appendix bab 4
TRANSCRIPT
LAMPIRAN A
PERHITUNGAN NERACA MASSA
Kapasitas produksi : 3 % × 85000 ton/tahun
= 2550 ton/tahun
Basis perhitungan : 1 jam operasi
Satuan berat : kilogram (kg)
Kapasitas produksi : 2550 tahunton ×
tonkg
11000 ×
haritahun
300×
jamhari
241
= 354 kg
Komposisi bahan baku :
Glukosa : 21,7 %
Sukrosa : 34,19 %
Air : 26,49 %
Abu : 17,62 %
(buletin analisa tetes PG Sei Semayang, 2002)
LA.1 FILTER PRESS I (FP-101)
Diharapkan semua abu dapat terpisah dari molase dan cake mengandung air sekitar
10 %.
Asumsi bahan baku = 1335 kg
Glukosa : FG1 = FG
3
Sukrosa : F
= 21,7 % × 1335 kg = 289,695 kg
S1 = FS
3
Air : F
= 34,19 % × 1335 kg = 456,436 kg
Air1
F
= 26,49 % × 1335 kg = 353,642 kg
Air2 = 10 % FAir
1 = 0,1 × 353,641 kg = 35,364 kg
F1 F3
F2
Glukosa Sukrosa
Air Abu
Air Abu
Glukosa Sukrosa
Air
Universitas Sumatera Utara
FAir1 = FAir
2 + FAir
F
3
Air3 = FAir
1 - FAir2
= 318,278 kg
= (353,642 – 35,364) kg
Abu : FAbu1 = FAbu
2
= 17,62 % × 1335 kg = 235,227 kg
LA.2 REAKTOR (R-101)
Pada reaktor, sukrosa akan terhidrolisa sempurna membentuk glukosa.
Reaksi hidrolisa :
C12H22O11 + H2O 2C6H12O6
Sukrosa : FS3
N
= 456,436 kg
S3
kmolkg
kg
342
436,456 = = 1,335 kmol
Berdasarkan stoikiometri 1,335 kmol sukrosa ekivalen dengan 1,335 kmol H2
O dan
ekivalen dengan 2,670 kmol glukosa.
Air yang dibutuhkan untuk hidrolisa = 1,335 kmol × 18 kg/kmol
= 24,030 kg
Glukosa hasil hidrolisa = 2,670 kmol × 180 kg/kmol
= 480,6 kg
Glukosa pada alur 3, FG3
Total glukosa F
= 289,695 kg
G5 = FG
3
= (289,695 + 480,6) kg
+ glukosa hasil hidrolisa
= 770,295 kg
Glukosa Sukrosa
Air F3
F4 Air proses
F5 Glukosa Air
Universitas Sumatera Utara
Gula diencerkan hingga kadar gula mencapai 14% berat agar tidak menghambat
aktivitas bakteri untuk berkembangbiak dan gula dapat terkonversi sempurna
(E.Gumbira Sa’id, 1984)
14 % = %100×+ airmassaglukosamassa
glukosamassa
0,14 = 1770,295
770,295×
+ x
107,841 + 0,14 x = 770,295
0,14 x = 770,295 – 107,841
x = 14,0454,662 = 4731,814 kg
Massa air yang ditambahkan untuk mengencerkan glukosa hingga 14 % adalah :
(4731,814 – 318,278) kg = 4413,536 kg
Total air pada alur 4, FAir4 = air untuk hidrolisa + air untuk pengenceran – FAir
= (24,030 + 4413,536 – 318,278) kg
3
= 4119,288 kg
Air pada alur 5, FAir5 = FAir
3 + FAir4
= (318,278 + 4119,288 – 24,030) kg
– air untuk hidrolisa
= 4413,536 kg
Total substrat yang akan dihidrolisa adalah glukosa + sukrosa + air pada alur 4 :
= (770,295 + 456,436 + 4119,288) kg
= 5346,019 kg
LA.3 FERMENTOR (R-102)
R-102
Glukosa Air
F5
F6 Saccharomyces
F7 (NH4)2SO4
F8 H3PO4
Glukosa Etanol
Air Saccharomyces
F10
F9
CO2
Universitas Sumatera Utara
Pada fermentor, glukosa terkonversi 90 % membentuk etanol dan CO
Reaksi pembentukan etanol : 2
C6H12O6 90 % 2C2H6O + 2CO
Glukosa masuk pada alur 5 sebanyak 770,295 karena yang terkonversi 90 %, maka
yang bereaksi hanya sebanyak :
2
770,29510090
× kg = 693,266 kg
Glukosa pada alur 10, FG10 = 0,1 FG
= 0,1 × 770,295 kg = 77,030 kg
5
Glukosa yang bereaksi, NG5
kmolkg
kg
180
693,266 = = 3,851 kmol
Berdasarkan stoikiometri 3,851 kmol glukosa ekivalen dengan 7,702 kmol etanol dan
ekivalen dengan 7,702 kmol CO
Etanol : F2
E10
= 354,292 kg
= 7,702 kmol × 46 kg/kmol
CO2 : FCO29
= 338,965 kg
= 7,702 kmol × 44 kg/kmol
Air pada alur 10, FAir10
Total substrat = glukosa + air
= air pada alur 5 = 4413,536 kg
= FG5 + FAir
= (770,295 + 4413,536) kg
5
= 5183, 831 kg
Fermentasi menggunakan Saccharomyces Cerevisiae sebagai bakteri pengurai dan
(NH4)2SO4 dan H3PO4
Saccharomyces Cerevisiae = 5 % total substrat (Wanto, 1980)
sebagai nutrisi untuk bakteri (Wanto, 1980)
(NH4)2SO4
H
= 0,4 % total substrat (E.Gumbira Sa’id, 1984)
3PO4
= 0,4 % total substrat
Saccharomyces : FSc6
= 5 % × 5183, 831 kg
= 5 % × total substrat
= 259,192 kg
Universitas Sumatera Utara
(NH4)2SO4 : F(NH4)2SO47
= 0,4 % × 5183, 831 kg
= 0,4 % × total substrat
= 20,735 kg
H3PO4 : FH3PO48
= 0,4 % × 5183, 831 kg
= 0,4 % × total substrat
= 20,735 kg
Saccharomyces Cerevisiae keluar : FSc10 = FSc
6 + F(NH4)2SO47 + FH3PO4
= (259,192 + 20,735 + 20,735) kg
8
= 300,662 kg
LA.4 TANGKI PENAMPUNG FERMENTASI (T-102)
FG
10 = FG11
F
= 77,030 kg
E10 = FE
11
F
= 354,292 kg
Air10 = FAir
11
F
= 4413,536 kg
Sc10 = FSc
11
Total substrat = (77,030 + 354,292 + 4413,536 + 300,662) kg
= 300,662 kg
= 5145,520 kg
= 4
5145,520kg = 1286,380 kg
Lama dari waktu fermentasi adalah selama 36 jam, sedangkan hasil keluaran dari
T-102 adalah 5145,520 kg. Sistem yang digunakan adalah secara kontinu maka
setiap keluaran dari T-102 per jamnya akan dibagi menjadi empat yaitu sebanyak
1286,380 kg. Hal ini dilakukan agar T-102 tidak akan mengalami kekosongan pada
saat menunggu keluaran substrat berikutnya.
F10 F11 Glukosa Etanol
Air Saccharomyces
Glukosa Etanol
Air Saccharomyces
Universitas Sumatera Utara
LA.5 FILTER PRESS II (FP-102)
Diharapkan keseluruhan Saccharomyces tersaring dan cake nya mengandung air
10%.
Neraca massa glukosa :
Glukosa masuk alur 11 = glukosa keluar alur 13
FG11 = FG
13
Neraca massa etanol :
= 77,030 kg
Etanol masuk alur 11 = Etanol keluar alur 13
FE11 = FE
13
Neraca massa Saccharomyces :
= 354,292 kg
Saccharomyces masuk alur 11= Saccharomyces masuk alur 12
FSc11 = FSc
12
Neraca massa air :
= 300,662 kg
FAir11
F
= 4413,536 kg
Air12 = 0,1 × FAir
11
= 441,354 kg
= 0,1 × 4413,536 kg
FAir13 = FAir
11 - FAir12
= 3972,182 kg
= (4413,536 – 441,354) kg
Total keluaran dari alur 13 adalah :
Etanol : FE13
Glukosa : F
= 354,292 kg
G13
Air : F
= 77,030 kg
Air13
Maka:
= 3972,182 kg
F13
= (354,292 + 77,030 + 3972,182) kg = 4403,504 kg
F11 F13
F12
Air Saccharomyces
Glukosa Etanol
Air
Glukosa Etanol
Air Saccharomyces
Universitas Sumatera Utara
Dari total keluaran dari alur 13 diatas maka diperoleh :
XE13 %100
504,4403354,292
×kgkg = = 8,05 %
XG13 %100
4403,50477,030
×kg
kg = = 1,75%
XAir13 %100
4403,5043972,182
×kgkg = = 90,20%
LA.6 MENARA DESTILASI (MD-101)
V-1
FC PC
K-101
R-101
MD
Neraca total :
F14 = F15 + F
F
16 14
F
= 4403,504 kg 15
F
= 354,292 kg 16 = F14 - F
= (4403,504 – 354,292) kg = 4049,212 kg
15
Neraca alur F15
F
: 15
F
= 354,292 kg
E15
F
= 0,96 × 354,292 kg = 340,120 kg
Air15
F14
= (354,292 – 340,120) kg = 14,172 kg
F16
Glukosa Etanol
Air
Glukosa Etanol
Air
Etanol Air
F15
Vd
Ld
Vb
Lb
D
B
Universitas Sumatera Utara
Neraca alur F16
F
: 16
F
= 4049,212 kg
E16 = FE
14 - FE15
F
= (354,292 – 340,120) kg = 14,172 kg
G16 = FG
= 77,030 kg
13
FAir16 = F16 – ( FE
16 + FG16
= 4049,212 – (14,172 + 77,030) kg
)
= 3958,010 kg
Perhitungan ratio refluks dengan metode Underwood
Tabel LA.1 Data tekanan uap (Pa)
:
glukosa
(Pa) A 2,54410E+02 B -3,14230E+04 C 0,00000E-01 D -3,10060E+01 E 6,24170E-18
(Reklaitis, 1983)
Persamaan tekanan uap :
Untuk etanol dan H2O : ln Pa = A – B/(C+T) (Reklaitis,
1983)
Untuk glukosa : ln(P) = A + B/(T) + C ln T + DT
E
Tabel LA.2 Neraca massa molar pada menara destilasi Laju
Komp
Umpan (alur 14) Destilat (alur 15) Bottom (alur 16)
F (kg) N (kmol)
Xi
F (kg) N (kmol)
yi
F (kg) N (kmol)
Xi Etanol 354,292 7,702 0,0337 340,120 7,394 0,9039 14,172 0,308 0,0014
H2 3972,182 O 220,432 0,9644 14,172 0,786 0,0961 3958,010 219,645 0,9967
Glukosa 77,030 0,428 0,0019 0 0 0 77,030 0,428 0,0019
Σ 4403,504 228,562 1 354,292 8,180 1 4049,212 220,381 1
Etanol
(KPa)
H2
(KPa)
O
A 16,1952 16,5362
B 3423,53 3985,44
C -55,7152 -38,9974
Universitas Sumatera Utara
Titik didih umpan masuk
Titik didih umpan masuk : dew point
:
Dew point destilat
T = 354,14
: o
P = 100 KPa
K
Komponen yi Pa (KPa) ki yi/ki αi
Etanol 0,9039 112,527504 1,12527504 0,8032703 2,3012745
H2 0,0961 O 48,897905 0,48897905 0,1965320 1
Σ 1 0,9998023
Syarat Σxi = Σ kiyi = 1
Oleh karena Σ kiyi mendekati 1, maka dew point destilat adalah 354,14oK.
Bubble point bottom
T = 370,23
: o
P = 100 KPa
K
Komponen Xi Pa (KPa) ki ki.xi αi
Etanol 0,0014 202,367279 2,02367279 0,0028331 2,2390088
H2 0,9967 O 90,382529 0,90382529 0,9008427 1
Glukosa 0,0019 138,529732 1,38529732 0,0026321
Σ 1 0,9063081
Syarat Σyi = Σ ki.xi = 1
Oleh karena Σ ki.xi mendekati 1 maka bubble point bottom adalah 370,23o
• Refluks minimum destilat (R
K.
DM
R
)
DM Φ−i
xdiiαα .+ 1 = Σ ; 1 – q = Σ
Φ−ixfii
αα . (Geankoplis, 1997)
Umpan masuk adalah cairan pada titik didihnya maka q = 1
Sehingga : ΣΦ−i
xfiiαα . = 0
Suhu yang digunakan pada perhitungan adalah suhu relatif,
Universitas Sumatera Utara
T = 2
bubbledew TT − = 2
23,37014,354 + = 362,185o
Trial nilai Φ :
K
Φ = 2,17705 Komponen xfi αi
Φ−ixfii
αα .
Etanol 0,0337 2,2700458 0,8201822
H2 0,9644 O 1 -0,8194218
Glukosa 0,0019 0,490278 -0,0005523
Σ 1 0,0002081
Oleh karena ΣΦ−i
xfiiαα . = 0, maka Φ = 2,17705
Menghitung Rd : Komponen Xid=yid Pa(362,185)
KPa
ki αi
Φ−ixdii
αα .
Etanol 0,9039 152,078981 1,52078981 2,2700458 22,0594952
H2 0,0961 O 66,9937948 0,66993748 1 -0,0818147
Σ 1 21,9776805
RDM Φ−i
xdiiαα .+ 1 = Σ
RDM
R
+ 1 = 21,9776805
DM
R
= 21,9776805 – 1 = 20,9776805
D = 1,5 . RDM
= 1,5 . 20,9776805 = 31,4665
Data :
Neraca disekitar kondensor pada menara destilasi:
RD
Ket: Vd = uap destilat
= 31,4665
Ld = liquid destilat
F = Feed (umpan)
Universitas Sumatera Utara
D = Destilat B = Bottom
Komposisi pada tiap alur (Vd, Ld, F) adalah sama.
Rd = Ld / D (Geankoplis, 1997)
D = N
Ld = 31,4665 · 8,180
15
= 257,396 kmol
Vd = N
= Ld + D
Vd
= 257,396 + 8,180
= 265,576 kmol
Tabel LA.3 Neraca Komponen Alur Ld :
Komponen xi N (kmol)
F (kg)
EtOH 0,9039 232,660 10718,646 H2O 0,0961 24,736 445,743 Σ 1 257,396 11164,389
F
Neraca Komponen Alur Vd:
EVd = LdetOH + FE
15
= 10718,646 + 340,120
= 11058,766 kg
FAirVd
= LdH2O + FAir
= 445,743 + 14,172
15
= 459,915 kg
Vd = FEVd + FAir
= (11058,766 + 459,915 ) kg
Vd
= 11518,681 kg
Keterangan : Lb : Liquid bottom
Neraca disekitar reboiler pada menara destilasi:
Vb : Vapour bottom
Universitas Sumatera Utara
B : bottom
Komposisi pada tiap alur (Lb, Vb, B) adalah sama.
Lb = Ld + qF (Geankoplis, 1997)
Lb = Ld + F
Lb = (11164,389 + 4403,504) kg
14
= 15567,893 kg
Lb = FLb
Vb = Lb – B = Vd
= 15567,893 kg
= 11518,681 kg
F
Neraca komponen Lb : Lb
F
= 15567,893 kg
ELb
F
= 0,003500 × 15567,893 = 54,487 kg
AirLb
F
= 0,977477 × 15567,893 = 15217,257 kg
GLb = 0,019023 × 15567,893 = 296,148 kg
Vb = 11518,681 kg
Neraca komponen Vb :
VbE
Vb
= 0,003500 × 11518,681 = 40,315 kg
Air
Vb
= 0,977477 × 11518,681 = 11259,246 kg
G
= 0,019023 × 11518,681 = 219,120 kg
Universitas Sumatera Utara
LAMPIRAN B
PERHITUNGAN NERACA PANAS
Basis perhitungan : 1 jam operasi
Satuan operasi : kkal/jam
Temperatur referensi : 25 0
C
Perhitungan neraca panas ini menggunakan rumus-rumus perhitungan dan data-data
sebagai berikut:
Perhitungan Panas Bahan Masuk (Qin) dan Keluar (Qout
dTCpmQ ii ⋅∫=
)
+∆+= ∫ ∫
BP T
BPiVLii dTCpgHdTCplNQ
298
.... (1)
…. (2)
Keterangan : Persamaan 2 di atas, merupakan perhitungan panas bahan yang disertai
perubahan fasa (phase transition)
(Reklaitis, 1983)
Perhitungan Panas Reaksi 00
2980
PR HHHHQ ∆+∆+∆=∆= .... (3)
dimana:
(Smith,
2001)
tan
000298
reakifii
produkifii HvHvH
∆−
∆=∆ ∑∑
( ) ( )TCpnHi
HiiR −
=∆ ∑ 2980
( ) ( )2980 −
=∆ ∑ TCpnH
iHiiP
Data kapasitas Panas, Panas laten, dan Panas Pembentukan
Tabel LB.1 Kapasitas Panas Gas, Cpg T°K = a + bT + cT2 + dT3 + eT4
Komponen
[ J/mol°K ]
A B C D E Air 3.40471E+01 -9.65064E-03 3.29983E-05 -2.04467E-08 4.30228E-12 Ethanol 1.76907E+01 1.49532E-01 8.94815E-05 -1.97384E-07 8.31747E-11
Universitas Sumatera Utara
Tabel LB.2 Kapasitas Panas Gas, 22
coshsinh
+
+=
TE
TE
DT
CT
CBACp
Komponen A B C D E glukosa 1.09E+05 2.08E+05 -7.28E+02 1.32E+05 -2.46E+03 sukrosa 7.85E+04 1.80E+05 1.54E+03 1.28E+05 700.30
Tabel LB.3 Kapasitas Panas Liquid, Cpl T°K = a + bT + cT2 + dT3
Komponen [ J/mol°K ]
a b c d Air 1.82964E+01 4.72118E-01 -1.33878E-03 1.31424E-06 Ethanol -3.25137E+02 4.13787 -1.40E-02 1.70E-05
Tabel LB.4 Kapasitas Panas Liquid, Cpl = a+bT+cT^2+dT^3 (J/kmol K) Komponen A B C D sukrosa 6.11E+04 5.03E+02 0 0 glukosa 1.55E+05 0 0 0
Tabel LB.5 Panas Laten ( )32
1 rrrrVLETDTCTBTAH +++−=∆ (J/kmol)
Komponen a B C D Tc sukrosa 1.04E+08 3.85E-01 675 Air 5.21E+07 3.20E-01 -2.12E-01 2.58E-01 647.35 Etanol 5.69E+07 0.3359 513.92 glukosa 8.03E+07 4.09E-01 588
Tabel LB.6 Panas Reaksi Pembentukan ( ΔHfo
Komponen
)
ΔHf Satuan 0 sukrosa -1.274E+09 J/kmol (Hougen, 1960) glukosa -301215.2 kcal/kmol (Hougen, 1960) air -68317.4 kcal/kmol (Hougen, 1960) etanol -56120.00 kcal/kmol (Reklaitis, 1983) karbondioksida -94051.8 kcal/kmol (Hougen, 1960)
Data Kapasitas Panas Berbagai Zat yang Digunakan
zat Cp satuan
karbon dioksida = 0.202 kcal/kg K (Hougen et.all., 1960) Glukosa = 104.4 Kcal/kmol K (Hougen et.all., 1960)
Perhitungan Kebutuhan Steam
Qs = Qout - Qin s
ss
Qm
λ=
... (4)
Universitas Sumatera Utara
Data Steam yang Digunakan
Media Pemanas : Superheated steam
Tekanan (atm) : 1
Suhu ( 0
H
C ) : 200
s
h
(kJ/kg) : 2875,3 : 687,213 kkal/kg (Smith, 2001)
sat.liq
λs (kJ/kg) : 2456,236 : 587,054 kkal/kg (Smith, 2001)
(kJ/kg) : 419,064 : 100,159 kkal/kg (Smith, 2001)
Perhitungan Kebutuhan Air Pendingin
Qc = Qin – Qout inout
c HHQcm−
=
Data Air Pendingin yang Digunakan
… (5)
Tekanan (atm) : 1
Tin ( 0
T
C ) : 25
out ( 0
H
C ) : 40
in
H
(kkal/kg) : 104,8 (Smith, 2001)
out
(kkal/kg) : 209,3 (Smith, 2001)
Perhitungan neraca panas pada masing-masing unit:
LB.1 REAKTOR (R-101)
R-101
Neraca panas masuk ke reaktor :
Qin
= m Cp (T
= m Cp ΔT
masuk – Treferensi
= m Cp (298 – 298) K
)
Glukosa Sukrosa
Air F3
F4 Air proses
F5 Glukosa Air
T = 25oC
T = 40oC
T = 25oC
200oC Steam
Kondensat
Universitas Sumatera Utara
Tabel LB.7 Neraca panas masuk ke reaktor : Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp
(kkal/kg.K)
Q = m Cp ΔT
(kkal/jam)
Glukosa 289,695 1,608 0 104.4 0
Sukrosa 456,436 1,335 0 301,809 0
Air 318,278 17,662 0 1 0
Σ 0
Jadi panas yang masuk pada reaktor = 0 kkal/jam.
Contoh perhitungan untuk mencari Q glukosa berdasarkan data-data pada tabel di
atas :
Qin
= 289,695
= m Cp ΔT
kg × 104.4 Kkgkkal
. × (298 – 298) K
= 0 kkal
Neraca panas keluar reaktor :
Qout
= m Cp (T
= m Cp ΔT
keluar - Trefrensi
= m Cp (313 – 298) K
)
Tabel LB.8 Neraca panas keluar reaktor : Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp
(kkal/kg.K)
Q = m Cp ΔT
(kkal/jam)
Glukosa 770,295 4,276 15 104.4 1206281,970
Air 4413,536 244,924 15 1 66203,040
Σ 1272485,010
Jadi panas keluar reaktor : 1272485,010 kkal/jam
Reaksi :
C12H22O11 + H2O 2C6H12O
n = 1,335 kmol (Lampiran A-2) 6
ΔHr(298K)
= ΔHf C
= ΔHf produk – ΔHf reaktan
6H12O6 - { ΔHf C12H22O11 + ΔHf H2
= 2(-301215,2) - { (-304,289) + (-68317,4) }
O}
= -533808,711 kkal/kmol
Universitas Sumatera Utara
n ΔHr(298K) kmol = 1,335 × -533808,711 kmol
kkal
= -712634,630 kkal
Sehingga dtdQ = Qout - n ΔHr(298K) + Q
= (1272485,010 - (-712634,630) + 0) kkal
in
= 1985119,640 kkal/jam
Sumber panas yang digunakan berasal dari steam.
dtdQ = 1985119,640 kkal/jam
Maka kebutuhan steam:
Qs = Qout - Q
= 1272485,010 kkal/kg in
ms
= 2167,577 kg/jam
LB.2 FERMENTOR (R-102)
R-102
Neraca panas masuk reaktor fermentor :
Qout
= m Cp (T
= m Cp ΔT
masuk - Trefrensi
= m Cp (313 – 298) K
)
Glukosa Air
F5
F6 Saccharomyces F7
(NH4)2SO4
T = 25oC
H3PO4
Glukosa Etanol
Air Saccharomyces
F10
F9
CO2
F8 Air Pendingin
T = 40oC
Air Pendingin bekas T = 40oC
T = 30oC
Universitas Sumatera Utara
Tabel LB.9 Neraca panas masuk reaktor fermentor : Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp
(kkal/kg.K)
Q = m Cp ΔT
(kkal/jam)
Glukosa 770,295 4,276 15 104.4 1206281,970
Air 4413,536 244,924 15 1 66203,040
Σ 1272485,010
Jadi panas keluar tangki mixer = panas masuk reaktor fermentor
= 1272485,010 kkal.
