biaya (Rp)

Umur (Tahun)

Depresiasi (Rp)

Bangunan

6.328.000.000,-

20

316.400.000,-

Peralatan proses dan utilitas

8.992.143.608,-

16

562.008.975,-

Instrumentasi dan Alat Kontrol

2.337.957.338,-

4

584.489.334,-

Perpipaan

2.787.564.518,-

4

696.891.129


Instalasi Listrik

899.214.360,-

4

224.803.590

Insulasi

935.182.935,-

4

233.795.733,-

Inventaris kantor

449.607.180,-

4

112.401.795,-

Fasilitas servis

179.842.872,-

4

44.960.718,-

8

555.937.500,-

Sarana transportasi

4.447.500.000,-

3.331.688.774,-

Total

Semua modal investasi tetap langsung (MITL) kecuali tanah mengalami penyusutan yang disebut depresiasi, sedangkan modal investasi tetap tidak langsung (MITTL) juga mengalami penyusutan yang disebut amortisasi. Pengeluaran untuk memperoleh harta 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 menerapkan 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. 7.733.243.501,= Rp. 1.933.311.625,-

Total biaya depresiasi dan amortisasi (T) = Rp. 3.331.688.774,-+ Rp. 1.933.311.625,= Rp. 5.265.000.399,-


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 8 % dari harga peralatan terpasang di pabrik (HPT) (Peters, dkk. 2004) Biaya perawatan mesin

= 0,08 x Rp. 11.689.786.690,= Rp. 935.182.935,-

2. Perawatan bangunan Diperkirakan 8 % dari harga bangunan. (Peters, dkk. 2004) Perawatan bangunan

= 0,08 x Rp 6.328.000.000,= Rp. 506.240.000,-

3. Perawatan kendaraan Diperkirakan 8 % dari harga kendaraan. (Peters, dkk. 2004) Perawatan kendaraan

= 0,08 x Rp. 4.447.500.000 = Rp. 355.800.000,-

4. Perawatan instrumentasi dan alat kontrol Diperkirakan 8 % dari harga instrumentasi dan alat kontrol. (Peters, dkk. 2004) Perawatan bangunan

= 0,08 x Rp. 2.337.957.338,= Rp. 187.036.587,-

5. Perawatan perpipaan Diperkirakan 8 % dari harga perpipaan. (Peters, dkk. 2004) Perawatan perpipaan

= 0,08 x Rp. 2.787.564.518,= Rp. 223.005.161,-

6. Perawatan instalasi listrik


Diperkirakan 8 % dari harga instalasi listrik. (Peters, dkk. 2004) Perawatan listrik

= 0,08 x Rp. 899.214.360,= Rp. 71.937.148,-

7. Perawatan insulasi Diperkirakan 8 % dari harga insulasi. (Peters, dkk. 2004) Perawatan insulasi

= 0,08 x Rp. 935.182.935,= Rp. 74.814.638,-

8. Perawatan inventaris kantor Diperkirakan 8 % dari harga inventaris kantor. (Peters, dkk. 2004) Perawatan inventaris

= 0,08 x Rp. 449.607.180,= Rp. 35.968.574,-

9. Perawatan fasilitas servis Diperkirakan 8 % dari harga fasilitas servis. (Peters, dkk. 2004) Perawatan perlengkapan kebakaran

= 0,08 x Rp. 179.842.872,= Rp. 14.387.429,-

Total biaya perawatan (U)

= Rp. 2.404.372.472,-

E.3.1.5 Operating Supply Diperkirakan 10 % dari total biaya perawatan (Peters, dkk. 2004) Operating Supply (V)

= 0,10 x Rp. 2.404.372.472,= Rp. 240.437.247,-


E.3.1.6 Biaya Tambahan (Plant Overhead Cost) Diperkirakan 10 % dari investasi tetap MIT (Peters, dkk. 2004) Operating Supply (V)

= 0,1 x Rp. 46.780.046.002 = Rp. 4.678.004.600,-

E.3.1.7 Laboratory Charge Diperkirakan 10 % dari gaji karyawan (Peters, dkk. 2004) Laboratory Charge (W)

= 0,10 x Rp. 1.091.673.930,= Rp. 109.167.393,-

E.3.1.8 Paten dan Royalti Diperkirakan 1 % dari Modal Investasi Tetap (Peters, dkk. 2004) Paten dan Royalti (X)

= 0,01 x Rp. 46.780.046.002,= Rp. 467.800.460,-

E.3.1.9 Asuransi 1. Biaya asuransi pabrik adalah 9,24% dari modal investasi tetap langsung MITL (Asosiasi Asuransi Jiwa Indonesia, AAJI, 2011). Maka, biaya asuransi pabrik

= 0,0924 x Rp. 39.046.802.501,= Rp. 3.607.924.551,-

2. Biaya asuransi karyawan(Biaya untuk asuransi tenaga kerja adalah 5,7% dari gaji karyawan. dimana 2% ditanggung oleh karyawan dan 3,7% ditanggung oleh perusahaan) (PT. Prudential Life Assurance,2011) = 0,037 x(12/3) x 313.200.000 = Rp. 46.353.600,-