Reaksi :
C12H22O11 + H2O 2C6H12O
6
Neraca panas keluaran reaktor fermentor :
Qout
= m Cp (T
= m Cp ΔT
keluar – Trefrensi
= m Cp (303 – 298) K
)
Tabel LB.10 Neraca panas keluaran reaktor fermentor : Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp
(kkal/kg.K)
Q = m Cp ΔT
(kkal/jam)
Glukosa 77,030 0,427 5 104,4 40209,660
etanol 354,292 7,690 5 118,863 210561,050
Air 4413,536 244,924 5 1 22067,680
CO 338,965 2 7,700 5 0,202 342,354
Σ 273257,667
Jadi panas keluaran fermentor : 273257,667 kkal/jam
Reaksi fermentasi :
C6H12O6 2C2H6O + 2CO
2
n = 3,851 kmol/jam (Lampiran A-4)
ΔHr(298K)
= { 2ΔHf C
= ΔHf produk – ΔHf reaktan
2H6O + 2ΔHf CO2} - ΔHf C6H12O
= { 2(-56120) + 2(-94051.8) } - (-301215,2) } 6
= 871,6 kkal/kmol
Universitas Sumatera Utara
n ΔHr(298K) kmol = 3,851 × 871,6 kmolkkal
= 3356,532 kkal
Sehingga dtdQ = Qin - Qout + n ΔHr(298K)
= (1272485,010 - 273257,667 + 3356,532) kkal
= 1002583,875 kkal/jam
Untuk menjaga agar temperatur operasi konstan, maka butuh air pendingin :
Tin = 25oC = 298o
T
K
out = 40oC = 313o
Maka : Q
K
c = Qin – Qout =
= 9561,984 kg/jam
999227,343 kkal/jam
LB.3 HEATER (H-101)
1413
80
30200
Steam
kondensat
Perhitungan panas bahan masuk dan keluar dapat dilihat pada tabel berikut:
Neraca panas masuk heater :
Qout
= m Cp (T
= m Cp ΔT
keluar – Trefrensi
= m Cp (303 – 298) K
)
Tabel LB.11 Panas Bahan Masuk Heater Komponen m (kg) ΔT (K) Cp (kkal/kg.K) Q = m Cp ΔT
(kkal/jam)
Etanol 354,292 5 118,863 210561,050
Air 3972,182 5 1 19860,910
Glukosa 77,030 5 104.4 40209,660
Σ 270631,620
Universitas Sumatera Utara
Tabel LB.12 Panas Bahan keluar Heater Komponen m (kg) ∫ Cpl dT + ΔHvl + ∫ Cpv dT
(kkal/kg.K)
Q = m Cp ΔT
(kkal/jam)
Etanol 354,292 1068,075 378410,428
Air 3972,182 230,296 914777,626
Glukosa 77,030 125,529 9669,499
Σ 1302857,553
Q
Menghitung Kebutuhan Steam
s = Qout - Q
= 1032225,933 kkal/jam in
ms
= 1758,315 kg/jam
LB.4 KONDENSOR (K-101)
Vd
Ld
DF
81.14
81.14
92.61
15
Perhitungan panas bahan masuk dan keluar :
Tabel LB.13 Panas bahan masuk kondensor Komponen Vd (kg) ∫ Cpl dT + ΔHvl + ∫ Cpv dT
(kkal/kg.K)
Q (kkal/jam)
Air 459,915 2719,043 1250528,661
Etanol 11058,766 1088,658 12039214,08
Σ 13289742,741
Universitas Sumatera Utara
Tabel LB.14 Panas bahan keluar (alur Ld) kondensor Komponen Ld (kg) ∫ Cpl dT + ΔHvl + ∫ Cpv dT
(kkal/kg.K)
Q (kkal/jam)
Air 445,743 235,102 104795,071
Etanol 10718,646 1069,914 11468029,42
Σ 11572824,491
Tabel LB.15 Panas bahan keluar (alur D) kondensor Komponen F15 = D (kg) ∫ Cpl dT + ΔHvl + ∫ Cpv dT
(kkal/kg.K)
Q (kkal/jam)
Air 14,172 235,102 3331,865
Etanol 340,120 1069,914 363899,150
Σ 367231,015
ΔQout = QLd + Q
= 11940055,516 kkal/jam D
Menghitung kebutuhan air pendingin :
QC = Qin - Q
= 1349687,235 kkal/jam out
mc
= 12915,667 kg/jam
LB.5 REBOILER (RB-101)
BLb
Vb
F
92.6192.61
97.23
16
Universitas Sumatera Utara
Perhitungan panas bahan masuk dan keluar :
Tabel LB.16 Panas bahan masuk reboiler Komponen Lb (kg) ∫ Cpl dT + ΔHvl + ∫ Cpv dT
(kkal/kg.K)
Q (kkal/jam)
Air 15217,257 283,532 4314579,312
Etanol 54,487 142,519 7765,433
Glukosa 296,148 125,529 37175,162
Σ 4359519,907
Tabel LB.17 Panas bahan keluar (alur Vb) reboiler Komponen Vb (kg) ∫ Cpl dT + ΔHvl + ∫ Cpv dT
(kkal/kg.K)
Q (kkal/jam)
Air 11259,246 303,080 3412452,278
Etanol 40,315 1096,331 44198,584
Glukosa 219,120 132,523 29038,440
Σ 3485689,302
Tabel LB.18 Panas bahan keluar (alur B) reboiler Komponen F16 = Lb (kg) ∫ Cpl dT + ΔHvl + ∫ Cpv dT
(kkal/kg.K)
Q (kkal/jam)
Air 3958,010 283,532 1122222,491
Etanol 14,172 1088,658 15428,461
Glukosa 77,030 125,529 9669,499
Σ 1147320,451
ΔQout = QVb + Q
= 4633009,753 kkal/jam B
Menghitung kebutuhan steam :
Qh = Qout - Q
= 273489,846 kkal/jam in
mh
= 465,868 kg/jam
Saccharomyces
Universitas Sumatera Utara
LAMPIRAN C
PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT
LC.1 Tangki Penyimpanan Molase (T-101)
Jenis sambungan : Single-welded butt joint
Kondisi penyimpanan : T = 25o
Laju alir bahan : 1335 kg/jam
C, P = 1 atm
Densitas bahan :
Tabel LC.1 Densitas bahan dalam tangki molase Komponen xi ρ (kg/m3)
Glukosa 0,2170 1180
Sukrosa 0,3419 1514
Air 0,2649 998
Abu 0,1762 1395,5
Σ 1,0000
Untuk menentukan densitas campuran digunakan persamaan berikut :
ρcamp
ixiρ
Σ
1 = ............................................................................ (1)
ρcamp
5,13951762,0
9982649,0
15143419,0
11802170,0
1
+++ = = 1248,439 kg/m3 = 77,94 lbm/ft
3
1. Menentukan ukuran tangki
a. Volume Tangki, V
Volume bahan, V =
T
camp
Fρ
= 3/439,12481335
mkgkg = 1,069 m
Faktor keamanan, fk = 20 %
3
Volume tangki, VT = ( 1 + fk ) × 1,069 = 1,283 m
b. Diameter Tangki, D
3
T dan Tinggi Tangki, H
Direncanakan : - . tinggi silinder : diameter ( HT
s
- . tinggi head : diameter ( H
: D) = 1 : 2
h : D) = 1 : 4
Universitas Sumatera Utara
• Volume silinder : VS4π = D2 Hs
=
(Brownell, 1959)
4π D2
21( D) = 0,3925 D
• Volume tutup : V
3
h 3π = R2 Hh
=
(Brownell, 1959)
6π D2
41 ( D) = 0,1308 D
Volume tangki, V
3
T = VS + Vh
= 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D
D
3
T31
5233,0
TV = = 31
5233,01,283
= 1,344 m
Untuk desain digunakan :
• Diameter tangki = 1,344 m
• Tinggi silinder, HS
• Tinggi head, H
= 0,5 × D = 0,672 m
h41 = × D = 0,336 m
Jadi total tinggi tangki, HT = HS + 2Hh
= 1,344 m
2. Tebal Sheel dan Tutup Tangki
a. Tebal Shell
t =PES
RP6,0.
.−
+ n.c ( Brownell, 1959)
dimana :
t = tebal shell (in) c = faktor korosi = 0,0125/tahun
R = jari-jari dalam tangki (in) n = umur tangki = 15 tahun
P = tekanan design (psi)
S = allowable stress = 17500 psi
E = joint efficiency = 0,9
Tekanan hidrostatis, Phs144
)1( −SHρ = 14,7 + (Brownell, 1959)
Universitas Sumatera Utara
= 14,7 + 144
)1205,2(94,77 − = 15,35 psi
Faktor keamanan = 10 %
Tekanan desain, Pd = 1,1 × Phs
Tebal shell, t =
= 16,9 psi
)9,16(6,0)9,0(175002409,49,16
−
+ 15 × 0,0125
= 0,189 in
Digunakan tebal shell standart 3/16 in.
b. Tebal tutup
Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang
sama = 3/16 in.
LC.2 Reaktor (R-101)
Jenis sambungan : Single-welded butt joint
Kondisi penyimpanan : T = 25o
Laju alir bahan : 5346,019 kg/jam
C, P = 1 atm
Densitas bahan :
Tabel LC.2 Densitas bahan dalam reaktor Komponen Massa (kg) Volume (m3) ρ (kg/m3)
Glukosa 289,695 0,246 1180
Sukrosa 456,436 0,301 1514
Air 4599,888 4,609 998
Σ 5346,019 5,156
Densitas campuran, ρ
Laju volumetrik, Vcamp
o = 5,156 m3 = 184,143 ft
ρ
3
camp
ixiρ
Σ
1 = ............................................................................ (1)
ρcamp
998860,0
1514085,0
1180054,0
1
++ = = 1036,854 kg/m3 = 64,728 lbm/ft
3
Universitas Sumatera Utara
1. Menentukan ukuran tangki
a. Volume Tangki, V
Faktor keamanan, fk = 20 % T
Volume tangki, VT
V
= ( 1 + fk ) × V
T = ( 1 + fk ) × 5,156 = 6,187 m
3
b. Diameter Tangki, DT dan Tinggi Tangki, H
Direncanakan : - . tinggi silinder : diameter ( HT
s
- . tinggi head : diameter ( H
: D) = 1 : 2
h
• Volume silinder : V
: D) = 1 : 4
S4π = D2 Hs
=
(Brownell, 1959)
4π D2
21( D) = 0,3925 D
• Volume tutup : V
3
h 3π = R2 Hh
=
(Brownell, 1959)
6π D2
41 ( D) = 0,1308 D
Volume tangki, V
3
T = VS + Vh
= 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D
D
3
T31
5233,0
TV = = 31
5233,0187,6
= 2,259 m
Untuk desain digunakan :
• Diameter tangki = 2,259 m
• Tinggi silinder, HS
• Tinggi head, H
= 0,5 × D = 1,129 m
h 41 = × D = 0,565 m
Jadi total tinggi tangki, HT = HS + 2Hh
= 2,259 m
2. Tebal Sheel dan Tutup Tangki
a. Tebal Shell
t =PES
RP6,0.
.−
+ n.c ( Brownell, 1959)
Universitas Sumatera Utara
dimana :
t = tebal shell (in) c = faktor korosi = 0,0125/tahun
R = jari-jari dalam tangki (in) n = umur tangki = 15 tahun
P = tekanan design (psi)
S = allowable stress = 18750 psi
E = joint efficiency = 0,9
Tekanan hidrostatis, Phs144
)1( −SHρ = 14,7 + (Brownell, 1959)
= 14,7 + 144
)1704,3(728,64 − = 15,91 psi
Faktor keamanan = 20 %
Tekanan desain, Pd = 1,2 × Phs
Tebal shell, t =
= 19,1 psi
)1,19(6,0)9,0(187502411,71,19
−
+ 15 × 0,0125
= 0,192 in
Digunakan tebal shell standart 3/16 in.
b. Tebal tutup
Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang
sama 3/16 in.
3. Tenaga pengaduk
Jenis pengaduk yang digunakan adalah propeller
t
a
DD
= 0,3 aD
W = 51
aDL =
41
EDt = 4 (Geankoplis, 1997)
Dt
Da = diameter pengaduk = 0,3 × Dt = 0,678 m
= diameter tangki = 2,259 m
W = lebar pengaduk = 51 Da = 0,136 m
L = panjang daun pengaduk = 41 Da = 0,169 m
Universitas Sumatera Utara
E = jarak pengaduk dari dasar tangki = 41 Dt = 0,565 m
P =550
53
××××
gcDnK maT ρ
Dimana :
KT
n = kecepatan pengaduk = 25 rpm = 0,4166 rps
= konstanta pengaduk = 6,3
Da
ρ
= diameter pengaduk = 1,5540 ft
m = densitas bahan = 64,7273 lbm/ft
gc = konstanta gravitasi = 32,2 lbm ft / lbf det
3
P =
2
5502,32728,64224,24166,03,6 53
×××× = 0,090 hp
Effisiensi motor = 75 %
Daya aktual, Pa = 75,0
090,0 = 0,12 hp
4. Menentukan ukuran dan putaran koil
Koefisien perpindahan panas pada tangki pengaduk dengan menggunakan koil :
hijD
k = j3
1
kc µ
14,0
wb
µµ
(Prabhudesai, 1984)
dimana :
hi = koefisien perpindahan panas, Btu/jam ft2
j = konstanta yang berhubungan dengan bilangan Reynold
F
c = panas spesifik
μ = viskositas, lb/ft jam
k = konstanta panas, Btu/jam ft F
ρ = densitas, lb/ft
3
Data :
Densitas campuran, ρcamp = 64,728 lbm/ft
Viskositas campuran, μ
3
camp
Konduktivitas panas campuran, k
= 2,7416 lb/ft
camp = 0,3047 Btu/ft jam F
Universitas Sumatera Utara
Panas spesifik campuran, Cpcamp
L = 0,554 ft
= 0,9209 Btu/lb F
Dj = 7,411 ft
N = 25 rpm = 1500 rph
NRe = µ
ρNL3
= 7416,2
728,641500554,0 3 ×× = 6021,555
Dari gambar 20.2 Kern 1960 diperoleh j = 200
3
1
kc µ =
31
3047,07416,29209,0
× = 2,0221
14,0
wb
µµ
= 1
hi411,7
3047,0 = 200 × × 1 × 2,022 = 16,580 Btu/jam ft2
Bahan untuk koil adalah IPS 1 in, sch 40
F
OD = 1,32 in = 0,109 ft
ID = 1,049 in = 0,087 ft
• Koefisien perpindahan panas untuk steam, h
h
o
o IDOD = × h
=
i
087,0109,0 × 16,580 = 20,773 Btu/jam ft2
• Koefisien menyeluruh bersih, U
F
U
c
coi
oi
hhhh
+×
= = 20,77316,58020,77316,580
+× = 9,220 Btu/jam ft2
Asumsi R
F
d = 0,005 ; hddR
1 = = 005,01 = 200 Btu/jam ft2
• Koefisien menyeluruh desain, U
F
U
D
Ddc
dc
hUhU
+×
= = 2009,2202009,220
+× = 88,140 Btu/jam ft2
Panas yang dibutuhkan ; Q = 1985119,640 kkal
F
= 7872460,501 Btu
Universitas Sumatera Utara
T1 = 40oC = 104o
T
F
2 = 25oC = 77o
Luas permukaan perpindahan panas pada koil, A
F
A = TU
Q
D ∆× =
2788,14017872460,50
× = 330,806 ft
external surface IPS 1 in sch 40 = 0,344 ft
2
2
jika diameter helix ( D satu putaran ), D
/ft
H
Luas permukaan tiap 1 putaran, A
= 4 ft
p = π × 4 × 0,344 = 4,321 ft
Maka jumlah putaran yang dibutuhkan :
2
pAA =
4,321330,806 = 76,558 putaran
Panjang koil = surfaceexternal
A = 961,645 = 962 ft
LC.3 Fermentor (R-102)
Jenis sambungan : Single-welded butt joint
Kondisi penyimpanan : T = 25o
Laju alir bahan : 5183, 831 kg/jam
C, P = 1 atm
Densitas campuran :
ρcamp
ixiρ
Σ
1 = ............................................................................ (1)
ρcamp
998983,0
1180017,0
1
+ = = 1025,635 kg/m3 = 64,028 lbm/ft
Laju volumetrik, Vo = m / ρ = 5183,831 / 1025,635 = 5,054 m
3
1. Menentukan ukuran tangki
3
a. Volume Tangki, V
Faktor keamanan, fk = 20 % T
Volume tangki, VT
V
= ( 1 + fk ) × V
T = ( 1 + fk ) × 5,054 = 6,065 m
b. Diameter Tangki, D
3
T dan Tinggi Tangki, H
Direncanakan : - . tinggi silinder : diameter ( HT
s
- . tinggi head : diameter ( H
: D) = 1 : 2
h : D) = 1 : 4
Universitas Sumatera Utara
• Volume silinder : VS4π = D2 Hs
=
(Brownell, 1959)
4π D2
21( D) = 0,3925 D
• Volume tutup : V
3
h 3π = R2 Hh
=
(Brownell, 1959)
6π D2
41 ( D) = 0,1308 D
Volume tangki, V
3
T = VS + Vh
= 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D
D
3
T31
5233,0
TV = = 31
5233,06,065
= 2,245 m
Untuk desain digunakan :
• Diameter tangki = 2,245 m
• Tinggi silinder, HS
• Tinggi head, H
= 0,5 × D = 1,122 m
h41 = × D = 0,561 m
Jadi total tinggi tangki, HT = HS + 2Hh
= 2,244 m
2. Tebal Sheel dan Tutup Tangki
a. Tebal Shell
t =PES
RP6,0.
.−
+ n.c ( Brownell, 1959)
dimana :
t = tebal shell (in) c = faktor korosi = 0,0125/tahun
R = jari-jari dalam tangki (in) n = umur tangki = 15 tahun
P = tekanan design (psi)
S = allowable stress = 18750 psi
E = joint efficiency = 0,9
Tekanan hidrostatis, Phs 144)1( −SHρ
= 14,7 + (Brownell, 1959)
Universitas Sumatera Utara
= 14,7 + 144
)1681,3(028,64 − = 15,9 psi
Faktor keamanan = 20 %
Tekanan desain, Pd = 1,2 × Phs
Tebal shell, t =
= 19,1 psi
)1,19(6,0)9,0(187502365,71,19
−
+ 15 × 0,0125
= 0,192 in
Digunakan tebal shell standard 3/16 in.
b. Tebal tutup
Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang
sama 3/16 in.
3. Tenaga pengaduk
Jenis pengaduk yang digunakan adalah propeller
t
a
DD
= 0,3 aD
W = 51
aDL =
41
EDt = 4 (Geankoplis, 1997)
Dt
Da = diameter pengaduk = 0,3 × Dt = 0,673 m
= diameter tangki = 2,245 m
W = lebar pengaduk = 51 Da = 0,135 m
L = panjang daun pengaduk = 41 Da = 0,168 m
E = jarak pengaduk dari dasar tangki = 41 Dt = 0,561 m
P =550
53
××××
gcDnK maT ρ
Dimana :
KT
n = kecepatan pengaduk = 35 rpm = 0,5833 rps
= konstanta pengaduk = 6,3
Da
ρ
= diameter pengaduk = 1,5437 ft
m = densitas bahan = 64,0281 lbm/ft
gc = konstanta gravitasi = 32,2 lbm ft / lbf det
3 2
Universitas Sumatera Utara
P =5502,32
028,64208,25833,03,6 53
×××× = 0,237 hp
Effisiensi motor = 75 %
Daya aktual, Pa = 75,0
237,0 = 0,316 hp
Perancangan jaket sebagai penahan reaksi eksoterm, desain jaket yang dinginkan
sesuai dengan bentuk tangki yang diletakkan di sekeliling tangki.
R2
R1
Massa air pendingin yang dibutuhkan, m = 9561,984 kg
ρair = 998 kg/m
waktu tinggal air pendingin ; 10 menit
3
• Penentuan volume jaket, Vj
Vj = menitpendinginair6010
×ρ
= 1,597 m
• Penentuan R
3
Vj =
1
( ) ( ){ } sp HtRR ×+−× 22
21 ππ
1,597 = ( ) ( ){ } 1,1220049,01,122 221 ×+−× ππ R
R1
• Penentuan tebal jaket :
= 1,641 m
R1 = R2 + tp + t
tj
j = R1 – (R2 + tp
= 0,514 m
)
Universitas Sumatera Utara
LC.4 Tangki Penampung Fermentasi (T-102)
Jenis sambungan : Single-welded butt joint
Kondisi penyimpanan : T = 25o
Laju alir bahan : 5145,520 kg/jam
C, P = 1 atm
Densitas bahan :
Tabel LC.3 Densitas bahan dalam tangki penampung fermentasi Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m3)
Glukosa 77,030 0,0150 1180
Etanol 354,292 0,0688 789
Air 4413,536 0,8578 998
Saccharomyces 300,662 0,0584 1670,1
Σ 5145,520 1
ρcamp
ixiρ
Σ
1 = ............................................................................ (1)
ρcamp
1,16700584,0
9988578,0
7890688,0
11800150,0
1
+++ = = 1010,101 kg/m3 = 63,058 lbm/ft
3
1. Menentukan ukuran tangki
a. Volume Tangki, VT
camp
Fρ
volume bahan, V = = 5,094 m
Faktor keamanan, fk = 20 %
3
Volume tangki, VT
V
= ( 1 + fk ) × V
T = ( 1 + fk ) × 5,094 = 6,113 m
b. Diameter Tangki, D
3
T dan Tinggi Tangki, H
Direncanakan : - . tinggi silinder : diameter ( HT
s
- . tinggi head : diameter ( H
: D) = 1 : 2
h
• Volume silinder : V
: D) = 1 : 4
S 4π = D2 Hs
=
(Brownell, 1959)
4π D2
21( D) = 0,3925 D3
Universitas Sumatera Utara
• Volume tutup : Vh3π = R2 Hh
=
(Brownell, 1959)
6π D2
41 ( D) = 0,1308 D
Volume tangki, V
3
T = VS + Vh
= 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D
D
3
T31
5233,0
TV = = 31
5233,06,113
= 2,251 m
Untuk desain digunakan :
• Diameter tangki = 2,251 m
• Tinggi silinder, HS
• Tinggi head, H
= 0,5 × D = 1,125 m
h41 = × D = 0,563 m
Jadi total tinggi tangki, HT = HS + 2Hh
= 2,251 m
2. Tebal Sheel dan Tutup Tangki
a. Tebal Shell
t =PES
RP6,0.
.−
+ n.c ( Brownell, 1959)
dimana :
t = tebal shell (in) c = faktor korosi = 0,0125/tahun
R = jari-jari dalam tangki (in) n = umur tangki = 15 tahun
P = tekanan design (psi)
S = allowable stress = 17500 psi
E = joint efficiency = 0,9
Tekanan hidrostatis, Phs 144)1( −SHρ
= 14,7 + (Brownell, 1959)
= 14,7 + 144
)1691,3(058,63 − = 15,9 psi
Faktor keamanan = 10 %
Tekanan desain, Pd = 1,1 × Phs = 17,5 psi
Universitas Sumatera Utara
Tebal shell, t = )17,5(6,0)9,0(17500
2385,717,5
−
+ 15 × 0,0125
= 0,192 in
Digunakan tebal shell standart 3/16 in.
b. Tebal tutup
Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang
sama 3/16 in.
LC.5 Tangki Penyimpanan Etanol (T-104)
Jenis Sambungan : double welded butt joints
Jumlah : 2 unit
Kondisi Operasi : Tekanan : 1 atm
Suhu : 25 0
Laju alir massa : 354,292 kg/jam
C
ρ bahan : 318 kg/m3
19,852 lbm/ft³
(Perry, 1999)
Kebutuhan rancangan : 15 hari
Faktor Kelonggaran : 20 %
Perhitungan:
a. Volume Tangki
Volume larutan, Vl 3/3182415/354,292
mkgjamharijamkg ×× = = 401,085 m
Volume larutan untuk 1 tangki = 401,085 / 2 = 200,542 m
3
Volume tangki, V
3
t = (1 + 0,2) × 200,542 m3 = 240,650 m
b. Spesifikasi Tangki
3
Silinder (Shell)
Universitas Sumatera Utara
Vs H4D2π = , diambil D = H
(Brownell, 1959)
maka, Vs4D3π =
Tutup Elipsoidal (elipsoidal head)
minor ratio axis = 2: 1
Vh24D3π = (Brownell, 1959)
Hh16D = (Brownell, 1959)
Tangki
Vt = Vs + V
Vt =
h
4D3π +
24D3π
Vt = 0,9812 D
240,650 = 0,861 D
3 3
D = 6,538 m = 257,401 in
– 0,0048
H = 6,538 m
Hh
Tebal Silinder dan Tutup Tangki
= 0,409 m
Tinggi cairan dalam tangki,
Hs 26,538 200,5424
××π
= = 5,976 m = 19,606 ft
Tebal shell, Cc1,2P2SE
PDt +−
= (Peters, 2003)
P = Poperasi + Ph
psi,144
)1H(Ph s ρ−=
Ph 852,19144
1-19,606× = = 2,565 psi
P = (14,7 + 2,565) × 1,2 = 20,718 psi
(faktor kelonggaran 20%)
Universitas Sumatera Utara
Joint efficiency (E) = 0,85 (Peters, 2003)
Allowable stress (S) = 18.750 psi (Brownell,1959)
Allowable corrosion (Cc) = 0,02 in/thn (Perry, 1999)
= 0,2 in (untuk 10 tahun)
Maka, tebal shell:
in
t
0,367
2.0)1,2(20,718,85)2(18750)(0
(257,401) (20,718)
=
+−
=
Tebal shell standar yang digunakan = 3/8 in (Brownell,1959)
Tebal elips head, Cc0.2P2SE
PDt +−
= (Peters, 2003)
in
t
0,367
2.0)1,2(20,718,85)2(18750)(0
(257,401) (20,718)
=
+−
=
Tebal head standar yang digunakan = 3/8 in (Brownell,1959)
LC.6 Filter Press I (FP-101)
Jenis : plate and frame filter
Kondisi penyimpanan : T = 25o
Laju umpan : 1335 kg/jam
C, P = 1 atm
1. Filtrat
• laju filtrat, Ff = 1064,409 kg
• densitas filtrat, ρ
Tabel LC.4 Densitas filtrat pada filter press I f
Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m3)
Glukosa 289,695 0,2722 1180
Sukrosa 456,436 0,4288 1514
Air 318,278 0,2990 998
Σ 1064,409 1
ρcamp
9982990,0
15144288,0
11802722,0
1
++ = = 1250 kg/m
volume filtrat, V
3
f3851,0
1250409,1064 m
F
f
f ==ρ
=
Universitas Sumatera Utara
2. Cake
• laju alir cake, Fc = 270,591 kg
• densitas cake, ρ
Tabel LC.5 Densitas cake pada filter press I c
Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m3)
Abu 235,227 0,8693 1395,5
Air 35,364 0,1307 998
Σ 270,591 1
ρcamp
9981307,0
5,13958963,0
1
+ = = 1428,5714 kg/m3 = 89,183 lbm/ft
volume cake, V
3
c3189,0
5714,1428270,591 m
F
c
c ==ρ
=
Perhitungan :
Luas penyaringan efektif, A dihitung menggunakan persamaan :
L×A(1-ε) ρc = (Vf + ε × L × A) ρ f
−WW
1 (Prabhudesai, 1984)
Dimana:
L : tebal cake pada frame A : luas efektif penyaringan
ρc : densitas cake, kg/m3 ρf : densitas filtrat, kg/m
W : fraksi massa cake dalam umpan ε : porositas cake
3
Waktu proses, tp
• tebal cake, L =< 200 mm (20 cm) (Ulrich, 1984)
direncanakan selama 1 jam
diasumsikan tebal cake, L = 5 cm = 0,05 m
• luas permukaan plate direncanakan = 0,2 m
• W =
3
203,01335
270,591==
umpanalirlajucakemassaalirlaju
• Porositas cake, ε = 173,0183,89
8,7318,731 =−=−cakeρ
Luas efektif penyaringan, A
0,05 A (1 – 0,173) 1428,5714 = ( ){ }
−
×+203,01
203,0125005,0173,0851,0 A
59,071 A = ( ) 75,31810.65,8851,0 3 A−+
Universitas Sumatera Utara
59,071 A = 271,256 + 2,757 A
A = 4,817 m
Faktor keamanan, fk = 10 %
2
Maka luas plate = ( 1 + fk ) A = 5,299 m
Jumlah plate yang dibutuhkan =
2
=2,0
5,299 26,5 buah
Digunakan jumlah plate sebanyak 27 buah
LC.7 Filter Press II (FP-102)
Jenis : plate and frame filter
Kondisi penyimpanan : T = 25o
Laju umpan : 5145,520 kg/jam
C, P = 1 atm
1. Filtrat
• laju filtrat, Ff = 4403,504 kg
• densitas filtrat, ρ
Tabel LC.6 Densitas filtrat pada filter press II f
Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m3)
Glukosa 77,030 0,0175 1180
Etanol 354,292 0,0804 789
Air 3972,182 0,9021 998
Σ 4403,504 1
ρcamp
9989021,0
7890804,0
11800175,0
1
++ = = 990,099 kg/m
volume filtrat, V
3
f3447,4
0990,9904403,504 m
F
f
f ==ρ
=
2. Cake
• laju alir cake, Fc = 742,016 kg
• densitas cake, ρ
Tabel LC.7 Densitas cake pada filter press II c
Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m3)
Saccharomyces 300,662 0,4052 1670,1
Air 441,354 0,5948 998
Universitas Sumatera Utara
Σ 742,016 1
ρcamp
9985948,0
1,16704052,0
1
+ = = 1250 kg/m3 = 78,035 lbm/ft
volume cake, V
3
c3594,0
1250742,016 m
F
c
c ==ρ
=
Perhitungan :
Luas penyaringan efektif, A dihitung menggunakan persamaan :
L×A(1-ε) ρc = (Vf + ε × L × A) ρ f
−WW
1 (Prabhudesai, 1984)
Dimana:
L : tebal cake pada frame A : luas efektif penyaringan
ρc : densitas cake, kg/m3 ρf : densitas filtrat, kg/m
W : fraksi massa cake dalam umpan ε : porositas cake
3
Waktu proses, tp
• tebal cake, L =< 200 mm (20 cm) (Ulrich, 1984)
direncanakan selama 1 jam
diasumsikan tebal cake, L = 5 cm = 0,05 m
• luas permukaan plate direncanakan = 0,2 m
• W =
3
1442,05145,520742,016
==umpanalirlaju
cakemassaalirlaju
• Porositas cake, ε = 054,0035,788,7318,731 =−=−
cakeρ
Luas efektif penyaringan, A
0,05 A (1 – 0,054) 1250 = ( ){ }
−
×+1442,01
1442,0099,99001,0054,0447,4 A
59,125 A = ( ) 337,16610.4,5447,4 4 A−+
59,125 A = 739 + 0,090 A
A = 12,518 m
Faktor keamanan, fk = 10 %
2
Maka luas plate = ( 1 + fk ) A = 13,769 m2
Universitas Sumatera Utara
Jumlah plate yang dibutuhkan = =2,0
13,769 68,845 buah
Digunakan jumlah plate sebanyak 69 buah
LC.8 Pompa I (P-101)
Jenis : centrifugal pump
Laju alir masuk : 1335 kg/jam : 0,742 lbm/s
Densitas, ρ : 1248,439 kg/m3 : 77,94 lbm/ft3
Laju alir volumetrik,Q:
Viskositas, μ : 14,8851 cp : 0,00998 lbm/ft s
Q = sftm 3
00952,094,77
742,0==
ρ
1. Perncanaan Pompa
Diameter pipa ekonomis, D
De = 3,9Qe
0,45ρ
= 3,9 (0,00952)
0,13
0,45(77,94)0,13
Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih :
= 0,846 in = 0,0705 ft
• Jenis pipa carbon stell, sch 40
• Diameter nominal = 1 in = 0,083 ft
• Diameter dalam = 1,049 in = 0,087 ft
• Diameter luar = 1,315 in = 0,109 ft
Luas penampang pipa dalam (Ai) = 0,00600 ft
2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe
2
Kecepatan rata-rata fluida, V
V = sft
AQ 587,1
00600,000952,0
==
NRe = 256,107800998,0
587,1870,094,77=
××=
µρ VID (laminar)
Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft
Kekasaran relatif = 0017,0087,0
00015,0==
IDε
Untuk aliran laminar, f = 015,0256,1078
16Re
16==
N
3. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL
Universitas Sumatera Utara
kelengkapan pipa
• Panjang pipa lurus, L1
• 1 buah gate valve fully open (L/D = 13)
= 10 ft
L2
• 3 buah elbow standart 90
= 1×13×0,087 = 1,131 ft o
L
(L/D = 30)
3
• 1 buah sharp edge entrance (K= 0,5 ; L/D = 28)
= 3×30×0,087 = 5,22 ft
L4
• 1 buah sharp edge exit (K= 1,0 ; L/D = 58)
= 1×28×0,087 = 2,436 ft
L5
ΣL = L
= 1×58×0,087 = 5,046 ft
1 + L2 + L3 + L4 + L5
4. Menentukan Friksi, ΣF
= 23,833 ft
ΣF = lbmlbfft
IDgcLVf 643,0
087,02,322833,23587,1015,04
24 22
=××
×××=
∑
5. Kerja yang dibutuhkan, -W
-Wf = ΔZ
f
gcg +
ρP
gcV ∆
+∆2
2
+ ΣF
ΔZ diperkirakan 2 ft
-Wf = 2,643 lbmlbf
6. Daya pompa, Ws
Ws = 0036,0550
94,7700952,02,643550
=××
=− ρQWf hp
Jika effisiensi pompa 75 %
Maka daya aktual motor = 005,075,0
0036,0= hp
LC.9 Pompa II (P-102)
Jenis : centrifugal pump
Laju alir masuk : 5183, 831 kg/jam : 2,879 lbm/s
Densitas, ρ : 1025,0452 kg/m3 : 63,9913 lbm/ft3
Viskositas, μ : 0,9004 cp : 0,0006 lbm/ft s
Universitas Sumatera Utara
Laju alir volumetrik,Q:
Q = sftm 3
045,09913,63879,2
==ρ
1. Perncanaan Pompa
Diameter pipa ekonomis, D
De = 3,9Qe
0,45ρ
= 3,9 (0,045)
0,13
0,45(63,9913)0,13
Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih :
= 1,659 in = 0,138 ft
• Jenis pipa carbon stell, sch 40
• Diameter nominal = 2 in = 0,167 ft
• Diameter dalam = 2,067 in = 0,172 ft
• Diameter luar = 2,375 in = 0,198 ft
Luas penampang pipa dalam (Ai) = 0,02330 ft
2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe
2
Kecepatan rata-rata fluida, V
V = sft
AQ 93,1
02330,0045,0
==
NRe = 253,354040006,0
93,1172,09913,63=
××=
µρ VID (turbulen)
Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft
Kekasaran relatif = 0009,0172,0
00015,0==
IDε
Untuk aliran turbulen, f = 00576,0253,35404
079,0Re079,0
25,025,0 ==N
3. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL
kelengkapan pipa
• Panjang pipa lurus, L1
• 1 buah gate valve fully open (L/D = 13)
= 10 ft
L2
• 3 buah elbow standart 90
= 1×13×0,172 = 2,236 ft o
L
(L/D = 30)
3
• 1 buah sharp edge entrance (K= 0,5 ; L/D = 28)
= 3×30×0,172 = 10,32 ft
Universitas Sumatera Utara
L4
• 1 buah sharp edge exit (K= 1,0 ; L/D = 58)
= 1×28×0,172 = 4,816 ft
L5
ΣL = L
= 1×58×0,172 = 9,976 ft
1 + L2 + L3 + L4 + L5
4. Menentukan Friksi, ΣF
= 37,348 ft
ΣF = lbmlbfft
IDgcLVf 289,0
172,02,322348,3793,100576,04
24 22
=××
×××=
∑
5. Kerja yang dibutuhkan, -W
-Wf = ΔZ
f
gcg +
ρP
gcV ∆
+∆2
2
+ ΣF
ΔZ diperkirakan 3,5 ft
-Wf = 3,789 lbmlbf
6. Daya pompa, Ws
Ws = 0198,0550
9913,63045,03,789550
=××
=− ρQWf hp
Jika effisiensi pompa 75 %
Maka daya aktual motor = 03,075,0
0198,0= hp
LC.10 Pompa III (P-103)
Jenis : centrifugal pump
Laju alir masuk : 5145,520 kg/jam : 2,859 lbm/s
Densitas, ρ : 976,7791 kg/m3 : 60,9782 lbm/ft3
Laju alir volumetrik,Q:
Viskositas, μ : 1,0512 cp : 0,0007 lbm/ft s
Q = sftm 3
047,09782,60859,2
==ρ
1. Perncanaan Pompa
Diameter pipa ekonomis, D
De = 3,9Qe
0,45ρ
= 3,9 (0,047)
0,13
0,45(60,9782)0,13
Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih :
= 1,681 in = 0,140 ft
Universitas Sumatera Utara
• Jenis pipa carbon stell, sch 40
• Diameter nominal = 2 in = 0,167 ft
• Diameter dalam = 2,067 in = 0,172 ft
• Diameter luar = 2,375 in = 0,198 ft
Luas penampang pipa dalam (Ai) = 0,02330 ft
2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe
2
Kecepatan rata-rata fluida, V
V = sft
AQ 01,2
02330,0047,0
==
NRe = 714,301150007,0
01,2172,09782,60=
××=
µρ VID (turbulen)
Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft
Kekasaran relatif = 0009,0172,0
00015,0==
IDε
Untuk aliran turbulen, f = 00599,0714,30115
079,0Re079,0
25,025,0 ==N
3. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL
kelengkapan pipa
• Panjang pipa lurus, L1
• 1 buah gate valve fully open (L/D = 13)
= 10 ft
L2
• 3 buah elbow standart 90
= 1×13×0,172 = 2,236 ft o
L
(L/D = 30)
3
• 1 buah sharp edge entrance (K= 0,5 ; L/D = 28)
= 3×30×0,172 = 10,32 ft
L4
• 1 buah sharp edge exit (K= 1,0 ; L/D = 58)
= 1×28×0,172 = 4,816 ft
L5
ΣL = L
= 1×58×0,172 = 9,976 ft
1 + L2 + L3 + L4 + L5
4. Menentukan Friksi, ΣF
= 37,348 ft
ΣF = lbmlbfft
IDgcLVf 326,0
172,02,322348,3701,200599,04
24 22
=××
×××=
∑
Universitas Sumatera Utara
5. Kerja yang dibutuhkan, -W
-Wf = ΔZ
f
gcg +
ρP
gcV ∆
+∆2
2
+ ΣF
ΔZ diperkirakan 3,5 ft
-Wf = 3,826 lbmlbf
6. Daya pompa, Ws
Ws = 02,0550
9782,60047,03,826550
=××
=− ρQWf hp
Jika effisiensi pompa 75 %
Maka daya aktual motor = 03,075,002,0
= hp
LC.11 Pompa IV (P-104)
Jenis : centrifugal pump
Laju alir masuk : 4403,504 kg/jam : 2,446 lbm/s
Densitas, ρ : 984,3814 kg/m3 : 61,4528 lbm/ft3
Laju alir volumetrik,Q:
Viskositas, μ : 1,0831 cp : 0,00073 lbm/ft s
Q = sftm 3
039,04528,61446,2
==ρ
1. Perncanaan Pompa
Diameter pipa ekonomis, D
De = 3,9Qe
0,45ρ
= 3,9 (0,039)
0,13
0,45(61,4528)0,13
Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih :
= 1,547 in = 0,129 ft
• Jenis pipa carbon stell, sch 40
• Diameter nominal = 1,5 in = 0,125 ft
• Diameter dalam = 1,610 in = 0,134 ft
• Diameter luar = 1,900 in = 0,158 ft
Luas penampang pipa dalam (Ai) = 0,01414 ft
2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe
2
Universitas Sumatera Utara
Kecepatan rata-rata fluida, V
V = sft
AQ 76,2
01414,0039,0
==
NRe = 959,3111000073,0
76,2134,04528,61=
××=
µρ VID (turbulen)
Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft
Kekasaran relatif = 0011,0134,0
00015,0==
IDε
Untuk aliran turbulen, f = 00595,0959,31110
079,0Re079,0
25,025,0 ==N
3. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL
kelengkapan pipa
• Panjang pipa lurus, L1
• 1 buah gate valve fully open (L/D = 13)
= 10 ft
L2
• 3 buah elbow standart 90
= 1×13×0,134 = 1,742 ft o
L
(L/D = 30)
3
• 1 buah sharp edge entrance (K= 0,5 ; L/D = 28)
= 3×30×0,134 = 8,04 ft
L4
• 1 buah sharp edge exit (K= 1,0 ; L/D = 58)
= 1×28×0,134 = 3,752 ft
L5
ΣL = L
= 1×58×0,134 = 7,772 ft
1 + L2 + L3 + L4 + L5
4. Menentukan Friksi, ΣF
= 31,306 ft
ΣF = lbmlbfft
IDgcLVf 658,0
134,02,322306,3176,200595,04
24 22
=××
×××=
∑
5. Kerja yang dibutuhkan, -W
-Wf = ΔZ
f
gcg +
ρP
gcV ∆
+∆2
2
+ ΣF
ΔZ diperkirakan 3,5 ft
-Wf = 4,158 lbmlbf
6. Daya pompa, Ws
Universitas Sumatera Utara
Ws = 02,0550
4528,61039,0158,4550
=××
=− ρQWf hp
Jika effisiensi pompa 75 %
Maka daya aktual motor = 03,075,002,0
= hp
LC.12 Menara Destilasi (MD-101)
Jenis : sieve-tray
Kondisi Operasi :
Temperatur : 92.61 0
Tekanan : 1 atm
C
Data :
Dari perhitungan neraca massa, didapat:
light key (LK) = etanol
heavy key (HK) = air
RDM = 20,977 XHF
R
= 0,965
D = 31,466 XLF
X
= 0,034
LW
X
= 0,002 D = 354,292 kg/jam
HW
X
= 0,997 W = 4049,212 kg/jam
HD = 0,096 αLD
X
= 2.301
LD = 0,904 αLW
= 2.239
Mencari tahap minimum dengan menggunakan persamaan:
)log()]WX/WX)(DX/DXlog[(
Nav,L
LWHWHDLDm α= (Geankoplis, 1997)
dimana LWLDav,L .αα=α
2,272,239301,2, =⋅=avLα
3134,1027.2
)]002.0/997.0()096.0/904.0log[(==mN ≈ 11 tahap
Universitas Sumatera Utara
−
++
−=+
−= 5.0
m
X1X
X2.11711X4.541exp1
1NNN
Y (Walas, 1988)
dimana, 1R
RRX
d
dmd
+−
=
0.3231131,466977,2031,466
=+
−=X
0.42060.3231
10.32310.32312.11711
0.32314.541exp1 5.0 =
−
⋅+⋅+
−=Y
tahap20 711.190.420610.420611
1
1
==−+
=
−+
=
+−
=
N
YYN
N
NNN
Y
m
m
Maka, jumlah tahap teoritis = 20 tahap = 19 tray teoritis + 1 reboiler
Efisiensi tray 85%, maka jumlah tray = 353.2285.0
19= ≈ 23 trays = 24 tahap
Penentuan Umpan Masuk dengan persamaan:
=
2
HD
LW
LF
HF
XX
DW
XX
log206.0NsNelog (Geankoplis, 1997)
=
2
0.0960.002
292,354212,4049
0.0340.965log206.0log
NsNe
-0,1831log =NsNe
0,656=NsNe
Ne = 0,656 N
N = Ns
e + N
24 = 0,656 Ns
s + N
Ns
s
N
= 14
e
Jadi, umpan masuk pada piring ke – 10 dari atas.
= 24 – 14 = 10
Universitas Sumatera Utara
Disain kolom Destilasi
Direncanakan :
Jarak tray (t) = 0.4 m (Treybal, 1984)
Hole diameter (do
Space between hole center (p’)= 12 mm (Treybal, 1984)
) = 6 mm (Treybal, 1984)
Weir height (hw
Pitch = triangular ¾ in (Treybal, 1984)
) = 5 cm (Treybal, 1984)
Data :
Suhu dan tekanan pada destilasi adalah 365.610 K dan 1 atm
Tabel LC.8 Komposisi bahan pada alur Vd
Komponen alur Vd(kmol/jam) %mol Mr %mol x Mr EtOH 240,081 0.904 46.070 41.647 H2O 25,495 0.096 18.016 1.729
Avg.mol wieght 265,576 43.376 Laju alir gas (G`) = 265,576 kmol/jam = 0.0738 kmol/s
ρv 610.365273
4.22376.43
×= = 1,446 kg/m
Laju alir volumetrik gas (Q) =
3
273610,3654,220738,0 ×× = 2,213 m3
Tabel LC.9 Komposisi bahan pada alur Lb
/s
bahan F (kg/jam) N (kmol/jam) ρ (kg/m3) V (m3 %vol ) ρ (kg/m3) EtOH 54,487 1,183 513,06 0,1062 0.0102 5,233 H2O 15217,257 844,465 1616,81 9,4119 0.9039 1461,434 Glukosa 296,148 1,644 331,15 0,8943 0.0859 28,446 Total 15567,893 847,292 10,4124 1 1495,113
Laju alir massa cairan (L`) = 15567,893 kg/jam = 4,324 kg/s
Laju alir volumetrik cairan (q) = 113,1495
4,324 = 0.00289 m3
/s
Surface tension (σ) = 0.04 N/m (Lyman, 1982) 2
o
a
o
p'd
907.0AA
=
2
a
o
0.01200.006907.0
AA
= = 0.2268
Universitas Sumatera Utara
2/12/1
V
L
1,4461495,113
2,2130,00289
ρρ
Q'q
=
= 0.04 ≈ 0.1
dikarenakan nilainya kurang dari 0.1, maka digunakan 0.1 (Treybal,1984).
α = 0.0744t + 0.01173 = 0.0744(0.4) + 0.01173 = 0.04149
β = 0.0304t + 0.05 = 0.0304(0.4) + 0.05 = 0.02716
CF
2,0
21
VL0.02
σβ)ρ/(q/Q)(ρ
1logα
+⋅ =
= 2,0
0.020.040.02716
0,11log 0.04149
+
= 0,0788
VF
5,0
V
VLF ρ
ρρC
− =
= 5,0
1,4461,4461495,1130,0788
−
= 2,532 m/s
Asumsi 80 % kecepatan luapan (Treybal, 1984)
V = 0.8 × 2,532 = 2,025 m/s
An2,0252,213 = = 1,093 m
Untuk W = 0,7T dari tabel 6.1 Treybal, diketahui bahwa luas daerah semburan
bawah sebesar 8,8%.
2
At 1,198088,01
1,093=
− = m
Column Diameter (T) = [4(1,198)/π]
2
0.5
Weir length (W) = 0.7(1,198) = 0.839 m
= 1,235 m = 48,622 in
Downsput area (Ad) = 0.088(1,198) = 0.1054 m
Active area (A
2
a) = At – 2Ad = 1,198 – 2(0.1054) = 0,9872 m
2
Tinggi puncak (h1
Misalkan h
)
1
h
= 0.025 m
1/T = 0.025/1,235 = 0.0202
Universitas Sumatera Utara
2
1
5,0222eff
WT
Th21
WT
WT
WW
+
−
−
=
(Treybal,1984)
25,0222eff
0.8391,235
1,2350.02521
0.8391.235
0.8391,235
WW
+
−
−
=
( ) ( )( ){ }22
eff 1.4720.02022687,02,167W
W+−=
269,1W
Weff =
3/2eff
3/2
1 WW
Wq666.0h
=
( ) 3/23/2
1 1,2690.839
0.00289666.0h
=
m 0.0172h1 =
perhitungan diulangi dengan memakai nilai h1 = 0,0172 m hingga nilai h1
Perhitungan Pressure Drop
konstan pada nilai 0,0173 m.
Dry pressure drop
Ao = 0,2268 × 0,9872 = 0,2239 m
u
2
o 884,90,2239
213,2AQ
o
== =
Co
25.0o
ld
09.1
=
untuk ho = 6 mm, l/do
C
= 0.32 (Tabel 6.2, Treybal, 1984)
o 1.449232.0109.1
25.0
=
=
=
L
v2
o
2o
d ρρ
Cu
0.51h
=
1495,1131,446
1,4492884,90.51h 2
2
d
m 0021.0mm135,2h d ==
Universitas Sumatera Utara
Hydraulic head
0,98722,213
AQV
aa == = 2,242 m/s
2
0.8391,2352 W Tz +
=+
= = 1,037 m
+−+=
zq225.1ρVh 238.0h 725.00061.0h 5,0
VawwL
+−+=
1,0370.00289225.142)(1.446)(0.05)(2,2 238,0(0.05) 725.00061.0h 5,0
L
m 0.0136h L = Residual pressure drop
gdρ
g σ 6h
oL
cR =
8)(0.006)(9. 1495,113
(1) (0.04) 6h R = = 0.0027 m
Total gas pressure drop
hG = hd + hL + h
hR
G 0021.0 = + 0.0136 + 0.0027
hG
= 0.0184 m
Pressure loss at liquid entrance
Ada = 0.025 W = 0.021 m2
da2 A
qg23h
=
2
2
2 0.0210.00289
g23h
= = 0.0029 m
Backup daerah semburan bawah
h3 = hG + h
h2
3
h
= 0.0184 + 0.0029
3
= 0.0213 m
Universitas Sumatera Utara
Pengecekan luapan
hw + h1 + h3
h
= 0.05 + 0,0173 + 0.0213
w + h1 + h3
t/2 = 0.4/2 = 0.2 m
= 0.0886 m
karena nilai hw + h1 + h3
Spesifikasi kolom destilasi
lebih kecil dari t/2, maka spesifikasi ini dapat
diterima, artinya dengan rancangan plate seperti ini diharapkan tidak terjadi
luapan.