Total biaya asuransi (Y) = Rp. 3.607.924.551,- + Rp. 46.353.600,= Rp. 3.654.278.151,-

E.3.1.10 General Expances Administrasi Biaya administrasi per 3 bulan

= Rp. 163.751.093,-

Biaya administrasi per tahun

= Rp. 655.004.372,-

Pemasaran dan Distribusi Biaya pemasaran per 3 bulan

= Rp. 109.167.395,-

Biaya administrasi per tahun

= Rp. 436.669.580,-

Biaya distribusi diperkirakan 20 % dari pemasaran (Peters, dkk. 2004) Biaya distribusi

= 0,2 x Rp. 436.669.580,= Rp. 87.333.916,-

Research and Development Diperkirakan 3 % dari Modal Investasi Tetap (Peters, dkk. 2004) = 0,03 x Rp. 46.780.046.002,= Rp. 1.403.401.380,Total General Expance (Z)

= Rp. 2.582.409.248,-

Total Biaya Tetap = Q + R + S + T + U + V + W + X + Y + Z = Rp. 44.394.051.973,-


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. 24.879.239.781,Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 1 tahun adalah sebagai berikut : Rp. 24.879.239.781,- x

330 = Rp. 89.565.263.211,90

E.3.2.2 Biaya Variabel Tambahan 1. Perawatan dan Penanganan Lingkungan Diperkirakan 5 % dari Modal Investasi Tetap. Biaya perawatan lingkungan

= 0,05 x Rp. 46.780.046.002,= Rp. 2.339.002.300,-

2. Biaya variable Pemasaran dan Distribusi Diperkirakan 10 % dari biaya tetap pemasaran. Biaya variable pemasaran

= 0,1 x Rp. 436.669.580,- ,= Rp. 43.666.958,-

E.3.2.3 Biaya Variabel Lainnya Diperkirakan 5 % dari biaya tambahan. = 0,05 x Rp. 4.678.004.600,= Rp. 233.900.230,-


Total Biaya Variabel

= Rp. 92.181.832.699,-

Total Biaya Produksi

= Biaya Tetap + Biaya Variabel = Rp. 136.575.884.672,-

E.4. Perkiraan Laba / Rugi Perusahaan Laba sebelum pajak

= total penjualan – total biaya produksi = Rp. 205.714.080.000,- – Rp.136.575.884.672,= Rp. 69.138.195.328,-

Bonus perusahaan untuk karyawan 0,5% dari keuntungan perusahaan = 0,005 × Rp. 69.138.195.328,= Rp. 345.690.976,Pengurangan bonus atas penghasilan bruto sesuai dengan UU RI No. 17/00 Pasal 6 ayat 1 sehingga : Laba sebelum pajak (bruto) = Rp. 69.138.195.328 – 345.690.976,= Rp. 68.792.504.352,-

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 di atas 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. 68.792.504.352 – Rp.100.000.000) = Rp. 20.607.751.305,Total PPh

(+)

Rp. 20.620.251.305,-

E.4.2. Laba setelah Pajak Laba setelah pajak

= Laba sebelum pajak – PPh = Rp. 68.792.504.352,- – Rp. 20.620.251.305,= Rp. 48.172.253.047,-

E.5 Analisa Aspek Ekonomi E.5.1 Profit Margin (PM) PM =

=

Laba sebelum pajak x 100 % Total penjualan Rp. 68.792.504.352,x 100 % Rp.205.714.080.000

= 33,44 %

E.5.2 Break Even Point (BEP) BEP =

Biaya Tetap x 100 % Total penjualan - Biaya Variabel

BEP =

Rp. 44.394.051.973,x 100 % Rp. 205.714.080.000 - 92.181.832.699,-

= 39,10 %


Kapasitas produksi pada titik BEP

= 39,10 % x 18.000 ton/tahun = 7.038,52 ton/tahun

Nilai penjualan pada titik BEP

= 39,10 % x Rp. 205.714.080.000,= Rp. 80.434.205.280,-

E.5.3 Return On Investment (ROI) ROI =

Laba setelah Pajak x 100 % Total Modal Investasi

ROI =

Rp.48.172.253.047,- ,x 100 % Rp. 96.257.389.888,-,-

= 50,04 %

E.5.4 Pay Out Time (POT) POT =

1 x 1 Tahun (ROI)

POT =

1 x 1 Tahun 0,5004

= 2 Tahun POT selama 2 tahun merupakan jangka waktu pengembalian modal dengan asumsi bahwa perusahaan beroperasi dengan kapasitas penuh tiap tahun.


E.5.5 Return On Network (RON) RON =

Laba setelah Pajak x 100 % Modal sendiri

RON =

Rp. 48.172.253.047,-,x 100 % Rp. 57.754.433.932,-,-

= 47, 35%

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.


I-385


tahun. 1 tahun operasi = 330 hari

Recommend Documents