Tinggi kolom = 24 × 0.4 m = 9.6 m
Tinggi tutup = ( )235,141 = 0.309 m
Tinggi total = 9.6 + 2(0.309) = 10,218 m
Tebal tray = oo
ddl×
= 6167.0 × = 1,002 mm
Tekanan operasi = 1 atm = 14.694 psi
Faktor kelonggaran = 20 %
Maka, Pdesign
Joint efficiency = 0.85 (Brownell,1959)
= (1.2) (14.694) = 17,6352 psi
Allowable stress = 12650 psia (Brownell,1959)
Tebal shell tangki:
1,2P-2SEPDt =
2)1.2(17,635-.85)2(12650)(048,622)(17,6352)(t = = 0.0399 in
Faktor korosi = 0.125 in
Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0.0399 in + 0.125 in = 0.165 in
Tebal shell standar yang digunakan = 3/16 in (Brownell,1959)
Universitas Sumatera Utara
LC.13 Kondensor (K-101) Jenis : shell and tube exchanger
Deskripsi :
Tabel LC.10 Deskripsi Kondensor
DESCRIPTION Unit SHELL SIDE TUBE SIDE Hot Fluid Cold Fluid 1 Fluid Type Camp. etanol Cold water In Out In Out 2
Temperature (T) °C 92.61 81.14 25 40 °F 199 178 77 104
3 Total Flow (W) kg/h 11518,681 12915,667 lb/h 23037,362 28414,467 4
Total Heat Transfer (Q)
kkal/h 1349687,235 Btu/h 1279251,640
5 Pass 1 4 6
Length (L) Ft - 12
In - 144 7 OD Tubes In - 0.75 8 BWG - 16 9 Pitch (Square) In - 1
Mencari Δt
( )12
12
t/tlnttLMTD∆∆∆−∆
= (Kern, 1965)
untuk aliran counter: 122
211
tTt
tTt
−=∆
−=∆
Keterangan :
T1 & T2 = Suhu masuk dan keluar fluida panas, 0
t
F
1 & t2 = Suhu masuk dan keluar fluida dingin, 0
F
FLMTD o88.32
)77178()104199(ln
)77178()104(199=
−−
−−−=
Koreksi LMTD (CMTD)
CMTD (Δt) = LMTD × Ft
12
21
ttTT
R−−
= = 0.4677104
178199=
−−
Universitas Sumatera Utara
11
12
tTtt
S−−
= = 0.3717819977104
=−−
Dari Fig. 18, Kern, 1988 didapat Ft = 0.97
CMTD (Δt) = 88.32 × 0.97 = 85.67 0
Caloric Temperature (T
F
c dan tc
188.52
1781992
TTT 21c =
+=
+=
)
0
5.99210477
2ttt 21
c =+
=+
=
F
0
Menghitung jumlah tubes yang digunakan
F
Dari Tabel 8. Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas light organic dan fluida
dingin air, diperoleh UD = 75 – 150, faktor pengotor (Rd
Diambil U
) = 0,003
D = 90 Btu/jam⋅ft2
a. Luas permukaan untuk perpindahan panas,
⋅°F
2
D
ft915,16585.6790
01279251,64ΔtU
QA =×
=×
=
Luas permukaan luar (a″) = 0.1963 ft2
Jumlah tube,
/ft (Tabel 10. Kern, 1965)
43,70/ftft 0.1963ft 12
ft915,165aL
AN 2
2
"t =×
=×
= buah
Nilai terdekat adalah 70 buah dengan ID shell = 10 in (Tabel 9. Kern, 1965)
b. Koreksi UD
(Koefisien menyeluruh kotor)
tAQU D ∆⋅
=
A = 0.1963 × 12 × 70 = 164,892 ft
2
558,9085,67 164,892
01279251,64=
⋅=DU Btu/ h ft2 0
Penentuan R
F
D
1. Flow Area (a)
design:
a. shell side
Pt144B'CIDa s ×××
= (Kern, 1965)
Universitas Sumatera Utara
Keterangan:
C’ = 1 – 0.75 = 0.25 in
B = 2.67 in
0.0461144
67.225.010=
×××
=sa ft
b. tube side
2
n144'aNt
a tt ×
×=
a ’t = 0.302 (Tabel 10, Kern, 1965)
0.0374144
0.30270=
××
=ta ft
2. Mass Velocity (G)
2
a. shell side
saWGs = (Kern, 1965)
217,5008120.046
23037,362==Gs lb/h ft
G” =
2
32tNL
W⋅
(Kern, 1965)
G” = h232 lb/ft579,83
701623037,362
=⋅
b. tube side
taWGt = (Kern, 1965)
568,7679580.037
28414,467==Gt lb/h ft
V =
2
ρ3600Gt
V = fps311,364,4283600
568,767958=
⋅
3. Koefisien Perpindahan Panas
a. shell side
asumsi awal ho = 200 Btu/hr ft2 F
Universitas Sumatera Utara
b. tube side
untuk V = 3,311 fps (99.5 0F), hi
ODIDhh iio ×=
= 850 Btu/hr ft2 F (Fig 25, Kern, 1965)
950,70275.0
0.62850 =×=ioh Btu/hr ft2 F
Temperatur dinding (Tw
T
)
w ( )ccc tThohio
hot −+
+ =
Tw ( ) 119,1695.99188.5200950,702
2005.99 =−+
+ = o
Temperatur film (t
F
f
)
159,0842
119,1691992
1 =+
=+
= wf
TTt 0
untuk t
F
f
μf = 1.2 lb/ft h
didapat data sebagai berikut:
kf = 0.1 Btu/ ft h ºF
sf = 0.5 kg/L
dari nilai G” = 739,93 lb/h ft2 dan data-data pada tf
h
didapat,
o sebenarnya = 180 Btu/ft2
4. Koefisien perpindahan panas menyeluruh bersih (Uc)
h (fig 12.9, Kern, 1965)
oio
oio
hhhh
Uc+×
=
143,305180702,950180 702,950
=+×
=Uc Btu/ h ft2 0
5. Faktor Pengotor (R
F
D
DC
DCD UU
UUR
⋅−
=
)
0.037221,93143,305221,93143,305
=⋅−
=DR
RD ≥ hitung RD ketentuan, maka spesifikasi dapat diterima.
Universitas Sumatera Utara
6. Bilangan Reynold (NRe
a. shell side
)
fs
GsDeReµ×
=
( ) in0.0875.012
4/75.014De22
=⋅π⋅⋅π×
=
481,333871.2
217,50081208.0Re =×
=s
b. tube side
µ×
=GtDRe t
D = ID tube = 0.62 in (Tabel 10. Kern, 1965)
279,241201,645
568,76795812/62,0Re =×
=t
Perhitungan Pressure Drop :
a. Shell side
se10
2s
s sD1022.5)1N(DGf
21P
φ⋅⋅⋅⋅+⋅⋅⋅
⋅=∆ (Kern, 1965)
untuk Re 481,33387 = , f = 0.0015 ft2/in2
(Fig.29, Kern, 1965)
(N+1) = L/B (Kern, 1965)
= 144 /2.67 = 53,93
ΔPs ≤ yang diperbolehkan adalah 10 psi, maka ΔPs
b. Tube side
dapat diterima.
t10
2t
t sID1022.5NLGf
Pφ⋅⋅⋅⋅
⋅⋅⋅=∆ (Kern, 1965)
untuk Re 279,24120 = , f = 0.00017 ft2/in2
(Fig.26, Kern, 1965)
461,0110,62/121022,5
412568,7679580.0001710
2
=⋅⋅⋅⋅⋅⋅⋅
=∆ tP psi
psi024,211.208.01022.5
93,5310217,5008120015.05.0 10
2
=⋅⋅⋅⋅⋅⋅⋅
×=∆ sP
Universitas Sumatera Utara
'
2
r g2V
sn4P ⋅=∆
untuk Gt 568,767958 = , '
2
g2V = 0,078 (Fig.27, Kern, 1965)
624,00,0781
44=⋅
⋅=∆ rP psi
rtT PPP ∆+∆=∆
psiPT 085,1=∆
ΔPT ≤ yang diperbolehkan adalah 10 psi, maka ΔPT
dapat diterima.
LC.14 Tangki Penampung Distilat (T-103)
Jenis sambungan : Double welded butt joints
Tabel LC.11 Komposisi Distilat
Komp. F ρ V %V ρ camp
EtOH 11058,766 0.789 14016,180 0.9682 0.7639 H2O 459,915 0.998 460,837 0.0318 0.0317 Total 11518,681 14477,017 1 0.7956
Kondisi operasi
Temperatur = 81.14 °C
:
Tekanan = 1 atm
Laju alir massa = 11518,681 kg/jam
Kebutuhan perancangan= 5 menit
Faktor kelonggaran = 15 %
Densitas campuran = 0.795 kg/L = 49,6301 lb/ft
3
Perhitungan:
a. Volume tangki
Volume larutan, Vl 3kg/m 795
mnt 60jam 1mnt x 5 x kg/jam 11518,681
= = 1,207 m
Volume tangki, V
3
t = (1 + 0.15) × 1,207 m3 = 1,388 m
Fraksi volum = 1,207 / 1,388 = 0.869
3
Universitas Sumatera Utara
Untuk Fraksi volum 0.869 maka H/D = 0.815 (Tabel 10.64, Perry, 1999)
Volume tangki, Vt
αα−
α cossin30.57
LR 2 = (Perry, 1999)
Dimana cos α = 1-2H/D
cos α = 1-2(0.815)
cos α = -0.63
α = 129,05 derajat
Asumsi panjang tangki (Lt
Maka, volume tangki, V
) = 2 m
t
αα−
α cossin30.57
LR 2 =
1,388 =
− 05,129cos05,129sin
30.5705,1292 2R
R (radius) = 1,437 m
D (diameter) = 2,874 m = 113,149 in
Hs
(tinggi cairan) = 2,337 m = 7,667 ft
b. Spesifikasi Tangki
Tebal shell, Cc1,2P2SE
PDt +−
= (Peters, 2003)
P = Poperasi + Ph
Ph 6301,49144
1-7,667× = = 2,283 psi
P = (14,696 + 2,283) × 1.15 = 19,526 psi
(faktor kelonggaran 15%)
Joint efficiency (E) = 0.85 (Peters, 2003)
Allowable stress (S) = 18750 psi (Brownell,1959)
Allowable corrosion (Cc) = 0.125 in/10 thn (Peters, 2003)
Maka, tebal shell:
in
t
0.243
125.0psi) 1,2(19,526psi)(0,85) 2(18750
in) (113,149 psi) (19,526
=
+−
=
Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in (Brownell,1959)
psi,144
)1H(Ph s ρ−
=
Universitas Sumatera Utara
Tebal head,
Diameter tutup = diameter tangki = 2,874 m
Ratio axis = L:D = 1: 4
Lh 2,87441Hh
×
=×
D
D = = 0,718 m
Lt (panjang tangki) = Ls + Lh
L
s
Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell sehingga tebal
tutup ¼ in.
(panjang shell) = 2 m – 2(0,718 m) = 0,564 m
LC.15 Pompa Refluks Destilasi (P-105)
Jenis : centrifugal pump
Temperatur
Kondisi operasi
= 81,14 0 C
Densitas larutan (ρ) = 0,7956 kg/L = 49,6301 lbm/ft
Viskositas larutan (µ)
3
= 0,420 cp = 0,00028 lbm
Laju alir massa (F)
/ft⋅s
= 11164,389 kg/jam = 6,202 lbm
Laju alir volumetrik, Q =
/s
ρm = 3lbm/ft 49,6301
lbm/s 6,202 = 0,125 ft3
1. Perncanaan Pompa
/s
Diameter pipa ekonomis, D
De = 3,9Qe
0,45ρ
= 3,9 (0,125)
0,13
0,45(49,6301)0,13
Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih :
= 2,542 in = 0,212 ft
• Jenis pipa carbon stell, sch 40
• Diameter nominal = 2,5 in = 0,208 ft
• Diameter dalam = 2,469 in = 0,206 ft
• Diameter luar = 2,875 in = 0,239 ft
Luas penampang pipa dalam (Ai) = 0,03322 ft
2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe
2
Kecepatan rata-rata fluida, V
Universitas Sumatera Utara
V = sft
AQ 76,3
03322,0125,0
==
NRe = 286,13728900028,0
76,3206,06301,49=
××=
µρ VID (turbulen)
Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft
Kekasaran relatif = 0007,0206,0
00015,0==
IDε
Untuk aliran turbulen, f = 0041,0286,137289
079,0Re079,0
25,025,0 ==N
3. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL
kelengkapan pipa
• Panjang pipa lurus, L1
• 1 buah gate valve fully open (L/D = 13)
= 16 ft
L2
• 1 buah Tee (L/D = 30)
= 1×13×0,206 = 2,678 ft
L3
• 1 buah sharp edge entrance (K= 0,5 ; L/D = 28)
= 1×50×0,206 = 10,3 ft
L4
• 1 buah sharp edge exit (K= 1,0 ; L/D = 58)
= 1×28×0,206 = 5,768 ft
L5
ΣL = L
= 1×58×0,206 = 11,948 ft
1 + L2 + L3 + L4 + L5
4. Menentukan Friksi, ΣF
= 46,694 ft
ΣF = lbmlbfft
IDgcLVf 816,0
206,02,322694,4676,30041,04
24 22
=××
×××=
∑
5. Kerja yang dibutuhkan, -W
-Wf = ΔZ
f
gcg +
ρP
gcV ∆
+∆2
2
+ ΣF
ΔZ diperkirakan 13,5 ft
-Wf = 14,316 lbmlbf
6. Daya pompa, Ws
Ws = 16,0550
6301,49125,0316,14550
=××
=− ρQWf hp
Universitas Sumatera Utara
Jika effisiensi pompa 75 %
Maka daya aktual motor = 2,075,016,0
= hp
LC.16 Pompa I Destilasi (P-106)
Jenis : centrifugal pump
Temperatur Kondisi operasi
= 81,14 0 C
Densitas larutan (ρ) = 0,795 kg/L = 49,6301 lbm/ft
Viskositas larutan (µ)
3
= 0,420 cp = 0,00028 lbm
Laju alir massa (F)
/ft⋅s
= 354,292 kg/jam = 0,197 lbm
Laju alir volumetrik, Q =
/s
ρm = 3lbm/ft 49,6301
lbm/s 0,197 = 0,0039 ft3
1. Perncanaan Pompa
/s
Diameter pipa ekonomis, D
De = 3,9Qe
0,45ρ
= 3,9 (0,0039)
0,13
0,45(49,6301)0,13
Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih :
= 0,534 in = 0,044 ft
• Jenis pipa carbon stell, sch 40
• Diameter nominal = 0,5 in = 0,042 ft
• Diameter dalam = 0,622 in = 0,052 ft
• Diameter luar = 0,840 in = 0,069 ft
Luas penampang pipa dalam (Ai) = 0,00211 ft
2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe
2
Kecepatan rata-rata fluida, V
V = sft
AQ 85,1
00211,00039,0
==
NRe = 1705000028,0
85,1052,06301,49=
××=
µρ VID (turbulen)
Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft
Kekasaran relatif = 0029,0052,0
00015,0==
IDε
Universitas Sumatera Utara
Untuk aliran turbulen, f = 0069,017050
079,0Re079,0
25,025,0 ==N
3. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL
kelengkapan pipa
• Panjang pipa lurus, L1
• 1 buah gate valve fully open (L/D = 13)
= 20 ft
L2
• 3 buah elbow standart 90
= 1×13×0,052 = 0,676 ft o
L
(L/D = 30)
3
• 1 buah sharp edge entrance (K= 0,5 ; L/D = 28)
= 3×30×0,052 = 4,68 ft
L4
• 1 buah sharp edge exit (K= 1,0 ; L/D = 58)
= 1×28×0,052 = 1,456 ft
L5
ΣL = L
= 1×58×0,052 = 3,016 ft
1 + L2 + L3 + L4 + L5
4. Menentukan Friksi, ΣF
= 29,828 ft
ΣF = lbmlbfft
IDgcLVf 841,0
052,02,322828,2985,10069,04
24 22
=××
×××=
∑
5. Kerja yang dibutuhkan, -W
-Wf = ΔZ
f
gcg +
ρP
gcV ∆
+∆2
2
+ ΣF
ΔZ diperkirakan 13 ft
-Wf = 13,841 lbmlbf
6. Daya pompa, Ws
Ws = 005,0550
6301,490039,0841,13550
=××
=− ρQWf hp
Jika effisiensi pompa 75 %
Maka daya aktual motor = 007,075,0005,0
= hp
Universitas Sumatera Utara
LC.17 Pompa II Destilasi (P-107)
Jenis : centrifugal pump
Temperatur
Kondisi operasi
= 92,61 0 C
Densitas larutan (ρ) = 1,102 kg/L = 68,7954 lbm/ft
Viskositas larutan (µ)
3
= 0,171 cp = 0,00011 lbm
Laju alir massa (F)
/ft⋅s
= 4049,212 kg/jam = 2,249 lbm
Laju alir volumetrik, Q =
/s
ρm = 3lbm/ft 68,7954
lbm/s 2,249 = 0,033 ft3
1. Perncanaan Pompa
/s
Diameter pipa ekonomis, D
De = 3,9Qe
0,45ρ
= 3,9 (0,033)
0,13
0,45(68,7954)0,13
Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih :
= 1,456 in = 0,121 ft
• Jenis pipa carbon stell, sch 40
• Diameter nominal = 1,5 in = 0,125 ft
• Diameter dalam = 1,610 in = 0,134 ft
• Diameter luar = 1,900 in = 0,158 ft
Luas penampang pipa dalam (Ai) = 0,01414 ft
2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe
2
Kecepatan rata-rata fluida, V
V = sft
AQ 33,2
01414,0033,0
==
NRe = 636,19526300011,0
33,2134,068,7954=
××=
µρ VID (turbulen)
Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft
Kekasaran relatif = 0011,0134,0
00015,0==
IDε
Untuk aliran turbulen, f = 0037,0636,195263
079,0Re079,0
25,025,0 ==N
3. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL
kelengkapan pipa
Universitas Sumatera Utara
• Panjang pipa lurus, L1
• 1 buah gate valve fully open (L/D = 13)
= 15 ft
L2
• 1 buah elbow standart 90
= 1×13×0,134 = 1,742 ft o
L
(L/D = 30)
3
• 1 buah sharp edge entrance (K= 0,5 ; L/D = 28)
= 1×30×0,134 = 4,02 ft
L4
• 1 buah sharp edge exit (K= 1,0 ; L/D = 58)
= 1×28×0,134 = 3,752 ft
L5
ΣL = L
= 1×58×0,134 = 7,772 ft
1 + L2 + L3 + L4 + L5
4. Menentukan Friksi, ΣF
= 32,286 ft
ΣF = lbmlbfft
IDgcLVf 300,0
134,02,322286,3233,20037,04
24 22
=××
×××=
∑
5. Kerja yang dibutuhkan, -W
-Wf = ΔZ
f
gcg +
ρP
gcV ∆
+∆2
2
+ ΣF
ΔZ diperkirakan 5 ft
-Wf = 5,300 lbmlbf
6. Daya pompa, Ws
Ws = 022,0550
7954,68033,0300,5550
=××
=− ρQWf hp
Jika effisiensi pompa 75 %
Maka daya aktual motor = 03,075,0
022,0= hp
Universitas Sumatera Utara
LC.18 Reboiler (RB-101)
Jenis : shell and tube exchanger
Deskripsi :
Tabel LC.12 Deskripsi Reboiler
DESCRIPTION Unit SHELL SIDE TUBE SIDE Cold Fluid Hot Fluid 1 Fluid Type Camp. etanol steam In Out In Out 2
Temperature (T) °C 92.61 97.23 200 200 °F 198.698 207 392 392
3 Total Flow (W) kg/h 15567,893 465,868 lb/h 31135,786 1024,909 4
Total Heat Transfer (Q)
kkal/h 273489,846 Btu/h 259217,339
5 Pass 1 2 6
Length (L) ft - 12
in - 144 7 OD Tubes in - 1 8 BWG - 10 9 Pitch (Square) in - 1.25
Mencari Δt
( )12
12
t/tlnttLMTD∆∆∆−∆
= (Kern, 1965)
FLMTD o190
)198.698392()207392(ln
)198.698392()207(392=
−−
−−−=
Koreksi LMTD (CMTD)
CMTD (Δt) = LMTD × Ft
12
21
ttTT
R−−
= = 0198.698207
392392=
−−
11
12
tTtt
S−−
= = 0.04198.698392198.698207
=−−
R = 0, maka Ft = 1
CMTD (Δt) = 190 × 1 = 190 0
F
Universitas Sumatera Utara
Caloric Temperature (Tc dan tc
3922
3923922
TTT 21
c =+
=+
=
)
0
202.852198.698207
2ttt 21
c =+
=+
=
F
0
Menghitung jumlah tubes yang digunakan
F
Dari Tabel 8. Kern, 1965, reboiler untuk fluida dingin light organic dan fluida
panas steam, diperoleh UD =100 – 200, faktor pengotor (Rd
Diambil U
) = 0,003
D = 100 Btu/jam⋅ft2
a. Luas permukaan untuk perpindahan panas,
⋅°F
2
D
ft643,13190100
259217,339ΔtU
QA =×
=×
=
Luas permukaan luar (a″) = 0.2618 ft2
Jumlah tube,
/ft (Tabel 10. Kern, 1965)
343,4/ftft 0,2618ft 12
ft 643,13aL
AN 2
2
"t =×
=×
= buah
Nilai terdekat adalah 16 buah dengan ID shell = 8 in (Tabel 9. Kern, 1965)
b. Koreksi UD
(Koefisien menyeluruh kotor)
tAQU D ∆⋅
=
dimana, NtL''aA ××=
A = 0,2618 × 12 × 16 = 50,266 ft
2
142,27190266,05
259217,339=
⋅=DU Btu/ h ft2 0
Penentuan R
F
D
1. Flow Area (a)
design:
a. shell side
Pt144B'CIDa s ×××
= (Kern, 1965)
Keterangan:
C’ = 1.25 – 1 = 0.25 in
B = 4 in
Universitas Sumatera Utara
0,0551144
425,08=
×××
=sa ft
b. tube side
2
n144'aNt
a tt ×
×=
a’t = 0,421 (Tabel 10, Kern, 1965)
0.02342144
0,42116=
××
=ta ft
2. Mass Velocity (G)
2
a. shell side
saWGs = (Kern, 1965)
2,6610550,055
31135,786==Gs lb/h ft
b. tube side
2
taWGt = (Kern, 1965)
529,437990,0234
1024,909==Gt lb/h ft
3. Koefisien Perpindahan Panas
2
a. shell side
asumsi awal ho = 300 Btu/hr ft2
b. tube side
F
untuk steam, hio = 1500 Btu/ ft2
Temperatur dinding (T
F
w
T
)
w ( )ccc tThohio
hot −+
+ =
Tw ( ) 234.38202.853923001500
300202.85 =−+
+ = o
(Δt)
F
w = Tw – tc
= 234.38 – 202.85 = 31,53
o
dari fig. 15.11, Kern, 1965, nilai h
F
o > 300, maka ; ho = 300 Btu/hr ft2 F
Universitas Sumatera Utara
4. Koefisien perpindahan panas menyeluruh bersih (Uc)
oio
oio
hhhh
Uc+×
=
25030015003001500
Uc =+×
= Btu/ h ft2 0
5. Faktor Pengotor (R
F
D
DC
DCD UU
UUR
⋅−
=
)
0.033142,27250142,27250
=⋅−
=DR
RD ≥ hitung RD
6. Pengecekan nilai flux
ketentuan, maka spesifikasi dapat diterima.
20000AQ<
19000,025643,13
259217,339=
nilai flux < 20000, maka perhitungan memenuhi.
Perhitungan Pressure Drop :
a. Shell side
ΔPs
b. Tube side
diabaikan
µ×
=GtDRe t
D = ID tube = 0,732 in (Tabel 10. Kern, 1965)
771,26710.041
529,43799(0,732/12)Re =×
=t
untuk Re 771,2671 = , f = 0.0004 ft2/in2
(Fig.26, Kern, 1965)
t10
2t
t sID1022.5NLGf
Pφ⋅⋅⋅⋅
⋅⋅⋅=∆ (Kern, 1965)
Universitas Sumatera Utara
007,010,8570,732/121022.5
212529,437990.000410
2
=⋅⋅⋅⋅
⋅⋅⋅=∆ tP psi
'
2
r g2V
sn4P ⋅=∆
untuk Gt 529,43799 = , '
2
g2V = 0.02 (Fig.27, Kern, 1965)
0,1870,02857,0
24=⋅
⋅=∆ rP psi
rtT PPP ∆+∆=∆
psiPT 194,00,187007,0 =+=∆
ΔPT ≤ yang diperbolehkan adalah 10 psi, maka ΔPs
dapat diterima.
LC.19 Pompa Reboiler (P-108)
Jenis : centrifugal pump
Temperatur
Kondisi operasi
= 92,61 0 C
Densitas larutan (ρ) = 1,102 kg/L = 68,7954 lbm/ft
Viskositas larutan (µ)
3
= 0,171 cp = 0,00011 lbm
Laju alir massa (F)
/ft⋅s
= 15567,893 kg/jam = 8,649 lbm
Laju alir volumetrik, Q =
/s
ρm
= 3lbm/ft 68,7954lbm/s 8,649 = 0,126 ft3
1. Perncanaan Pompa
/s
Diameter pipa ekonomis, D
De = 3,9Qe
0,45ρ
= 3,9 (0,126)
0,13
0,45(68,7954)0,13
Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih :
= 2,661 in = 0,222 ft
• Jenis pipa carbon stell, sch 40
• Diameter nominal = 3 in = 0,250 ft
• Diameter dalam = 3,068 in = 0,256 ft
• Diameter luar = 3,500 in = 0,292 ft
Luas penampang pipa dalam (Ai) = 0,05130 ft2
Universitas Sumatera Utara
2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe
Kecepatan rata-rata fluida, V
V = sft
AQ 46,2
05130,0126,0
==
NRe = 545,39385400011,0
46,2256,068,7954=
××=
µρ VID (turbulen)
Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft
Kekasaran relatif = 0006,0256,0
00015,0==
IDε
Untuk aliran turbulen, f = 0031,0545,393854
079,0Re079,0
25,025,0 ==N
3. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL
kelengkapan pipa
• Panjang pipa lurus, L1
• 1 buah gate valve fully open (L/D = 13)
= 15 ft
L2
• 1 buah elbow standart 90
= 1×13×0,256 = 3,328 ft o
L
(L/D = 30)
3
• 1 buah sharp edge entrance (K= 0,5 ; L/D = 28)
= 1×30×0,256 = 7,68 ft
L4
• 1 buah sharp edge exit (K= 1,0 ; L/D = 58)
= 1×28×0,256 = 7,168 ft
L5
ΣL = L
= 1×58×0,256 = 14,848 ft
1 + L2 + L3 + L4 + L5
4. Menentukan Friksi, ΣF
= 48,024 ft
ΣF = lbmlbfft
IDgcLVf 218,0
256,02,322024,4846,20031,04
24 22
=××
×××=
∑
5. Kerja yang dibutuhkan, -W
-Wf = ΔZ
f
gcg +
ρP
gcV ∆
+∆2
2
+ ΣF
ΔZ diperkirakan 5 ft
-Wf = 5,218 lbmlbf
Universitas Sumatera Utara
6. Daya pompa, Ws
Ws = 082,0550
7954,68126,0218,5550
=××
=− ρQWf hp
Jika effisiensi pompa 75 %
Maka daya aktual motor = 1,075,0
082,0= hp
LC.20 Bak Penampung cake Filter Press I (B-101)
Bentuk : persegi panjang
Kondisi Operasi :
Tekanan : 1 atm
Suhu : 25 0
Laju alir massa : 270,591 kg/jam
C
ρ bahan : 1333.33 kg/L
Faktor Kelonggaran : 20 %
Perhitungan :
a. Volume Bak
Volume fltrat, Vl 3/33,13331/270,591
mkgjamjamkg × = = 0,203 m
Volume cake 1 hari proses = 24 × 0,203 = 4,872 m
3
3
Volume bak, V
b = (1 + 0,2) × 4,872 m3 = 5,846 m
b. Ukuran Bak Penampung
3
Direncanakan, p : l : t = 1 : 1 : 2/3
Vb = p × l × t
= 2/3 × x
x =
3
846,523
3 ×
x = 2,062 m
maka, panjang = 2,062 m
lebar = 2,062 m
tinggi = 1,381 m
Universitas Sumatera Utara
LC.21 Bak Penampung cake Filter Press II (B-102)
Bentuk : persegi panjang
Kondisi Operasi :
Tekanan : 1 atm
Suhu : 25 0
Laju alir massa : 742,016 kg/jam
C
ρ bahan : 1204,819 kg/L
Faktor Kelonggaran : 20 %
Perhitungan :
a. Volume Bak
Volume fltrat, Vl 3/819,12041/742,016
mkgjamjamkg × = = 0,616 m
Volume cake 1 hari proses = 24 × 0,616 = 14,784 m
3
3
Volume bak, V
b = (1 + 0,2) × 14,784 m3 = 17,741 m
c. Ukuran Bak Penampung
3
Direncanakan, p : l : t = 1 : 1 : 2/3
Vb = p × l × t
= 2/3 × x
x =
3
17,74123
3 ×
x = 2,985 m
maka,
panjang = 2,985 m
lebar = 2,985 m
tinggi = 1,999 m
Universitas Sumatera Utara
LC.22 Heater (H-101)
Jenis : shell and tube exchanger
Deskripsi HE :
Tabel LC.13 Deskripsi Heater
DESCRIPTION Unit SHELL SIDE TUBE SIDE Cold Fluid Hot Fluid 1 Fluid Type Camp. Etanol Steam In Out In Out 2
Temperature (T) °C 30.00 80.00 200 200 o 86.00 F 176.00 392 392
3 Total Flow (W) kg/h 4403,504 1758,315 lb/h 8807,008 3868,293 4
Total Heat Transfer (Q)
kkal/h 1032225,933 Btu/h 978357,565
5 Pass 1 2 6
Length (L) ft - 16
in - 192 7 OD Tubes in - 0.75 8 BWG - 10 9 Pitch (Square) in - 1
Mencari Δt
( )12
12
t/tlnttLMTD∆∆∆−∆
= (Kern, 1965)
FLMTD o84
)86392()176392(ln
)86392()176392(=
−−
−−−=
Koreksi LMTD (CMTD)
CMTD (Δt) = LMTD × Ft
12
21
ttTT
R−−
= = 086176392392
=−−
11
12
tTtt
S−−
= = 0,298692386176
=−−
Dikarenakan R = 0, maka Ft
CMTD (Δt) = 84 × 1 = 84
= 1 0
F
Universitas Sumatera Utara
Caloric Temperature (Tc dan tc
39252
3929232
TTT 21c =
+=
+=
)
0
2192
861762
ttt 21c =
+=
+=
F
0
Menghitung jumlah tubes yang digunakan
F
Dari Tabel 8. Kern, 1965, untuk heater fluida dingin medium organic- fluida
panas steam, diperoleh UD = 50 – 100, faktor pengotor (Rd
Diambil U
) = 0.003.
D = 77 Btu/jam⋅ft2
a. Luas permukaan untuk perpindahan panas,
⋅°F
2
D
ft 018,8521977
978357,565ΔtU
QA =×
=×
=
Luas permukaan luar (a″) = 0.1963 ft2
Jumlah tube,
/ft (Tabel 10. Kern, 1965)
47,18/ftft 0.1963ft 16
ft 018,85aL
AN 2
2
"t =×
=×
= buah
Nilai terdekat adalah 32 buah dengan ID shell = 8 in (Tabel 9. Kern, 1965)
b. Koreksi UD
(Dirt Overall Heat Transfer Coefficient)
tAQU D ∆⋅
=
A = 0.1963 × 16 × 32 = 100,506 ft
2
885,11584 100,506
978357,565=
⋅=DU Btu/ h ft2 0
Penentuan R
F
D
1 Flow Area (a)
design:
a. shell side
Pt144B'CIDa s ×××
= (Kern, 1965)
C’ = 1 – 0.75 = 0.25 in
B = 2,5 in
0.0351144
5.225.08=
×××
=sa ft
2
Universitas Sumatera Utara
b. tube side
n144'aNt
a tt ×
×=
a’t = 0.182 (Tabel 10, Kern, 1965)
0.0202144
182.032=
××
=ta ft
2 Mass Velocity (G)
2
a. shell side
saWGs = (Kern, 1965)
8,2516280,035
8807,008==Gs lb/h ft
b. tube side
2
taWGt = (Kern, 1965)
650,1934140,020
3868,293==Gt lb/h ft
3 Bilangan Reynold (N
2
Re
a. shell side
)
µ×
=GsDeRes
( ) in0.0875.012
4/75.014De22
=⋅π⋅⋅π×
=
026,156901,283
8,25162808,0Re =×
=s
b. tube side
µ×
=GtDRe t
D = ID tube = 0.482 in (Tabel 10. Kern, 1965)
564,1992000,039
650,193414)12/482,0(Re =×
=t
Universitas Sumatera Utara
4 Koefisien Perpindahan Panas
a. shell side 14.0
w
31e
o PrjHk
Dh
µµ
= (Kern, 1965)
Dari fig.28, Kern, 1965 didapat jH = 150
k
CpPr µ⋅= = 21,34
0,1061,2831,763
=⋅
14.0
31
21,34150106.008.0
⋅=
woh
µµ
ho
14.0
w
µµ = 545,479
b. tube side
hio = 1500 Btu/ h ft2 0
dikarenakan viskositas etanol rendah, maka
F (Kern, 1965) 14.0
w
µµ ≈ 1
545,479=oh Btu/ h ft2 0
5 Clean Overall Heat Transfer Coefficient (Uc)
F
oio
oio
hhhh
Uc+×
=
013,004 545,4791500 545,4791500=
+×
=Uc Btu/ h ft2 0
6 Dirt Factor (R
F
D
DC
DCD UU
UUR
⋅−
=
)
0.003416,185013,004416,185013,004
=⋅−
=DR
RD ≥ hitung RD
ketentuan, maka spesifikasi dapat diterima.
Universitas Sumatera Utara
Perhitungan Pressure Drop :
a. Shell side
se10
2s
s sD1022.5)1N(DGf
Pφ⋅⋅⋅⋅
+⋅⋅⋅=∆ (Kern, 1965)
untuk Re 026,15690 = , f = 0.002 ft2/in2
(Fig.29, Kern, 1965)
(N+1) = L/B (Kern, 1965)
= (192 /2,5) = 76.8
ΔPs ≤ yang diperbolehkan adalah 10 psi, maka ΔPs
b. Tube side
dapat diterima.
t10
2t
t sID1022.5NLGf
Pφ⋅⋅⋅⋅
⋅⋅⋅=∆ (Kern, 1965)
untuk Re 564,199200 = , f = 0.00011 ft2/in2
(Fig.26,Kern,1965)
067,0110.482/121022.5
216650,1934140.0001110
2
=⋅⋅⋅⋅⋅⋅⋅
=∆ tP psi
'
2
r g2V
sn4P ⋅=∆
untuk Gt 650,193414 = , '
2
g2V = 0,005 (Fig.27, Kern, 1965)
04,00,0051
24=⋅
⋅=∆ rP psi
rtT PPP ∆+∆=∆
psiPT 107,004,0067,0 =+=∆
ΔPT ≤ yang diperbolehkan adalah 10 psi, maka ΔPs
dapat diterima
psi86,510.31808.01022.58.7688,251628002.0
10
2
=⋅⋅⋅⋅
⋅⋅⋅=∆ sP
Universitas Sumatera Utara
LC.23 Tangki Penyimpanan Saccharomyces (T-105)
Jenis sambungan : Single-welded butt joint
Kondisi penyimpanan : T = 25o
Laju alir bahan : 259,192 kg/jam
C, P = 1 atm
Densitas bahan : 1670,1 kg/m3 = 104,261 lbm/ft
3
1. Menentukan ukuran tangki
a. Volume Tangki, V
Volume bahan, V =
T
camp
Fρ
= 3/1,1670192,259
mkgkg = 0,155 m
Faktor keamanan, fk = 20 %
3
Volume tangki, VT = ( 1 + fk ) × 0,155 = 0,186 m
b. Diameter Tangki, D
3
T dan Tinggi Tangki, H
Direncanakan : - . tinggi silinder : diameter ( HT
s
- . tinggi head : diameter ( H
: D) = 1 : 2
h
• Volume silinder : V
: D) = 1 : 4
S 4π = D2 Hs
=
(Brownell, 1959)
4π D2
21( D) = 0,3925 D
• Volume tutup : V
3
h3π = R2 Hh
=
(Brownell, 1959)
6π D2
41 ( D) = 0,1308 D
Volume tangki, V
3
T = VS + Vh
= 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D
D
3
T31
5233,0
TV = = 31
5233,00,186
= 0,710 m
Untuk desain digunakan :
• Diameter tangki = 0,710 m
• Tinggi silinder, HS
• Tinggi head, H
= 0,5 × D = 0,355 m
h41 = × D = 0,178 m
Universitas Sumatera Utara
Jadi total tinggi tangki, HT = HS + 2Hh
= 0,710 m
2. Tebal Sheel dan Tutup Tangki
a. Tebal Shell
t =PES
RP6,0.
.−
+ n.c ( Brownell, 1959)
dimana :
t = tebal shell (in) c = faktor korosi = 0,0125/tahun
R = jari-jari dalam tangki (in) n = umur tangki = 15 tahun
P = tekanan design (psi)
S = allowable stress = 17500 psi
E = joint efficiency = 0,9
Tekanan hidrostatis, Phs144
)1( −SHρ = 14,7 + (Brownell, 1959)
= 14,7 + 144
)1165,1(104,261 − = 14,819 psi
Faktor keamanan = 10 %
Tekanan desain, Pd = 1,1 × Phs
Tebal shell, t =
= 16,301 psi
)16,301(6,0)9,0(175002329,216,301
−
+ 15 × 0,0125
= 0,189 in
Digunakan tebal shell standart 3/16 in.
b. Tebal tutup
Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang
sama = 3/16 in.
LC.24 Tangki Penyimpanan (NH4)2SO4
Jenis sambungan : Single-welded butt joint
(T-106)
Kondisi penyimpanan : T = 25o
Laju alir bahan : 20,735 kg/jam
C, P = 1 atm
Densitas bahan : 1769 kg/m3 = 110,435 lbm/ft
3
Universitas Sumatera Utara
1. Menentukan ukuran tangki
a. Volume Tangki, V
Volume bahan, V =
T
camp
Fρ
= 3/1769735,20
mkgkg = 0,012 m
Faktor keamanan, fk = 20 %
3
Volume tangki, VT = ( 1 + fk ) × 0,012 = 0,014 m
b. Diameter Tangki, D
3
T dan Tinggi Tangki, H
Direncanakan : - . tinggi silinder : diameter ( HT
s
- . tinggi head : diameter ( H
: D) = 1 : 2
h
• Volume silinder : V
: D) = 1 : 4
S 4π = D2 Hs
=
(Brownell, 1959)
4π D2
21( D) = 0,3925 D
• Volume tutup : V
3
h3π = R2 Hh
=
(Brownell, 1959)
6π D2
41 ( D) = 0,1308 D
Volume tangki, V
3
T = VS + Vh
= 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D
D
3
T31
5233,0
TV = = 31
5233,00,014
= 0,304 m
Untuk desain digunakan :
• Diameter tangki = 0,304 m
• Tinggi silinder, HS
• Tinggi head, H
= 0,5 × D = 0,152 m
h41 = × D = 0,076 m
Jadi total tinggi tangki, HT = HS + 2Hh
= 0,304 m
2. Tebal Sheel dan Tutup Tangki
a. Tebal Shell
t =PES
RP6,0.
.−
+ n.c ( Brownell, 1959)
Universitas Sumatera Utara
dimana :
t = tebal shell (in) c = faktor korosi = 0,0125/tahun
R = jari-jari dalam tangki (in) n = umur tangki = 15 tahun
P = tekanan design (psi)
S = allowable stress = 17500 psi
E = joint efficiency = 0,9
Tekanan hidrostatis, Phs144
)1( −SHρ = 14,7 + (Brownell, 1959)
= 14,7 + 144
)1499,0(110,435 − = 14,316 psi
Faktor keamanan = 10 %
Tekanan desain, Pd = 1,1 × Phs
Tebal shell, t =
= 15,748 psi
)15,748(6,0)9,0(175002998,015,748
−
+ 15 × 0,0125
= 0,188 in
Digunakan tebal shell standart 3/16 in.
b. Tebal tutup
Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang
sama = 3/16 in.
LC.25 Tangki Penyimpanan H3PO4
Jenis sambungan : Single-welded butt joint
(T-107)
Kondisi penyimpanan : T = 25o
Laju alir bahan : 20,735 kg/jam
C, P = 1 atm
Densitas bahan : 1834 kg/m3 = 114,493 lbm/ft
3
1. Menentukan ukuran tangki
a. Volume Tangki, V
Volume bahan, V =
T
camp
Fρ
= 3/1834735,20
mkgkg = 0,011 m
Faktor keamanan, fk = 20 %
3
Volume tangki, VT = ( 1 + fk ) × 0,011 = 0,013 m3
Universitas Sumatera Utara
b. Diameter Tangki, DT dan Tinggi Tangki, H
Direncanakan : - . tinggi silinder : diameter ( HT
s
- . tinggi head : diameter ( H
: D) = 1 : 2
h
• Volume silinder : V
: D) = 1 : 4
S4π = D2 Hs
=
(Brownell, 1959)
4π D2
21( D) = 0,3925 D
• Volume tutup : V
3
h 3π = R2 Hh
=
(Brownell, 1959)
6π D2
41 ( D) = 0,1308 D
Volume tangki, V
3
T = VS + Vh
= 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D
D
3
T31
5233,0
TV = = 31
5233,00,013
= 0,300 m
Untuk desain digunakan :
• Diameter tangki = 0,300 m
• Tinggi silinder, HS
• Tinggi head, H
= 0,5 × D = 0,150 m
h 41 = × D = 0,075 m
Jadi total tinggi tangki, HT = HS + 2Hh
= 0,300 m
2. Tebal Sheel dan Tutup Tangki
a. Tebal Shell
t =PES
RP6,0.
.−
+ n.c ( Brownell, 1959)
dimana :
t = tebal shell (in) c = faktor korosi = 0,0125/tahun
R = jari-jari dalam tangki (in) n = umur tangki = 15 tahun
P = tekanan design (psi)
S = allowable stress = 17500 psi
E = joint efficiency = 0,9
Universitas Sumatera Utara
Tekanan hidrostatis, Phs144
)1( −SHρ = 14,7 + (Brownell, 1959)
= 14,7 + 144
)1492,0(114,493 − = 14,190 psi
Faktor keamanan = 10 %
Tekanan desain, Pd = 1,1 × Phs
Tebal shell, t =
= 15,609 psi
)15,609(6,0)9,0(175002984,015,609
−
+ 15 × 0,0125
= 0,188 in
Digunakan tebal shell standart 3/16 in.
b. Tebal tutup
Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang
sama = 3/16 in.
LC.26 Pompa IX (P-109)
Jenis : centrifugal pump
Laju alir masuk : 20,735 kg/jam : 0,012 lbm/s
Densitas, ρ : 1834 kg/m3 : 114,493 lbm/ft3
Laju alir volumetrik,Q:
Viskositas, μ : 0,32 cp : 0,0002 lbm/ft s
Q = sftm 3
0001,0493,114120,0
==ρ
1. Perncanaan Pompa
Diameter pipa ekonomis, D
De = 3,9Qe
0,45ρ
= 3,9 (0,0001)
0,13
0,45(114,493)0,13
Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih :
= 0,114 in = 0,0095 ft
• Jenis pipa carbon stell, sch 40
• Diameter nominal = 1/8 in = 0,010 ft
• Diameter dalam = 0,269 in = 0,022 ft
• Diameter luar = 0,405 in = 0,034 ft
Luas penampang pipa dalam (Ai) = 0,00040 ft2
Universitas Sumatera Utara
2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe
Kecepatan rata-rata fluida, V
V = sft
AQ 25,0
00040,00001,0
==
NRe = 39750002,0
25,0220,0493,144=
××=
µρ VID (laminar)
Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft
Kekasaran relatif = 007,0022,0
00015,0==
IDε
Untuk aliran laminar, f = 004,0397516
Re16
==N
3. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL
kelengkapan pipa
• Panjang pipa lurus, L1
• 1 buah gate valve fully open (L/D = 13)
= 10 ft
L2
• 2 buah elbow standart 90
= 1×13×0,022 = 0,286 ft o
L
(L/D = 30)
3
• 1 buah sharp edge entrance (K= 0,5 ; L/D = 28)
= 2×30×0,022 = 1,320 ft
L4
• 1 buah sharp edge exit (K= 1,0 ; L/D = 58)
= 1×28×0,022 = 0,616 ft
L5
ΣL = L
= 1×58×0,022 = 1,276 ft
1 + L2 + L3 + L4 + L5
4. Menentukan Friksi, ΣF
= 13,498 ft
ΣF = lbmlbfft
IDgcLVf 009,0
022,02,322498,1325,0004,04
24 22
=××
×××=
∑
5. Kerja yang dibutuhkan, -W
-Wf = ΔZ
f
gcg +
ρP
gcV ∆
+∆2
2
+ ΣF
ΔZ diperkirakan 2 ft
-Wf = 2,009 lbmlbf
Universitas Sumatera Utara
6. Daya pompa, Ws
Ws = 00005,0550
493,1440001,02,009550
=××
=− ρQWf hp
Jika effisiensi pompa 75 %
Maka daya aktual motor = 00007,075,0
00005,0= hp
Universitas Sumatera Utara
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 30oC : 998 kg/m
Direncanakan lama penampungan 1 jam, maka :
3
Jumlah air masuk = 1 jam × 27738,791 kg/jam
Faktor keamanan = 20 %
Volume bak = 998
27738,7912,1 × = 33,353 m
Panjang (p) = 3 × tinggi bak (t)
3
Lebar (l) = 2 × tinggi bak (t)
Maka,
V = p × l × t
33,353 = 6t
t =
3
36
33,353 = 1,771 m = 5,810 ft
diperoleh :
t = 1,771 m = 5,810 ft
p = 5,313 m = 17,431 ft
l = 3,542 m = 11,620 ft
Universitas Sumatera Utara
LD.2 Tangki Pelarutan Aluminium Sulfat Al2(SO4)3
Fungsi : membuat larutan Aluminium Sulfat Al
(TP-101)
2(SO4)3
Bahan konstruksi : plate steel SA-167, Tipe 304
Bentuk : silinder tegak dengan alas dan tutup datar
Kondisi pelarutan : Temperatur = 30o
Tekanan = 1 atm
C
Jumlah air yang diolah = 27738,791 kg/jam
Jumlah alum yang dibutuhkan asumsi 50 ppm dari jumlah air yang diolah.
×61050 27738,791 = 1,387 kg/jam
Tangki pelarutan aluminium sulfat dirancang untuk 1 hari
Banyak alum yang dilarutkan = 24 × 1,387 = 33,288 kg
Densitas Al2(SO4)3 = 1363,1 kg/m
Faktor keamanan = 20 %
3
Volume larutan, V
Ukuran tangki
11,13633,0
33,288×
= = 0,081 m
Volume tangki, V
3
t = 1,2 × 0,081 m3 = 0,097 m
Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D:H =1:3
3
V = 41 π D2
0,097 m
H (Brownell, 1959)
3
41 = π D2
D
13
0,097 m3
43 = π D
Maka,
3
D = 0,345 m = 1,132 ft
H = 1,035 m = 3,396 ft
Tinggi Al2(SO4)32
3
)345,0(41
0,081
m
m
π dalam tangki = = 0,778 m
Universitas Sumatera Utara
Direncanakaj digunakan bahan konstruksi plate steel SA-167, Tipe 304
Tebal dinding tangki
Dari tabel 13.1 Brownell & Young (1959), diperoleh data :
− Allowable stress (s) = 12750
− Efisiensi sambungan (E) = 0,8
− Faktor korosi,( CA ) = 1/8 in
− Tekanan operasi, Po
− Faktor keamanan tekanan = 20 %
= 1 atm = 14,7 psi
− Tekanan desain = 1,2 × Po
= 17,64 psi
t =
Tebal dinding silinder tangki
CAPSE
PD+
− 2,12 ( Brownell, 1959)
= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12750(2
12)132,1)(64,17(+
−× = 0,137 in
Dari tabel 5.4 Brownell & Young (1959) dipilih tebal tangki standar 3/16 in.
Tipe pengaduk : marine propeller dengan jarak pitch = 2D
Daya pengaduk
Di
t/Di
D
= 3 , Baffle = 4 (Brown, G.G 1960)
t
D
= 1,132 ft
i
Kecepatan pengadukan, N = 400 rpm = 6,667 rps
= 0,377 ft
Viskositas Al2(SO4)3 = 6,72 × 10-4
Dari persamaan 3.4-1, Geankoplis untuk bilangan Reynold adalah
lbm/ft.det (Kirk Othmer, 1967)
NReµ
ρ 2)(DiN =
= 4
2
1072,6)377,0)(667,6)(095,85(
−× = 1,199 × 10
Untuk N
5
Re 1,199 × 105 diperoleh NPo
Sehingga dari persamaan 3.4-2 Geankoplis :
= 1
P = c
Po
gDiNN ρ53
Universitas Sumatera Utara
= 550174,32
)095,85()377,0()667,6)(1( 53
× = 0,011
Efisiensi motor penggerak = 80 %
Daya motor penggerak = 8,0
011,0 = 0,014
Maka daya motor yang dipilih = 0,05 hp
LD.3 Tangki Pelarutan Natrium Karbonat (Na2CO3
Fungsi : membuat larutan Natrium Karbonat (Na
) (TP-102)
2CO3)
Bahan konstruksi : plate steel SA-167, Tipe 304
Bentuk : silinder tegak dengan alas dan tutup datar
Kondisi pelarutan : Temperatur = 30o
Tekanan = 1 atm
C
Jumlah air yang diolah = 27738,791 kg/jam
Jumlah alum yang dibutuhkan asumsi 27 ppm dari jumlah air yang diolah.
×61027 27738,791 = 0,749 kg/jam
Tangki pelarutan aluminium sulfat dirancang untuk 1 hari
Banyak alum yang dilarutkan = 24 × 0,749 = 17,976 kg
Densitas Na2CO3 = 1327 kg/m
Faktor keamanan = 20 %
3
Volume larutan, V
Ukuran tangki
113273,0
17,976×
= = 0,045 m
Volume tangki, V
3
t = 1,2 × 0,045 m3 = 0,054 m
Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D:H =1:3
3
V = 41 π D2
0,054 m
H (Brownell, 1959)
3
41 = π D2
D
13
0,054 m3
43 = π D
3
Universitas Sumatera Utara
Maka,
D = 0,284 m = 0,932 ft
H = 0,852 m = 2,795 ft
Tinggi Na2CO32
3
)284,0(41
0,045
m
m
π dalam tangki = = 0,714 m
Direncanakaj digunakan bahan konstruksi plate steel SA-167, Tipe 304
Tebal dinding tangki
Dari tabel 13.1 Brownell & Young (1959), diperoleh data :
− Allowable stress (s) = 12750
− Efisiensi sambungan (E) = 0,8
− Faktor korosi,( CA ) = 1/8 in
− Tekanan operasi, Po
− Faktor keamanan tekanan = 20 %
= 1 atm = 14,7 psi
− Tekanan desain = 1,2 × Po
= 17,64 psi
t =
Tebal dinding silinder tangki
CAPSE
PD+
− 2,12 (Brownell, 1959)
= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12750(2
12)932,0)(64,17(+
−× = 0,135 in
Dari tabel 5.4 Brownell & Young (1959) dipilih tebal tangki standar 3/16 in.
Tipe pengaduk : marine propeller dengan jarak pitch = 2D
Daya pengaduk
Di
t/Di
D
= 3 , Baffle = 4 (Brown, G.G 1960)
t
D
= 0,932 ft
i
Kecepatan pengadukan, N = 400 rpm = 6,667 rps
= 0,310 ft
Viskositas Na2CO3 = 3,69 × 10-4
Dari persamaan 3.4-1, Geankoplis untuk bilangan Reynold adalah
lbm/ft.det (Kirk Othmer, 1967)
NReµ
ρ 2)(DiN =
Universitas Sumatera Utara
= 4
2
1069,3)310,0)(667,6)(842,82(
−× = 1,438 × 10
Untuk N
5
Re 1,438 × 105 diperoleh NPo
Sehingga dari persamaan 3.4-2 Geankoplis :
= 1
P = c
Po
gDiNN ρ53
= 550174,32
)842,82()310,0()667,6)(1( 53
× = 0,004
Efisiensi motor penggerak = 80 %
Daya motor penggerak = 8,0
004,0 = 0,005
Maka daya motor yang dipilih = 0,05 hp
LD.4 Tangki Pelarutan Asam Sulfat (H2SO4
Fungsi : membuat larutan Asam Sulfat (H
) (TP-103)
2SO4)
Bahan konstruksi : plate steel SA-167, Tipe 304
Bentuk : silinder tegak dengan alas dan tutup datar
Kondisi pelarutan : Temperatur = 30o
Tekanan = 1 atm
C
H2SO4
Laju massa H
yang digunakan mempunyai konsentrasi 50 % (% berat)
2SO4
1 × regenerasi = 7,5 hari
= 43,630 kg/hari
Densitas H2SO4 50 % = 1387 kg/m3 = 86,587 lbm/ft
Kebutuhan perancangan = 7 hari
3
Faktor keamanan = 20 %
Volume larutan, V
Ukuran tangki
1 13875,0630,43×
= = 0,063 m
Volume tangki, V
3
t = 1,2 × 0,063 m3 = 0,076 m
Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D:H =1:3
3
V = 41 π D2 H (Brownell, 1959)
Universitas Sumatera Utara
0,076 m3
41 = π D2
D
13
0,076 m3
43 = π D
3
Maka,
D = 0,317 m = 1,040 ft
H = 0,951 m = 3,120 ft
Tinggi H2SO42
3
)317,0(41
063,0
m
m
π dalam tangki = = 0,797 m
Direncanakaj digunakan bahan konstruksi plate steel SA-167, Tipe 304
Tebal dinding tangki
Dari tabel 13.1 Brownell & Young (1959), diperoleh data :
− Allowable stress (s) = 12750
− Efisiensi sambungan (E) = 0,8
− Faktor korosi,( CA ) = 1/8 in
− Tekanan operasi, Po
− Faktor keamanan tekanan = 20 %
= 1 atm = 14,7 psi
− Tekanan desain = 1,2 × Po
= 17,64 psi
t =
Tebal dinding silinder tangki
CAPSE
PD+
− 2,12 (Brownell, 1959)
= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12750(2
12)040,1)(64,17(+
−× = 0,136 in
Dari tabel 5.4 Brownell & Young (1959) dipilih tebal tangki standar 3/16 in.
Tipe pengaduk : marine propeller dengan jarak pitch = 2D
Daya pengaduk
Di
t/Di
D
= 3 , Baffle = 4 (Brown, G.G 1960)
t
D
= 1,040 ft
i
Kecepatan pengadukan, N = 400 rpm = 6,667 rps
= 0,347 ft
Universitas Sumatera Utara
Viskositas H2SO4 = 3,69 × 10-3
Dari persamaan 3.4-1, Geankoplis untuk bilangan Reynold adalah
lbm/ft.det (Kirk Othmer, 1967)
NReµ
ρ 2)(DiN =
= 3
2
1069,3)347,0)(667,6)(587,86(
−× = 1,884 × 10
Untuk N
5
Re 1,884 × 105 diperoleh NPo
Sehingga dari persamaan 3.4-2 Geankoplis :
= 1
P = c
Po
gDiNN ρ53
= 550174,32
)587,86()347,0()667,6)(1( 53
× = 0,007
Efisiensi motor penggerak = 80 %
Daya motor penggerak = 8,0
007,0 = 0,009
Maka daya motor yang dipilih = 0,05 hp
LD.5 Tangki Pelarutan Natrium Hidroksida (NaOH) (TP-104)
Fungsi : membuat larutan Natrium Hidroksida (NaOH)
Bahan konstruksi : plate steel SA-167, Tipe 304
Bentuk : silinder tegak dengan alas dan tutup datar
Kondisi pelarutan : Temperatur = 30o
Tekanan = 1 atm
C
NaOH yang digunakan mempunyai konsentrasi 50 % (% berat)
Laju massa NaOH = 22,7 kg/hari
1 × regenerasi = 12 hari
Densitas NaOH 50 % = 1518 kg/m3 = 94,765 lbm/ft
Kebutuhan perancangan = 7 hari
3
Faktor keamanan = 20 %
Volume larutan, V
Ukuran tangki
1 15185,07,22
× = = 0,030 m3
Universitas Sumatera Utara
Volume tangki, Vt = 1,2 × 0,030 m3 = 0,036 m
Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D:H =1:3
3
V = 41 π D2
0,036 m
H (Brownell, 1959)
3
41 = π D2
D
13
0,036 m3
43 = π D
3
Maka,
D = 0,247 m = 0,810 ft
H = 0,741 m = 2,431 ft
Tinggi NaOH dalam tangki = 2
3
)247,0(41
030,0
m
m
π = 0,625 m
Direncanakaj digunakan bahan konstruksi plate steel SA-167, Tipe 304
Tebal dinding tangki
Dari tabel 13.1 Brownell & Young (1959), diperoleh data :
− Allowable stress (s) = 12750
− Efisiensi sambungan (E) = 0,8
− Faktor korosi,( CA ) = 1/8 in
− Tekanan operasi, Po
− Faktor keamanan tekanan = 20 %
= 1 atm = 14,7 psi
− Tekanan desain = 1,2 × Po
= 17,64 psi
t =
Tebal dinding silinder tangki
CAPSE
PD+
− 2,12 (Brownell, 1959)
= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12750(2
12)810,0)(64,17(+
−× = 0,133 in
Dari tabel 5.4 Brownell & Young (1959) dipilih tebal tangki standar 3/16 in.
Tipe pengaduk : marine propeller dengan jarak pitch = 2D
Daya pengaduk
i
Universitas Sumatera Utara
Dt/Di
D
= 3 , Baffle = 4 (Brown, G.G 1960)
t
D
= 0,810 ft
i
Kecepatan pengadukan, N = 400 rpm = 6,667 rps
= 0,270 ft
Viskositas NaOH = 4,302 × 10-4
Dari persamaan 3.4-1, Geankoplis untuk bilangan Reynold adalah
lbm/ft.det (Kirk Othmer, 1967)
NReµ
ρ 2)(DiN =
= 4
2
10302,4)270,0)(667,6)(765,94(
−× = 1,071 × 10
Untuk N
5
Re 1,884 × 105 diperoleh NPo
Sehingga dari persamaan 3.4-2 Geankoplis :
= 1
P = c
Po
gDiNN ρ53
= 550174,32
)765,94()270,0()667,6)(1( 53
× = 0,002
Efisiensi motor penggerak = 80 %
Daya motor penggerak = 8,0
002,0 = 0,003
Maka daya motor yang dipilih = 0,05 hp
LD.6 Clarifier (CL)
Fungsi : memisahkan endapan (flok) yang terbentuk karena
penambahan alum dan soda abu
Bahan : Carbon steel SA-53 Grade B
Laju massa air = 27738,791 kg/jam = 7705,219 gr/det
Laju massa Al2(SO4)3
Laju massa Na
= 1,387 kg/jam = 0,385 gr/det
2CO3
Massa total = 7705,812 gr/det
= 0,749 kg/jam = 0,208 gr/det
ρ air = 0,998 gr/ml
ρ Al2(SO4)3
ρ Na
= 1,363 gr/ml
2CO3 = 1,327 gr/ml
Universitas Sumatera Utara
V = ρm
Vair 660,7720998,0
7705,219= = ml
VAl2(SO4)3363,1
0,385 = = 0,282 ml
VNa2CO3 157,0327,1
0,208= = ml
Vtotal
ρ campuran =
= 7721,099 ml
campuran
campuran
vm
= 7721,0997705,812 = 0,998 gr/cm
ρ partikel =
3
327,10,208
363,10,385
)0,2080,385(
+
+ = 439,0593,0 = 1,351 gr/cm
kecepatan terminal dihitung dengan menggunakan :
3
µρρ
υ18
)( 2gDpss
−=
Dimana :
υs
ρ
: kecepatan terminal pengendapan, cm/det
s : densitas partikel campuran pada 30o
ρ : densitas larutan pada 30
C o
D
C
p
g : percepatan gravitasi = 980 cm/det
: diameter partikel = 0,002 cm
μ : viskositas larutan pada 30o
maka,
C = 0,0345 gr/cm.det (Perry, 1999)
0345,018
002,0980)998,0351,1( 2
×××−
=sυ = 0,02 cm/det
Laju volumetrik, Q =
Ukuran clarifier
998,07705,812 = 7721,254 cm3
Q = 4 × 10
/det
-4 × D2
Dimana :
(Ulrich, 1984)
Q : laju alir volumetrik umpan, cm3/det
Universitas Sumatera Utara
D : diameter clarifier, m
Sehingga :
D = 533,439310.4
7721,25410.4
21
4
21
4 =
=
−−
Q = 4,393 m = 14,412 ft
Ditetapkan tinggi clarifier, H = 4,5 m = 14,764 ft
Waktu pengendapan :
t = s
tHυ
= det/02,0
11005,4cm
mcmm ×× = 22500 det
= 6,25 jam
T
Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-53, Grade B
ebal dinding clarifier
Dari tabel 13.1 Brownell&Young (1959), diperoleh data :
− Allowable stress (s) = 12750
− Efisiensi sambungan (E) = 0,8
− Faktor korosi = 1/8 in
− Tekanan operasi, Po
− Faktor keamanan tekanan = 20 %
= 1 atm = 14,7 psi
− Tekanan desain, P = 1,2 × Po = 17,64 psi
t =
Tebal dinding tangki
CAPSE
PD+
− 2,12 (Brownell, 1959)
= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12750(2
12)412,14)(64,17(+
−× = 0,275 in
Dari tabel 5.4 Brownell&Young dipilih tebal tangki 3/8 in.
P = 0,006 D
Daya clarifier 2
Dimana :
(Ulrich, 1984)
P : daya yang dibutuhkan clarifier, kW
P = 0,006 × (4,393)2
= 0,116 hp = 0,087 kW
Universitas Sumatera Utara
LD.7 Sand Filter (SF)
Fungsi : menyaring air yang berasal dari clarifier
Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal
Bahan : Carbon Steel SA-53 Grade B
Laju alir massa : 27740,927 kg/jam
Densitas air pada 30oC: 998 kg/m
Tangki direncanakan menampung air setiap ¼ jam
3
Faktor keamanan : 20 %
Maka,
Volume air = 3/99825,0/27740,927
mkgjamjamkg × = 6,949 m
Volume tangki = 1,2 × 6,949 = 8,339 m
3
Direncanakan perbandingan tinggi penyaring dengan diameter (H
3
s
tinggi head dengan diameter (H
: D) = 2:1
h
V
: D) = 1:6
s4π = D2Hs
4π = D2
2π(2D) = D3 = 1,57 D3
V
(Brownell, 1959)
h 24π = D3 = 0,131 D
V
3
t = Vs + V
8,339 = 1,57 Dh
3 + 0,131 D
D =
3
3701,1
8,339 = 1,699 m = 5,574 ft
Hs
H
= 2 D = 2 (1,699) = 3,398 m = 11,148 ft
h
Sehingga, tinggi tangki = 3,398 + 2(0,284) = 3,966 m = 13,012 ft
= 1/6 D = 1/6 (1,699) = 0,284 m = 0,932 ft
Volume air = 6,949 m
V shell =
3
3
3Dπ = 5,133 m
Tinggi air (Ha)=
3
3,3986,9495,133
× = 2,511 m = 8,238 ft
Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-53, Grade B
Tebal dinding tangki
Dari tabel 13.1 Brownell&Young (1959), diperoleh data :
Universitas Sumatera Utara
− Allowable stress (s) = 12750
− Efisiensi sambungan (E) = 0,8
− Faktor korosi = 1/8 in
− Tekanan operasi, Po
− Faktor keamanan tekanan = 20 %
= 1 atm = 14,7 psi
− Tekanan desain, P = 1,2 × Po = 17,64 psi
t =
Tebal dinding tangki
CAPSE
PD+
− 2,12 (Brownell, 1959)
= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12750(2
12)5,574)(64,17(+
−× = 0,183 in
Dari tabel 5.4 Brownell&Young dipilih tebal tangki 3/16 in.
LD.8 Menara Air (MA)
Fungsi : mendistribusikan air untuk berbagai keperluan
Jenis : silinder tegak dengan tutup dan alas datar
Bahan : Plate stell SA-167, Tipe 304
Laju alir massa : 27740,927 kg/jam
Densitas air pada 30oC: 998 kg/m
Faktor keamanan : 20 %
3
Maka,
Volume air = 3/998/27740,927
mkgjamkg = 27,796 m
Volume tangki = 1,2 × 27,796 = 33,355 m
3
Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder H = 3D
3
V = 41 πD2
V =
H (Brownell, 1959)
43 πD3
4333,355 = πD
D = 2,419 m = 7,936 ft
3
H = 7,257 m = 23,809 ft
Universitas Sumatera Utara
Direncanakan digunakan bahan konstruksi Plate stell SA-167, Tipe 304
Tebal dinding tangki
Dari tabel 13.1 Brownell&Young (1959), diperoleh data :
− Allowable stress (s) = 12750
− Efisiensi sambungan (E) = 0,8
− Faktor korosi = 1/8 in
− Tekanan operasi, Po
− Faktor keamanan tekanan = 20 %
= 1 atm = 14,7 psi
− Tekanan desain, P = 1,2 × Po = 17,64 psi
t =
Tebal dinding tangki
CAPSE
PD+
− 2,12 (Brownell, 1959)
= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12750(2
12)936,7)(64,17(+
−× = 0,207 in
Dari tabel 5.4 Brownell&Young dipilih tebal tangki ¼ in.
LD.9 Menara Pendingin Air (WCT)
Fungsi : mendinginkan air pendingin bekas dari temperatur
40oC menjadi 25o
Jenis : Mechanical Draft Cooling Tower
C
Bahan konstruksi : Carbon Stell SA-53 Grade B
Jumlah : 1 unit
Kondisi operasi :
Suhu air masuk menara (TL2) = 40oC = 104o
Suhu air keluar menara (T
F
L1) = 25oC = 77o
Suhu udara (T
F
G1) = 25oC = 77o
Dari gambar 12-14, Perry, 1999, diperoleh suhu bola basah, T
F
w = 70o
Dari kurva kelembaban, diperoleh H = 0,020 kg uap air/kg udara kering
C
Dari gambar 12-14, Perry, 1999, diperoleh konsentrasi air = 1,25 gal/ft2
Densitas air (40
.menit oC) = 998 kg/m
Laju massa air pendingin = 22477,651 kg/jam
3
Laju volumetrik air pendingin= 22477,651 / 998 = 22,523 m3/jam
Universitas Sumatera Utara
Kapasitas air, Q = 22,523 m3/jam × 264,17 gal/m3
= 99,165 gal/menit
/ 60 menit/jam
Faktor keamanan = 20%
Luas menara, A = 1,2 × (kapasitas air/konsentrasi air)
= 1,2 × (99,165 gal/menit)/(1,25 gal/ft2
= 95,198 ft
.menit)
Laju alir air tiap satuan luas (L)=
2
)1)(3600)(95,198()2808,3)(1)(/22477,651(
22
2
msftftjamjamkg
= 0,215 kg/s.m
Perbandingan L : G direncanakan = 5 : 6
2
Sehingga laju alir gas tiap satuan luas (G) = 0,180 kg/m2
.s
Perhitungan tinggi menara
Dari pers. 9.3-8, Geankoplis 1997 :
:
Hy1 = (1,005 + 1,88 H)(T1-T0
= (1,005 + 1,88 × 0,020)(25-0) + 2501,4 (0,020)
) + (2501,4 H)
= 76,093 kJ/kg = 76,093.103
Dari pers. 10.5-2, Geankoplis 1997 :
J/kg
G (Hy2 – Hy1) = LcL (TL2 – TL1
0,180 (Hy
)
2 – 76,093.103) = 0,215 (4,187.103
Hy
)(40-25)
2 = 151,111.103
J/kg
050
100150200250300350400450500
0 20 40 60 80
Suhu (C)
Enta
lpi 1
0^3(
J/kg
)
kesetimbangan
garis operasi
Gambar LD.1 Grafik Entalpi dan Temperatur Cairan
pada Cooling Tower (CT)
Universitas Sumatera Utara
Ketinggian menara, z = ∫ −
2
1*..
y
y
H
HG HyHydHy
akMG (Geankoplis, 1997)
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
0
0.05
0.1
0.15
0.2
0.25
0.3
0 50 100 150 200
Hy
1/(H
y*-H
y)
Gambar LD.2 Kurva Hy terhadap 1/(Hy*-Hy)
Luasan daerah di bawah kurva dari Gambar LD.2 : ∫ −
2
1*
y
y
H
H HyHydHy = 1,986
Estimasi kG.a = 1,207.10-7 kg.mol/s.m3
Maka ketinggian menara, z =
(Geankoplis, 1997)
986,1)10.013,1)(10.207,1(29
180,057 ×
× − = 1,006 m
Diambil performance menara 90%, maka dari gambar 12-15 Perry, 1999,
diperoleh tenaga kipas 0,03 hp/ft2
Daya yang diperlukan = 0,03 hp/ft
. 2 × 10,828 ft2
Digunakan daya standart 0,5 hp
= 0,33 hp
Universitas Sumatera Utara
LD.10 Penukar Kation/Cation Exchanger (CE)
Fungsi : mengurangi kesadahan air
Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal
Bahan konstruksi : Carbon Stell SA-283 Grade C
Kondisi penyimpanan : Temperatur : 30o
Tekanan : 1 atm
C
Laju massa air = 1141,852 + 1,818 = 1143,670 kg/jam
Densitas air = 998 kg/m
Faktor keamanan = 20 %
3
Va =
Ukuran Cation Exchanger
9981143,670 = 1,146 m
Maka volume Cation Exchanger = 1,2 × 1,146 = 1,375 m
3
Direncanakan perbandingan tinggi silinder dengan diameter (H
3
s
tinggi head dengan diameter (H
: D) = 3:1
h
Vs =
:D) = 1:6
4π D2 Hs
4π = D2
43 (3D) = π D3 = 2,355 D
Vh =
3
24π D3 = 0,131 D
Vt = Vs + Vh
3
1,375 = 2,355 D3 + 0,131 D
D =
3
3486,2
1,375 = 0,821 m = 2,694 ft
Hs
H
= 3D = 2,463 m = 8,081 ft
h
Sehingga tinggi tangki = 2,463 + 2(0,137) = 2,737 m = 8,979 ft
= 1/6 D = 0,137 m = 0,449 ft
V air = 1,146 m
V sheel =
3
3
3Dπ = 0,579 m
Tinggi air (H
3
a1,1460,579)= × 2,463 = 1,244 m = 4,081 ft
Universitas Sumatera Utara
Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-283, Grade C
Tebal dinding tangki
Dari tabel 13.1 Brownell&Young (1959), diperoleh data :
− Allowable stress (s) = 12650
− Efisiensi sambungan (E) = 0,8
− Faktor korosi = 1/8 in
− Tekanan operasi, Po
− Faktor keamanan tekanan = 20 %
= 1 atm = 14,7 psi
− Tekanan desain, P = 1,2 × Po = 17,64 psi
t =
Tebal dinding tangki
CAPSE
PD+
− 2,12 (Brownell, 1959)
= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12650(2
12)694,2)(64,17(+
−× = 0,153 in
Dari tabel 5.4 Brownell&Young dipilih tebal tangki 3/16 in.
LD.11 Penukar Anion/Anion Exchanger (AE)
Fungsi : mengurangi kesadahan air
Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal
Bahan konstruksi : Carbon Stell SA-283 Grade C
Kondisi penyimpanan : Temperatur : 30o
Tekanan : 1 atm
C
Laju massa air = 1143,670 + 0,946 = 1144,616 kg/jam
Densitas air = 998 kg/m
Faktor keamanan = 20 %
3
Va =
Ukuran Anion Exchanger
9981144,616 = 1,147 m
Maka volume Anion Exchanger = 1,2 × 1,147 = 1,376 m
3
Direncanakan perbandingan tinggi silinder dengan diameter (H
3
s
tinggi head dengan diameter (H
: D) = 3:1
h:D) = 1:6
Universitas Sumatera Utara
Vs = 4π D2 Hs
4π = D2
43 (3D) = π D3 = 2,355 D
Vh =
3
24π D3 = 0,131 D
Vt = Vs + Vh
3
1,376 = 2,355 D3 + 0,131 D
D =
3
3486,2
1,376 = 0,821 m = 2,694 ft
Hs
H
= 3D = 2,463 m = 8,081 ft
h
Sehingga tinggi tangki = 2,463 + 2(0,137) = 2,737 m = 8,979 ft
= 1/6 D = 0,137 m = 0,449 ft
V air = 1,146 m
V sheel =
3
3
3Dπ = 0,579 m
Tinggi air (H
3
a1,1460,579)= × 2,463 = 1,244 m = 4,081 ft
Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-283, Grade C
Tebal dinding tangki
Dari tabel 13.1 Brownell&Young (1959), diperoleh data :
− Allowable stress (s) = 12650
− Efisiensi sambungan (E) = 0,8
− Faktor korosi = 1/8 in
− Tekanan operasi, Po
− Faktor keamanan tekanan = 20 %
= 1 atm = 14,7 psi
− Tekanan desain, P = 1,2 × Po = 17,64 psi
t =
Tebal dinding tangki
CAPSE
PD+
− 2,12 (Brownell, 1959)
= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12650(2
12)694,2)(64,17(+
−× = 0,153 in
Dari tabel 5.4 Brownell&Young dipilih tebal tangki 3/16 in.
Universitas Sumatera Utara
LD.12 Deaerator (D)
Fungsi : menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air umpan
ketel
Bentuk : Silinder horizontal dengan tutup ellipsoidal
Bahan konstruksi : Plate Stell SA-167 Tipe 304
Kondisi penyimpanan : Temperatur : 30o
Tekanan : 1 atm
C
Laju massa air = 1144,616 kg/jam
Densitas air = 998 kg/m
Faktor keamanan = 20 %
3
Va =
Ukuran Deaerator
9981144,616 = 1,147 m
Maka volume Deaerator = 1,2 × 1,147 = 1,376 m
3
Direncanakan perbandingan tinggi silinder dengan diameter (H
3
s
tinggi head dengan diameter (H
: D) = 3:1
h
Vs =
:D) = 1:6
4π D2 Hs
4π = D2
43 (3D) = π D3 = 2,355 D
Vh =
3
24π D3 = 0,131 D
Vt = Vs + Vh
3
1,376 = 2,355 D3 + 0,131 D
D =
3
3486,2
1,376 = 0,821 m = 2,694 ft
Hs
H
= 3D = 2,463 m = 8,081 ft
h
Sehingga tinggi tangki = 2,463 + 2(0,137) = 2,737 m = 8,979 ft
= 1/6 D = 0,137 m = 0,449 ft
V air = 1,146 m
V sheel =
3
3
3Dπ = 0,579 m
Tinggi air (H
3
a1,1460,579)= × 2,463 = 1,244 m = 4,081 ft
Universitas Sumatera Utara
Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-283, Grade C
Tebal dinding tangki
Dari tabel 13.1 Brownell&Young (1959), diperoleh data :
− Allowable stress (s) = 12650
− Efisiensi sambungan (E) = 0,8
− Faktor korosi = 1/8 in
− Tekanan operasi, Po
− Faktor keamanan tekanan = 20 %
= 1 atm = 14,7 psi
− Tekanan desain, P = 1,2 × Po = 17,64 psi
t =
Tebal dinding tangki
CAPSE
PD+
− 2,12 (Brownell, 1959)
= 125,0)64,17(2,1)8,0)(12650(2
12)694,2)(64,17(+
−× = 0,153 in
Dari tabel 5.4 Brownell&Young dipilih tebal tangki 3/16 in.
LD.13 Ketel Uap (B)
Fungsi : menyediakan uap untuk keperluan proses
Jenis : pipa air
Bahan konstruksi : Carbon Steel
Kondisi operasi :
Uap jenuh yang digunakan bersuhu 200°C
Dari steam table, Smith, 2001, diperoleh kalor laten steam 1053,56 Btu/lbm
Kebutuhan uap = 5709,262 kg/jam = 12560,376 lb
m
Perhitungan:
/jam
H3,970P5,34W ××
=
Menghitung Daya Ketel Uap
dimana: P = daya boiler, hp
W = kebutuhan uap, lbm
H = kalor laten steam, Btu/lb
/jam
m
Universitas Sumatera Utara
Maka,
3,9704,351053,5612560,376
××
=P = 385,259 hp
Luas permukaan perpindahan panas, A = P × 10 ft
Menghitung Jumlah Tube 2
= 385,259 hp × 10 ft
/hp 2
= 3852,59 ft
/hp
Direncanakan menggunakan tube dengan spesifikasi:
2
Panjang tube, L = 30 ft
Diameter tube 3 in
Luas permukaan pipa, a′ = 0,917 ft2
Sehingga jumlah tube,
/ft (Kern, 1965)
917,0303852,59
' ×=
×=
aLANt = 140,043 ≈ 140 buah
LD.14 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 : 30o
Densitas air : 998 kg/m
C 3 = 62,178 lbm/ft3
Viskositas air : 0,85 cP = 5,71 × 10
(Perry, 1999) -4
Laju alir massa (F) : 27738,791 kg/jam = 16,951 lbm/det
lbm/ft.s (Perry, 1999)
Laju alir volume, Q : ρF = 3/178,62
det/16,951ftlbm
lbm = 0,273 ft3
Diameter optimum, D
/s
e= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13
= 3,9 × (0,273)
(Timmerhouse, 2003) 0,45 × (62,178)
= 3,720 in
0,13
Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih :
− Ukuran pipa nominal : 4 in
Universitas Sumatera Utara
− Schedule pipa : 40
− Diameter dalam (ID) : 4,026 in = 0,335 ft
− Diameter luar (OD) : 4,500 in = 0,375 ft
− Luas penampang dalam (Ai) : 0,08840 ft
Kecepatan linier, v =
2
iAQ = 2
3
08840,0/273,0ft
sft = 3,088 ft/s
Bilangan Reynold, NReµ
ρ Dv = = 410.71,5)335,0)(088,3)(178,62(
− = 112647,986
Untuk cast iron, ε = 0,00085 ft
Kekasaran relatif = 002,0335,0
00085,0==
IDε
Untuk aliran turbulen, f = 325,025,0 10.312,4
112647,986079,0
Re079,0 −==
N
Instalasi pipa :
− Panjang pipa vertikal, L1
− Panjang pipa horizontal, L
= 4 m = 13,123 ft
2
− 1 buah gate valve fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980)
= 5 m = 16,404 ft
L3
− 1 buah elbow standard 90
= 1 × 13 × 0,335 = 8,710 ft o
L
(L/D = 30, Appendix C-2a, Foust, 1980)
4
Panjang pipa total (ΣL) = 13,123 + 16,404 + 8,710 + 10,050 = 48,287 ft
= 1 × 30 × 0,335 = 10,050 ft
Faktor gesekan, F = Dg
Lvf
c2
2 ∑ = )335,0)(174,32(2
)287,48()088,3)(10.312,4( 23−
= 0,092 ft.lbf
Tinggi pemompaan, Δz = 2,5 m = 8,202 ft
/lbm
Static head, Δz cg
g = 8,202 ft.lbf
Velocity head,
/lbm
cgv
2
2∆ = 174,322
088,3 2
× = 0,148
Pressure head, ρP∆ = 0
Universitas Sumatera Utara
Wscg
g = Δz + cg
v2
2∆ + ρP∆ + F
= 8,202 + 0,148 + 0 + 0,092
= 8,442 ft.lbf
Tenaga pompa, P =
/lbm
550ρQWs =
550)178,62)(273,0)(8,442( = 0,260 hp
Untuk efisiensi 80%, maka :
Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,0
260,0 = 0,325 hp
Digunakan daya pompa 0,5 hp
LD.15 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 : 30o
Densitas air : 998 kg/m
C 3 = 62,178 lbm/ft3
Viskositas air : 0,85 cP = 5,71 × 10
(Perry, 1999) -4
Laju alir massa (F) : 27738,791 kg/jam = 16,951 lbm/det
lbm/ft.s (Perry, 1999)
Laju alir volume, Q : ρF = 3/178,62
det/16,951ftlbm
lbm = 0,273 ft3
Diameter optimum, D
/s
e= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13
= 3,9 × (0,273)
(Timmerhouse, 2003) 0,45 × (62,178)
= 3,720 in
0,13
Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih :
− Ukuran pipa nominal : 4 in
− Schedule pipa : 40
− Diameter dalam (ID) : 4,026 in = 0,335 ft
− Diameter luar (OD) : 4,500 in = 0,375 ft
− Luas penampang dalam (Ai) : 0,08840 ft2
Universitas Sumatera Utara
Kecepatan linier, v = iA
Q = 2
3
08840,0/273,0ft
sft = 3,088 ft/s
Bilangan Reynold, NReµ
ρ Dv = = 410.71,5)335,0)(088,3)(178,62(
− = 112647,986
Untuk cast iron, ε = 0,00085 ft
Kekasaran relatif = 002,0335,0
00085,0==
IDε
Untuk aliran turbulen, f = 325,025,0 10.312,4
112647,986079,0
Re079,0 −==
N
Instalasi pipa :
− Panjang pipa vertikal, L1
− Panjang pipa horizontal, L
= 4 m = 13,123 ft
2
− 1 buah gate valve fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980)
= 5 m = 16,404 ft
L3
− 1 buah elbow standard 90
= 1 × 13 × 0,335 = 8,710 ft o
L
(L/D = 30, Appendix C-2a, Foust, 1980)
4
Panjang pipa total (ΣL) = 13,123 + 16,404 + 8,710 + 10,050 = 48,287 ft
= 1 × 30 × 0,335 = 10,050 ft
Faktor gesekan, F = Dg
Lvf
c2
2 ∑ = )335,0)(174,32(2
)287,48()088,3)(10.312,4( 23−
= 0,092 ft.lbf
Tinggi pemompaan, Δz = 2,5 m = 8,202 ft
/lbm
Static head, Δz cg
g = 8,202 ft.lbf
Velocity head,
/lbm
cgv
2
2∆ = 174,322
088,3 2
× = 0,148
Pressure head, ρP∆ = 0
Wscg
g = Δz + cg
v2
2∆ + ρP∆ + F
= 8,202 + 0,148 + 0 + 0,092
= 8,442 ft.lbf/lbm
Universitas Sumatera Utara
Tenaga pompa, P = 550
ρQWs = 550
)178,62)(273,0)(8,442( = 0,260 hp
Untuk efisiensi 80%, maka :
Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,0
260,0 = 0,325 hp
Digunakan daya pompa 0,5 hp
LD.16 Pompa Tangki Al2(SO4)3
Fungsi : memompa Al
(P-103)
2(SO4)3
Jenis : pompa sentrifugal
ke clarifier
Jumlah : 1 unit
Bahan konstruksi : Cast Iron
Kondisi operasi :
Temperatur : 30o
Densitas Al
C
2(SO4)3 : 87,93 lbm/ft3
Viskositas Al
(Perry, 1999)
2(SO4)3 : 6,719 × 10-4
Laju alir massa (F) : 1,387 kg/jam = 0,0008 lbm/det
lbm/ft.s (Perry, 1999)
Laju alir volume, Q : ρF = 3/93,87
det/0008,0ftlbm
lbm = 9,098.10-6 ft3
Diameter optimum, D
/s
e= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13
= 3,9 × (9,098.10
(Timmerhouse, 2003) -6) 0,45 × (87,93)
= 0,366 in
0,13
Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih :
− Ukuran pipa nominal : 3/8 in
− Schedule pipa : 40
− Diameter dalam (ID) : 0,493 in = 0,041 ft
− Diameter luar (OD) : 0,675 in = 0,056 ft
− Luas penampang dalam (Ai) : 0,00133 ft
Kecepatan linier, v =
2
iAQ = 2
3-6
0,00133/9,098.10
ftsft = 6,841.10-3
Bilangan Reynold, N
ft/s
Reµ
ρ Dv = = 4
-3
10.719,6)041,0)(6,841.10)(93,87(
− = 37,208
Universitas Sumatera Utara
Untuk cast iron, ε = 0,00085 ft
Kekasaran relatif = 021,0041,0
00085,0==
IDε
Untuk aliran laminar, f = 430,037,208
16Re
16==
N
Instalasi pipa :
− Panjang pipa vertikal, L1
− Panjang pipa horizontal, L
= 6 m = 19,685 ft
2
− 1 buah gate valve fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980)
= 6 m = 19,685 ft
L3
− 1 buah elbow standard 90
= 1 × 13 × 0,022 = 0,572 ft o
L
(L/D = 30, Appendix C-2a, Foust, 1980)
4
Panjang pipa total (ΣL) = 19,685 + 19,685 + 0,572 + 0,660 = 40,602 ft
= 1 × 30 × 0,022 = 0,660 ft
Faktor gesekan, F = Dg
Lvf
c2
2 ∑ = )041,0)(174,32(2
)602,40()6,841.10)(430,0( 2-3
= 4,527.10-8 ft.lbf
Tinggi pemompaan, Δz = 5,7 m = 18,7 ft
/lbm
Static head, Δz cg
g = 18,7 ft.lbf
Velocity head,
/lbm
cgv
2
2∆ = 174,322
)6,841.10( 2-3
× = 1,063.10
Pressure head,
-10
ρP∆ = 0
Wscg
g = Δz + cg
v2
2∆ + ρP∆ + F
= 18,7 + 1,063.10-10 + 0 + 4,527.10
= 18,700 ft.lb
-8
f
Tenaga pompa, P =
/lbm
550ρQWs =
550)93,87)(9,098.10)(700,18( -6
= 2,727.10-5
Untuk efisiensi 80%, maka :
hp
Universitas Sumatera Utara
Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,0
2,727.10-5
= 3,409.10-5
Digunakan daya pompa 0,5 hp
hp
LD.17 Pompa Tangki Na2CO3
Fungsi : memompa Na
(P-104)
2CO3
Jenis : pompa sentrifugal
ke clarifier
Jumlah : 1 unit
Bahan konstruksi : Cast Iron
Kondisi operasi :
Temperatur : 30o
Densitas Na
C
2CO3 : 82,842 lbm/ft3
Viskositas Na
(Perry, 1999)
2CO3 : 3,689 × 10-4
Laju alir massa (F) : 0,749 kg/jam = 0,0005 lbm/det
lbm/ft.s (Perry, 1999)
Laju alir volume, Q : ρF = 3/842,82
det/0005,0ftlbm
lbm = 6,035.10-6 ft3
Diameter optimum, D
/s
e= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13
= 3,9 × (6,035.10
(Timmerhouse, 2003) -6) 0,45 × (82,842)
= 0,241 in
0,13
Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih :
− Ukuran pipa nominal : ¼ in
− Schedule pipa : 40
− Diameter dalam (ID) : 0,364 in = 0,030 ft
− Diameter luar (OD) : 0,540 in = 0,045 ft
− Luas penampang dalam (Ai) : 0,00072 ft
Kecepatan linier, v =
2
iAQ = 2
3-6
00072,0/6,035.10
ftsft = 8,382.10-3
Bilangan Reynold, N
ft/s
Reµ
ρ Dv = = 4
-3
10.689,3)030,0)(8,382.10)(842,82(
− = 56,926
Untuk cast iron, ε = 0,00085 ft
Kekasaran relatif = 028,0030,0
00085,0==
IDε
Universitas Sumatera Utara
Untuk aliran laminar, f = 281,056,926
16Re
16==
N
Instalasi pipa :
− Panjang pipa vertikal, L1
− Panjang pipa horizontal, L
= 6 m = 19,685 ft
2
− 1 buah gate valve fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980)
= 6 m = 19,685 ft
L3
− 1 buah elbow standard 90
= 1 × 13 × 0,041 = 1,066 ft o
L
(L/D = 30, Appendix C-2a, Foust, 1980)
4
Panjang pipa total (ΣL) = 19,685 + 19,685 + 1,066 + 1,230 = 41,666 ft
= 1 × 30 × 0,041 = 1,230 ft
Faktor gesekan, F = Dg
Lvf
c2
2 ∑ = )030,0)(174,32(2
)666,41()8,382.10)(281,0( 2-3
= 5,084.10-8 ft.lbf
Tinggi pemompaan, Δz = 5,7 m = 18,7 ft
/lbm
Static head, Δz cg
g = 18,7 ft.lbf
Velocity head,
/lbm
cgv
2
2∆ = 174,322
)8,382.10( 2-3
× = 1,303.10
Pressure head,
-10
ρP∆ = 0
Wscg
g = Δz + cg
v2
2∆ + ρP∆ + F
= 18,7 + 1,303.10-10 + 0 + 5,084.10
= 18,700 ft.lb
-8
f
Tenaga pompa, P =
/lbm
550ρQWs =
550)842,82)(6,035.10)(700,18( -6
= 1,700.10-5
Untuk efisiensi 80%, maka :
hp
Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,0
1,700.10-5
= 2,125.10-5
Digunakan daya pompa 0,5 hp
hp
Universitas Sumatera Utara
LD.18 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 : 30o
Densitas air : 998 kg/m
C 3 = 62,178 lbm/ft3
Viskositas air : 0,85 cP = 5,71 × 10
(Perry, 1999) -4
Laju alir massa (F) : 27740,927 kg/jam = 16,953 lbm/det
lbm/ft.s (Perry, 1999)
Laju alir volume, Q : ρF = 3/178,62
det/16,953ftlbm
lbm = 0,273 ft3
Diameter optimum, D
/s
e= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13
= 3,9 × (0,273)
(Timmerhouse, 2003) 0,45 × (62,178)
= 3,720 in
0,13
Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih :
− Ukuran pipa nominal : 4 in
− Schedule pipa : 40
− Diameter dalam (ID) : 4,026 in = 0,335 ft
− Diameter luar (OD) : 4,500 in = 0,375 ft
− Luas penampang dalam (Ai) : 0,08840 ft
Kecepatan linier, v =
2
iAQ = 2
3
08840,0/273,0ft
sft = 3,088 ft/s
Bilangan Reynold, NReµ
ρ Dv = = 410.71,5)335,0)(088,3)(178,62(
− = 112647,806
Untuk cast iron, ε = 0,00085 ft
Kekasaran relatif = 002,0335,0
00085,0==
IDε
Untuk aliran turbulen, f = 325,025,0 10.312,4
112647,806079,0
Re079,0 −==
N
Universitas Sumatera Utara
Instalasi pipa :
− Panjang pipa vertikal, L1
− Panjang pipa horizontal, L
= 8,5 m = 27,887 ft
2
− 1 buah gate valve fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980)
= 8,5 m = 27,88 ft
L3
− 1 buah elbow standard 90
= 1 × 13 × 0,335 = 8,710 ft o
L
(L/D = 30, Appendix C-2a, Foust, 1980)
4
Panjang pipa total (ΣL) = 27,887 + 27,887 + 8,710 + 10,050 = 74,534 ft
= 1 × 30 × 0,335 = 10,050 ft
Faktor gesekan, F = Dg
Lvf
c2
2 ∑ = )335,0)(174,32(2
)534,74()088,3)(10.312,4( 23−
= 0,142 ft.lbf
Tinggi pemompaan, Δz = 5 m = 16,404 ft
/lbm
Static head, Δz cg
g = 16,404 ft.lbf
Velocity head,
/lbm
cgv
2
2∆ = 174,322
088,3 2
× = 0,148
Pressure head, ρP∆ = 0
Wscg
g = Δz + cg
v2
2∆ + ρP∆ + F
= 16,404 + 0,148 + 0 + 0,142
= 16,694 ft.lbf
Tenaga pompa, P =
/lbm
550ρQWs =
550)178,62)(273,0)(16,694( = 0,515 hp
Untuk efisiensi 80%, maka :
Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,0
515,0 = 0,644 hp
Digunakan daya pompa 1 hp
Universitas Sumatera Utara
LD.19 Pompa Water Cooling Tower (P-106)
Fungsi : mendistribusikan air pendingin
Jenis : pompa sentrifugal
Jumlah : 1 unit
Bahan konstruksi : Cast Iron
Kondisi operasi :
Temperatur : 30o
Densitas air : 998 kg/m
C 3 = 62,178 lbm/ft3
Viskositas air : 0,8937 cP = 6,005 × 10
(Perry, 1999) -4
Laju alir massa (F) : 22477,651 kg/jam = 13,736 lbm/det
lbm/ft.s (Perry, 1999)
Laju alir volume, Q : ρF = 3/178,62
det/13,736ftlbm
lbm = 0,221 ft3
Diameter optimum, D
/s
e= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13
= 3,9 × (0,221)
(Timmerhouse, 2003) 0,45 × (62,178)
= 3,382 in
0,13
Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih :
− Ukuran pipa nominal : 3,5 in
− Schedule pipa : 40
− Diameter dalam (ID) : 3,548 in = 0,296 ft
− Diameter luar (OD) : 4,000 in = 0,333 ft
− Luas penampang dalam (Ai) : 0,06870 ft
Kecepatan linier, v =
2
iAQ = 2
3
06870,0/221,0ft
sft = 3,217 ft/s
Bilangan Reynold, NReµ
ρ Dv = = 410.005,6)296,0)(217,3)(178,62(
− = 98597,835
Untuk cast iron, ε = 0,00085 ft
Kekasaran relatif = 003,0296,0
00085,0==
IDε
Untuk aliran turbulen, f = 325.025,0 10.458,4
835,98597079,0
Re079,0 −==
N
Universitas Sumatera Utara
Instalasi pipa :
− Panjang pipa vertikal, L1
− Panjang pipa horizontal, L
= 8 m = 26,246 ft
2
− 1 buah gate valve fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980)
= 8 m = 26,246 ft
L3
− 1 buah elbow standard 90
= 1 × 13 × 0,296 = 7,696 ft o
L
(L/D = 30, Appendix C-2a, Foust, 1980)
4
Panjang pipa total (ΣL) = 26,246 + 26,246 + 7,696 + 8,880 = 69,068 ft
= 1 × 30 × 0,296 = 8,880 ft
Faktor gesekan, F = Dg
Lvf
c2
2 ∑ = )296,0)(174,32(2
)068,69()217,3)(10.458,4( 23−
= 0,167 ft.lbf
Tinggi pemompaan, Δz = 5 m = 16,404 ft
/lbm
Static head, Δz cg
g = 16,404 ft.lbf
Velocity head,
/lbm
cgv
2
2∆ = 174,322
217,3 2
× = 0,161
Pressure head, ρP∆ = 0
Wscg
g = Δz + cg
v2
2∆ + ρP∆ + F
= 16,404 + 0,161 + 0 + 0,167
= 16,732 ft.lbf
Tenaga pompa, P =
/lbm
550ρQWs =
550)178,62)(221,0)(16,732( = 0,418 hp
Untuk efisiensi 80%, maka :
Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,0
418,0 = 0,522 hp
Digunakan daya pompa 0,5 hp
Universitas Sumatera Utara
LD.20 Pompa Tangki H2SO4
Fungsi : memompa H
(P-107)
2SO4
Jenis : pompa sentrifual
ke Cation Exchanger
Jumlah : 1 unit
Bahan konstruksi : Cast Iron
Kondisi operasi :
Temperatur : 30o
Densitas H
C
2SO4 : 1387 kg/m3 = 86,587 lbm/ft3
Viskositas H
(Perry, 1999)
2SO4 : 3,7 × 10-3
Laju alir massa (F) : 1,818 kg/jam = 0,001 lbm/det
lbm/ft.s (Perry, 1999)
Laju alir volume, Q : ρF = 3/587,86
det/001,0ftlbm
lbm = 1,155.10-5 ft3
Diameter optimum, D
/s
e= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13
= 3,9 × (1,155.10
(Timmerhouse, 2003) -5) 0,45 × (86,587)
= 0,070 in
0,13
Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih :
− Ukuran pipa nominal : 1/8 in
− Schedule pipa : 40
− Diameter dalam (ID) : 0,269 in = 0,022 ft
− Diameter luar (OD) : 0,405 in = 0,034 ft
− Luas penampang dalam (Ai) : 0,00040 ft
Kecepatan linier, v =
2
iAQ = 2
35
00040,0/10.155,1
ftsft−
= 0,029 ft/s
Bilangan Reynold, NReµ
ρ Dv = = 410.005,6)022,0)(029,0)(587,86(
− = 91,590
Untuk cast iron, ε = 0,00085 ft
Kekasaran relatif = 039,0022,0
00085,0==
IDε
Untuk aliran turbulen, f = 175,0590,91
16Re
16==
N
Universitas Sumatera Utara
Instalasi pipa :
− Panjang pipa vertikal, L1
− Panjang pipa horizontal, L
= 1 m = 3,281 ft
2
− 1 buah gate valve fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980)
= 5 m = 16,404 ft
L3
− 1 buah elbow standard 90
= 1 × 13 × 0,022 = 0,572 ft o
L
(L/D = 30, Appendix C-2a, Foust, 1980)
4
Panjang pipa total (ΣL) = 3,281 + 16,404 + 0,572 + 0,660 = 20,917 ft
= 1 × 30 × 0,022 = 0,660 ft
Faktor gesekan, F = Dg
Lvf
c2
2 ∑ = )022,0)(174,32(2
)917,20()029,0)(175,0( 2
= 2,174.10-3 ft.lbf
Tinggi pemompaan, Δz = 1 m = 3,281 ft
/lbm
Static head, Δz cg
g = 3,281 ft.lbf
Velocity head,
/lbm
cgv
2
2∆ = 174,322
029,0 2
× = 1,307.10
Pressure head,
-5
ρP∆ = 0
Wscg
g = Δz + cg
v2
2∆ + ρP∆ + F
= 3,281 + 1,307.10-5 + 0 + 2,174.10
= 3,283 ft.lb
-3
f
Tenaga pompa, P =
/lbm
550ρQWs =
550)587,86)(10.155,1)(283,3( 5−
= 5,969.10-6
Untuk efisiensi 80%, maka :
hp
Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,010.969,5 6−
= 7,461.10-6
Digunakan daya pompa 0,5 hp
hp
Universitas Sumatera Utara
LD.21 Pompa Tangki NaOH (P-108)
Fungsi : memompa NaOH ke Anion Exchanger
Jenis : pompa sentrifual
Jumlah : 1 unit
Bahan konstruksi : Cast Iron
Kondisi operasi :
Temperatur : 30o
Densitas NaOH : 1520,3 kg/m
C 3 = 94,909 lbm/ft3
Viskositas NaOH : 4,302 × 10
(Perry, 1999) -4
Laju alir massa (F) : 0,946 kg/jam = 0,0006 lbm/det
lbm/ft.s (Perry, 1999)
Laju alir volume, Q : ρF = 3/909,94
det/0006,0ftlbm
lbm = 6,322.10-6 ft3
Diameter optimum, D
/s
e= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13
= 3,9 × (6,322.10
(Timmerhouse, 2003) -6) 0,45 × (94,909)
= 0,257 in
0,13
Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih :
− Ukuran pipa nominal : ¼ in
− Schedule pipa : 40
− Diameter dalam (ID) : 0,364 in = 0,030 ft
− Diameter luar (OD) : 0,540 in = 0,045 ft
− Luas penampang dalam (Ai) : 0,00072 ft
Kecepatan linier, v =
2
iAQ = 2
36
00072,0/10.322,6
ftsft−
= 0,009 ft/s
Bilangan Reynold, NReµ
ρ Dv = = 410.302,4)030,0)(009,0)(909,94(
− = 60,437
Untuk cast iron, ε = 0,00085 ft
Kekasaran relatif = 028,0030,0
00085,0==
IDε
Untuk aliran turbulen, f = 265,0437,60
16Re
16==
N
Universitas Sumatera Utara
Instalasi pipa :
− Panjang pipa vertikal, L1
− Panjang pipa horizontal, L
= 1 m = 3,281 ft
2
− 1 buah gate valve fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980)
= 5 m = 16,404 ft
L3
− 1 buah elbow standard 90
= 1 × 13 × 0,030 = 0,780 ft o
L
(L/D = 30, Appendix C-2a, Foust, 1980)
4
Panjang pipa total (ΣL) = 3,281 + 16,404 + 0,780 + 0,900 = 21,365 ft
= 1 × 30 × 0,030 = 0,900 ft
Faktor gesekan, F = Dg
Lvf
c2
2 ∑ = )030,0)(174,32(2
)365,21()009,0)(265,0( 2
= 2,376.10-4 ft.lbf
Tinggi pemompaan, Δz = 1 m = 3,281 ft
/lbm
Static head, Δz cg
g = 3,281 ft.lbf
Velocity head,
/lbm
cgv
2
2∆ = 174,322
009,0 2
× = 1,259.10
Pressure head,
-6
ρP∆ = 0
Wscg
g = Δz + cg
v2
2∆ + ρP∆ + F
= 3,281 + 1,259.10-6 + 0 + 2,376.10
= 3,281 ft.lb
-4
f
Tenaga pompa, P =
/lbm
550ρQWs =
550)909,94)(10.322,6)(281,3( 6−
= 3,579.10-6
Untuk efisiensi 80%, maka :
hp
Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,010.579,3 5−
= 4,474.10-6
Digunakan daya pompa 0,5 hp
hp
Universitas Sumatera Utara
LD.22 Pompa Cation Exchanger (P-109)
Fungsi : memompa air dari Cation Exchanger ke Anion
Exchanger
Jenis : pompa sentrifual
Jumlah : 1 unit
Bahan konstruksi : Cast Iron
Kondisi operasi :
Temperatur : 30o
Densitas air : 998 kg/m
C 3 = 62,178 lbm/ft3
Viskositas air : 0,85 Cp = 5,72 × 10
(Perry, 1999) -4
Laju alir massa (F) : 1143,670 kg/jam = 0,699 lbm/det
lbm/ft.s (Perry, 1999)
Laju alir volume, Q : ρF = 3/178,62
det/0,699ftlbm
lbm = 0,011 ft3
Diameter optimum, D
/s
e= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13
= 3,9 × (0,011)
(Timmerhouse, 2003) 0,45 × (62,178)
= 0,877 in
0,13
Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih :
− Ukuran pipa nominal : 1 in
− Schedule pipa : 40
− Diameter dalam (ID) : 1,049 in = 0,087 ft
− Diameter luar (OD) : 1,315 in = 0,109 ft
− Luas penampang dalam (Ai) : 0,00600 ft
Kecepatan linier, v =
2
iAQ = 2
3
00600,0/011,0ft
sft = 1,833 ft/s
Bilangan Reynold, NReµ
ρ Dv = = 410.72,5)087,0)(833,1)(178,62(
− = 17335,664
Untuk cast iron, ε = 0,00085 ft
Kekasaran relatif = 009,0087,0
00085,0==
IDε
Untuk aliran turbulen, f = 325,025,0 10.885,6
17335,664079,0
Re079,0 −==
N
Universitas Sumatera Utara
Instalasi pipa :
− Panjang pipa vertikal, L1
− Panjang pipa horizontal, L
= 5,5 m = 18,044 ft
2
− 1 buah gate valve fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980)
= 5 m = 16,404 ft
L3
− 1 buah elbow standard 90
= 1 × 13 × 0,256 = 6,656 ft o
L
(L/D = 30, Appendix C-2a, Foust, 1980)
4
Panjang pipa total (ΣL) = 18,044 + 16,404 + 6,656 + 7,680 = 48,784 ft
= 1 × 30 × 0,256 = 7,680 ft
Faktor gesekan, F = Dg
Lvf
c2
2 ∑ = )087,0)(174,32(2
)784,48()833,1)(10.885,6( 23−
= 0,201 ft.lbf
Tinggi pemompaan, Δz = 5,4 m = 17,716 ft
/lbm
Static head, Δz cg
g = 17,716 ft.lbf
Velocity head,
/lbm
cgv
2
2∆ = 174,322
833,1 2
× = 0,052
Pressure head, ρP∆ = 0
Wscg
g = Δz + cg
v2
2∆ + ρP∆ + F
= 17,716 + 0,052 + 0 + 0,201
= 17,969 ft.lbf
Tenaga pompa, P =
/lbm
550ρQWs =
550)178,62)(011,0)(969,17( = 0,022 hp
Untuk efisiensi 80%, maka :
Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,0
022,0 = 0,028 hp
Digunakan daya pompa 0,5 hp
Universitas Sumatera Utara
LD.23 Pompa Anion Exchanger (P-110)
Fungsi : memompa air dari Anion Exchanger ke Deaerator
Jenis : pompa sentrifual
Jumlah : 1 unit
Bahan konstruksi : Cast Iron
Kondisi operasi :
Temperatur : 30o
Densitas air : 998 kg/m
C 3 = 62,178 lbm/ft3
Viskositas air : 0,85 Cp = 5,72 × 10
(Perry, 1999) -4
Laju alir massa (F) : 1144,616 kg/jam = 0,699 lbm/det
lbm/ft.s (Perry, 1999)
Laju alir volume, Q : ρF = 3/178,62
det/699,0ftlbm
lbm = 0,011 ft3
Diameter optimum, D
/s
e= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13
= 3,9 × (0,011)
(Timmerhouse, 2003) 0,45 × (62,178)
= 0,877 in
0,13
Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih :
− Ukuran pipa nominal : 1 in
− Schedule pipa : 40
− Diameter dalam (ID) : 1,049 in = 0,087 ft
− Diameter luar (OD) : 1,315 in = 0,109 ft
− Luas penampang dalam (Ai) : 0,00600 ft
Kecepatan linier, v =
2
iAQ = 2
3
00600,0/011,0ft
sft = 1,833 ft/s
Bilangan Reynold, NReµ
ρ Dv = = 410.72,5)087,0)(833,1)(178,62(
− = 17335,664
Untuk cast iron, ε = 0,00085 ft
Kekasaran relatif = 009,0087,0
00085,0==
IDε
Untuk aliran turbulen, f = 325,025,0 10.885,6
17335,664079,0
Re079,0 −==
N
Universitas Sumatera Utara
Instalasi pipa :
− Panjang pipa vertikal, L1
− Panjang pipa horizontal, L
= 5,5 m = 18,044 ft
2
− 1 buah gate valve fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980)
= 5 m = 16,404 ft
L3
− 1 buah elbow standard 90
= 1 × 13 × 0,256 = 6,656 ft o
L
(L/D = 30, Appendix C-2a, Foust, 1980)
4
Panjang pipa total (ΣL) = 18,044 + 16,404 + 6,656 + 7,680 = 48,784 ft
= 1 × 30 × 0,256 = 7,680 ft
Faktor gesekan, F = Dg
Lvf
c2
2 ∑ = )087,0)(174,32(2
)784,48()833,1)(10.885,6( 23−
= 0,201 ft.lbf
Tinggi pemompaan, Δz = 5,4 m = 17,716 ft
/lbm
Static head, Δz cg
g = 17,716 ft.lbf
Velocity head,
/lbm
cgv
2
2∆ = 174,322
833,1 2
× = 0,052
Pressure head, ρP∆ = 0
Wscg
g = Δz + cg
v2
2∆ + ρP∆ + F
= 17,716 + 0,052 + 0 + 0,201
= 17,969 ft.lbf
Tenaga pompa, P =
/lbm
550ρQWs =
550)178,62)(011,0)(969,17( = 0,022 hp
Untuk efisiensi 80%, maka :
Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,0
022,0 = 0,028 hp
Digunakan daya pompa 0,5 hp
Universitas Sumatera Utara
LD.24 Pompa Deaerator (P-111)
Fungsi : memompa air dari Deaerator ke Boiler
Jenis : pompa sentrifual
Jumlah : 1 unit
Bahan konstruksi : Cast Iron
Kondisi operasi :
Temperatur : 30o
Densitas air : 996 kg/m
C 3 = 62,178 lbm/ft3
Viskositas air : 0,85 Cp = 5,72 × 10
(Perry, 1999) -4
Laju alir massa (F) : 1144,616 kg/jam = 0,699 lbm/det
lbm/ft.s (Perry, 1999)
Laju alir volume, Q : ρF = 3/178,62
det/699,0ftlbm
lbm = 0,011 ft3
Diameter optimum, D
/s
e= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13
= 3,9 × (0,011)
(Timmerhouse, 2003) 0,45 × (62,178)
= 0,877 in
0,13
Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih :
− Ukuran pipa nominal : 1 in
− Schedule pipa : 40
− Diameter dalam (ID) : 1,049 in = 0,087 ft
− Diameter luar (OD) : 1,315 in = 0,109 ft
− Luas penampang dalam (Ai) : 0,00600 ft
Kecepatan linier, v =
2
iAQ = 2
3
00600,0/011,0ft
sft = 1,833 ft/s
Bilangan Reynold, NReµ
ρ Dv = = 410.72,5)087,0)(833,1)(178,62(
− = 17335,664
Untuk cast iron, ε = 0,00085 ft
Kekasaran relatif = 009,0087,0
00085,0==
IDε
Untuk aliran turbulen, f = 325,025,0 10.885,6
17335,664079,0
Re079,0 −==
N
Universitas Sumatera Utara
Instalasi pipa :
− Panjang pipa vertikal, L1
− Panjang pipa horizontal, L
= 5,5 m = 18,044 ft
2
− 1 buah gate valve fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980)
= 5 m = 16,404 ft
L3
− 1 buah elbow standard 90
= 1 × 13 × 0,256 = 6,656 ft o
L
(L/D = 30, Appendix C-2a, Foust, 1980)
4
Panjang pipa total (ΣL) = 18,044 + 16,404 + 6,656 + 7,680 = 48,784 ft
= 1 × 30 × 0,256 = 7,680 ft
Faktor gesekan, F = Dg
Lvf
c2
2 ∑ = )087,0)(174,32(2
)784,48()833,1)(10.885,6( 23−
= 0,201 ft.lbf
Tinggi pemompaan, Δz = 5,4 m = 17,716 ft
/lbm
Static head, Δz cg
g = 17,716 ft.lbf
Velocity head,
/lbm
cgv
2
2∆ = 174,322
833,1 2
× = 0,052
Pressure head, ρP∆ = 0
Wscg
g = Δz + cg
v2
2∆ + ρP∆ + F
= 17,716 + 0,052 + 0 + 0,201
= 17,969 ft.lbf
Tenaga pompa, P =
/lbm
550ρQWs =
550)178,62)(011,0)(969,17( = 0,022 hp
Untuk efisiensi 80%, maka :
Tenaga pompa yang dibutuhkan = 8,0
022,0 = 0,028 hp
Digunakan daya pompa 0,5 hp
Universitas Sumatera Utara
LAMPIRAN E
PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI
Dalam rencana pra rancangan Unit Fraksinasi pada pabrik minyak goreng
digunakan asumsi sebagai berikut:
1. Perusahaan beroperasi selama 300 hari dalam setahun.
2. Kapasitas produksi maksimum adalah 2550 ton/tahun
3. Perhitungan didasarkan pada harga peralatan terpasang (HPT)
4. Harga alat disesuaikan dengan nilai tukar dollar terhadap rupiah adalah :
US$ 1 = Rp 8.895,- (Harian Analisa, 19 Juni 2007).
LE.1 Modal Investasi Tetap
LE.1.1 Modal Investasi Tetap Langsung (MITL)
A. Biaya Tanah Lokasi Unit Fraksinasi
Biaya tanah pada lokasi pabrik diperkirakan Rp 300.000,-/m2
Harga tanah seluruhnya = 3876 m
2 x Rp 300.000,-/m2
= Rp 1.162.800.000,-
Biaya perataan tanah diperkirakan 5 % dari harga tanah seluruhnya
(Timmerhaus, 2003)
Biaya perataan tanah = 0,05 x Rp 1.162.800.000,-
= Rp 58.140.000,-
Total biaya tanah = Rp 1.162.800.000,- + Rp 58.140.000,-
= Rp 1.220.940.000.-
Universitas Sumatera Utara
B. Harga Bangunan
Perincian harga bangunan dapat dilihat pada tabel LE.1
Tabel LE.1 Perincian harga bangunan
Nama Bangunan Luas (m2 Harga (Rp/m) 2 Jumlah (Rp) )
Pos Keamanan 20 250.000 5.000.000
Areal Parkir 150 200.000 30.000.000
Kantor 100 500.000 50.000.000
Taman 80 100.000 8.000.000
Kantin 80 300.000 24.000.000
Laboratorium 80 500.000 40.000.000
Klinik 60 500.000 30.000.000
Musholla 80 300.000 24.000.000
Daerah Proses 900 1.000.000 900.000.000
Gudang Bahan baku 160 500.000 80.000.000
Gudang Produk 300 500.000 150.000.000
Daerah Perluasan 600 250.000 150.000.000
Bengkel 80 300.000 24.000.000
Ruang Kontrol 80 500.000 40.000.000
Pengolahan Air 300 400.000 120.000.000
Pengolahan limbah 160 400.000 64.000.000
Total 3230 1.739.000.000
C. Perincian Harga Peralatan
Harga peralatan dapat dicari dengan menggunakan persamaan berikut :
Cx = Cy
m
y
x
XX
II
1
2.
Dimana : Cx
C
= Harga alat pada tahun pembelian (2007)
y
I
= Harga alat pada kapasitas yang tersedia
x
I
= Indeks harga pada tahun 2007
y = Indeks harga pada tahun yang tersedia
Universitas Sumatera Utara
X1
X
= Kapasitas alat yang tersedia
2
m = Faktor eksponensial untuk jenis alat yang tersedia
= Kapasitas alat yang diinginkan
Untuk menghitung semua harga peralatan pada pabrik, digunakan metode
Marshall R Swift Equipment Cost Indeks. Indeks yang digunakan adalah Chemichal
Engineering Plant Cost Indeks (Timmerhaus, 2003).
Tabel LE.2 Data Indeks Harga Chemical Engeneering (CE)
Tahun Indeks (Yi) X Xi i Y2 i X2 i . Yi
1993 964,2 1 1 929681,64 964,2
1994 993,4 2 4 986843,56 1986,8
1995 1027,5 3 9 1055756,25 3082,5
1996 1039,1 4 16 1079728,81 4156,4
1997 1056,8 5 25 1116826,24 5284,0
1998 1061,9 6 36 1127631,61 6371,4
1999 1068,3 7 49 1141264,89 7478,1
2000 1089,0 8 64 1185921,00 8712,0
2001 1093,9 9 81 1196617,21 9845,1
2002 1102,5 10 100 1215506,25 11025,0
Total 10496,6 55 385 11035777,46 58905,5
(Timmerhaus, 2003)
Untuk mencari indeks harga pada tahun 2006 digunakan Metode Regresi Koefisien
Korelasi, yaitu :
r = )})(.{})(.{(
).()..(2222
iiii
iiii
YYnxXXn
YXYXn
∑−∑∑−∑
∑∑−∑
= )})6,10496(46,1103577710{})55(38510{(
)6,1049655()5,5890510(22 −××−×
×−× = 0,96 ≈ 1
Universitas Sumatera Utara
Harga koefisien yang mendekati +1 menyatakan bahwa terdapat hubungan linear
antar variabel X dan Y, sehingga persamaan regresi yang mendekati adalah
Persamaan Regresi Linear.
Persamaan umum Regresi Linear adalah Y = a + b X
Dengan : Y = Indeks harga pada tahun yang dicari (2007)
X = Variabel tahun ke n – 1
a, b = Tetapan persamaan regresi
dimana a dan b dapat dicari dengan menggunakan rumus :
a = 22
2
)().().()(
ii
iiiii
XXnYXxXYxX
∑−∑
∑∑−∑∑
= 255)38510()5,5890555()6,10496385(
−−
Xxx = 971,38
b = 22 )().(
)().(
ii
iiii
XXnYxXYXxn
∑−∑
∑∑−∑
= 255)38510()6,1049655()5,5890510(
−−
Xxx = 14,23
Y = 66,104910
6,10496==
∑nYi
X = 5,523,14
38,97166,1049)(=
−=
−b
aY
Dengan demikian harga indeks pada tahun 2007 (n = 15 tahun yang ke–15 maka
X = 14) adalah:
Y = 971,38 + (14,23 x 14)
= 1170,6
Untuk alat yang tidak tersedia, faktor eksponennya (m) dianggap 0,6 (Timmerhaus,
2003).
Universitas Sumatera Utara
Contoh perhitungan estimasi harga peralatan:
Nama alat : Reaktor Hidrolisa
Jumlah : 1 buah
Volume tangki (X2) : 6,187 m
Untuk reaktor hidrolisa, volume reaktor yang disediakan :
3
X1 = 10 m
C
3
y
I
= US$ 55.000
x
I
= 1170,6
y
m = 0,6
= 1102,5
Maka harga tangki pada tahun 2007 :
Cx
5,11026,1170
10187,6 6,0
= US$ 55.000 x
= US$ 43.780 x Rp 8.895,-
= Rp 389.423.100,-
Dengan cara yang sama perkiraan harga alat proses yang lainnya dapat dilihat pada
Tabel LE – 3 dan Tabel LE – 4 untuk perkiraan harga peralatan utilitas.
Universitas Sumatera Utara
Tabel LE.3 Perkiraan Harga Peralatan Proses
No
Nama Alat
Unit
Harga/Unit (Rp)
Harga Total (Rp)
1 Tangki Molase 1 83.039.224 83.039.224
2 Reaktor 2 389.423.100 778.846.200
3 Fermentor 3 128.176.950 384.530.850
4 Tangki Penampung Fermentasi 1 187.640.346 187.640.346
5 Tangki Penyimpan Etanol 2 312.697.447 625.394.894
6 Tangki Penyimpanan H3PO 1 4 9.784.500 9.784.500
7 Tangki Penyimpanan (NH4)2SO 1 4 9.784.500 9.784.500
8 Tangki Penyimpanan Saccharomyces 1 47.944.050 47.944.050
9 Filter Press 2 44.051.206 88.102.412
10 Pompa - 101 1 2.500.000 2.500.000
11 Pompa - 102 1 2.500.000 2.500.000
12 Pompa - 103 1 2.500.000 2.500.000
13 Pompa - 104 1 2.500.000 2.500.000
14 Kolom Distilasi 1 334.459.300 334.459.300
15 Kondensor 1 117.722.100 117.722.100
16 Tangki Penampung Distilat Sementara 1 37.242.184 37.242.184
17 Reboiler 1 253.590.000 253.590.000
18 Pompa - 105 1 2.500.000 2.500.000
19 Pompa - 106 1 2.500.000 2.500.000
20 Pompa - 107 1 2.500.000 2.500.000
21 Pompa - 108 1 2.500.000 2.500.000
22 Pompa - 109 1 2.500.000 2.500.000
23 Bak Penampung Cake I 1 82.279.001 82.279.001
24 Bak Penampung Cake II 1 82.279.001 82.279.001
25 Heater 1 259.963.808 259.963.808
Total 3.020.679.270
(Timmerhaus, 2003)
Universitas Sumatera Utara
Tabel LE.4 Perkiraan Harga Peralatan Utilitas
No
Nama Alat
Unit
Harga/Unit (Rp)
Harga Total (Rp)
1 Bak Pengendapan 1 65.494.269 65.494.269
2 Tangki Pelarutan AL2SO 1 4 25.837.965 25.837.965
3 Tangki Pelarutan Na2CO 1 3 28.375.050 28.375.050
4 Tangki Pelarutan H2SO 1 4 214.597.389 214.597.389
5 Tangki Pelarutan NaOH 1 17.602.200 17.602.200
6 Clarifier 1 801.173.591 801.173.591
7 Sand Filter 1 711.809.530 711.809.530
8 Menara Air 1 730.353.628 730.353.628
9 Menara Pendingin Air 1 911.890.374 911.890.374
10 Cation Exchanger 1 46.798.646 46.798.646
11 Anion Exchanger 1 46.798.646 46.798.646
12 Deaerator 1 268.129.000 268.129.000
13 Ketel Uap 1 250.010.913 250.010.913
14 Pompa Sumur Bor 1 2.500.000 2.500.000
15 Pompa Bak Pengendapan 1 2.500.000 2.500.000
16 Pompa Tangki Al2SO 1 4 2.500.000 2.500.000
17 Pompa Tangki Na2CO 1 3 2.500.000 2.500.000
18 Pompa Tangki Sand Filter 1 2.500.000 2.500.000
19 Pompa Tangki Water Cooling Tower 1 2.500.000 2.500.000
20 Pompa Tangki H2SO 1 4 2.500.000 2.500.000
21 Pompa Tangki NaOH 1 2.500.000 2.500.000
22 Pompa Cation Exchanger 1 2.500.000 2.500.000
23 Pompa Anion Exchanger 1 2.500.000 2.500.000
24 Pompa Deaerator 1 2.500.000 2.500.000
Total 4.146.371.201
(Timmerhaus, 2003)
Total harga peralatan = Rp 3.020.679.270,- + Rp 4.146.371.201,-
= Rp 7.167.050.471,-
Universitas Sumatera Utara
Harga peralatan di atas masih merupakan perkiraan. Untuk harga alat sampai di
lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut (Timmerhaus, 2003):
- Biaya transportasi = 5 %
- Biaya asuransi = 1 %
- Bea masuk = 15 %
- PPn = 10 %
- PPh = 10 %
- Biaya gudang di pelabuhan = 0,5 %
- Biaya administrasi pelabuhan = 0,5 %
- Transportasi lokal = 0,5 %
- Biaya tak terduga = 0,5 %
Total = 43 %
Harga alat impor sampai ke lokasi pabrik = 1,43 x Rp 7.167.050.471,-
= Rp 10.248.882.170,-
Biaya pemasangan diperkirakan 10 % dari harga peralatan (Timmerhaus, 2003)
Biaya pemasangan = 0,1 x Rp 10.248.882.170,-
= Rp 1.024.888.217,-
D. Harga peralatan terpasang (HPT)
= Rp 10.248.882.170,- + Rp 1.024.888.217,-
= Rp 11.273.770.387,-
E. Instrumentasi dan Alat Kontrol
Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 13 % dari HPT(Timmerhaus,2003)
Biaya instrumentasi dan alat kontrol = 0,13 x Rp 11.273.770.387,-
= Rp 1.465.590.149,-
F. Biaya Perpipaan
Diperkirakan biaya perpipaan 80 % dari HPT. (Timmerhaus, 2003)
Biaya perpipaan = 0,8 x Rp 11.273.770.387,-
= Rp 9.019.016.304,-
Universitas Sumatera Utara
G. Biaya Instalasi Listrik
Diperkirakan biaya instalasi listrik 10 % dari HPT. (Timmerhaus, 2003)
Biaya instalasi listrik = 0,1 x Rp 11.273.770.387,-
= Rp 1.127.377.038,-
H. Biaya Insulasi
Diperkirakan biaya insulasi 8 % dari HPT. (Timmerhaus, 2003)
Biaya insulasi = 0,08 x Rp 11.273.770.387,-
= Rp 901.901.630,-
I. Biaya Inventaris Kantor
Diperkirakan biaya inventaris kantor 1 % dari HPT. (Timmerhaus, 2003)
Biaya inventaris kantor = 0,01 x Rp 11.273.770.387,-
= Rp 112.737.704,-
J. Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan
Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 1 % dari HPT.
(Timmerhaus, 2003)
Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan = 0,01 x Rp 11.273.770.387,-
= Rp 112.737.704,-
K. Sarana Transportasi
Tabel LE.5 Biaya Sarana Transportasi
Jenis kendaraan Unit Jenis Harga/unit
(Rp)
Harga Total
(Rp)
Mobil Direktur 1 Corolla Altis 280.000.000 280.000.000
Mobil Manajer 4 Kijang Innova E.155 150.000.000 600.000.000
Truk 2 Dyna 6 roda Chassis 140 PS 100.000.000 200.000.000
Total 1.080.000.000
Total MITL = A + B + C + D + E + F + G + H + I + J + K
= Rp 35.220.121.387,-
Universitas Sumatera Utara
LE.1.2 Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL)
A. Pra Investasi
Diperkirakan 7 % dari MITL = 0,07 x Rp 35.220.121.387,-
= Rp 2.465.408.497,-
B. Engineering dan Supervisi
Diperkirakan 8 % dari MITL = 0,08 x Rp 35.220.121.387,-
= Rp 2.817.609.710,-
C. Biaya Kontraktor
Diperkirakan 2 % dari MITL = 0,02 x Rp 35.220.121.387,-
= Rp 704.402.428,-
D. Biaya Tak Terduga
Diperkirakan 10 % dari MITL = 0,1 x Rp 35.220.121.387,-
= Rp 3.522.012.138,-
Total MITTL = A + B + C + D
= Rp 9.509.432.773,-
Total MIT = MITL + MITTL
= Rp 35.220.121.387,-+ Rp. 9.509.432.773,-
= Rp 44.729.554.160,-
LE.2 Modal Kerja
Modal kerja dihitung untuk pengoperasian pabrik selama 3 bulan (90 hari).
LE.2.1 Persediaan Bahan Baku
a. Persediaan Bahan Baku Proses
1. Molase
Kebutuhan = 1335 kg/jam
Harga = Rp 960,-/kg,- (PT. Rajawali Nusantara, 2007)
Harga total = 90 hari x 24 jam/hari x 1335 kg/jam x Rp 960/kg
= Rp 2.768.256.000,-
2. Saccharomicess Cereviciae
Kebutuhan = 259,192 kg/jam
Harga = Rp 25.000,-/kg ( PT. Indokemika Jayatama, 2007)
Universitas Sumatera Utara
Harga total = 90 hari x 259,192 kg/jam x 24 jam/hari x Rp 25.000,- /kg
= Rp 13.996.368.000,-
3. H3PO
Kebutuhan = 20,735 kg/jam 4
Harga = Rp 115.000,-/liter (CV. Rudang Jaya, 2007)
Total kebutuhan = jamltr
mLx
mkgjamkg 11
11000
/1898,1822/20,735
33 =
Harga total = 90 hari x 11 ltr/jam x 24 jam/hari x Rp 115.000,- /liter
= Rp 2.732.400.000,-
4. (NH4)2SO
Kebutuhan = 20,735 kg/jam 4
Harga = Rp 215.000,-/kg (CV. Rudang Jaya, 2007)
Harga total = 90 hari x 20,735 kg/jam x 24 jam/hari x Rp 215.000,- /kg
= Rp 9.629.334.000,-
b. Persediaan Bahan Baku Utilitas
1. Alum, Al2(SO4)
Kebutuhan = 2,021 kg/jam 3
Harga = Rp 9.000,-/kg (CV. Rudang Jaya, 2007)
Harga total = 90 hari x 2,021 kg/jam x 24 jam/hari x Rp 9.000,- /kg
= Rp 39.288.240,-
2. Soda abu, Na2CO
Kebutuhan = 1,091 kg/jam 3
Harga = Rp 8.100,-/kg (CV. Rudang Jaya, 2007)
Harga total = 90 hari x 1,091 kg/jam x 24 jam/hari x Rp 8.100,- /kg
= Rp 19.088.136,-
3. NaOH
Kebutuhan = 0,946 kg/jam
Harga = Rp 20.000,-/kg (CV. Rudang Jaya, 2007)
Harga total = 90 hari x 0,946 kg/jam x 24 jam/hari x Rp 20.000,- /kg
= Rp 40.867.200,-
Universitas Sumatera Utara
4. Asam sulfat (H2SO4
Kebutuhan = 1,818 kg/jam
)
Harga = Rp 205.000,-/liter (CV. Rudang Jaya, 2007)
Total kebutuhan = jamltr
mLx
mkgjamkg 982,0
11000
/1851/818,1
33 =
Harga total = 90 hari x 0,982 ltr/jam x 24 jam/hari x Rp 205.000,- /ltr
= Rp 434.829.600,-
5. Solar
Kebutuhan = 529,344 ltr/hari
Harga = Rp 6.000,-/liter (Pertamina, 2007)
Harga total = 90 hari x 529,344 ltr/hari x Rp 6.000,- /ltr
= Rp 285.845.760,-
Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 bulan adalah:
Rp 29.946.276.939,-
Total biaya persediaan bahan baku 1 tahun adalah = Rp 119.785.107.700,-
Universitas Sumatera Utara
LE.2.2 Kas
1. Gaji Pegawai
Tabel LE.6 Perincian Gaji Pegawai
No Jabatan Jumlah Gaji/Bulan
(Rp) Gaji Total
(Rp) 1 Komisaris 3 9.000.000 27.000.000 2 General Manager 1 7.000.000 7.000.000 3 Sekretaris 1 3.000.000 3.000.000 4 Manajer Finansial dan Marketing 1 6.000.000 6.000.000 5 Manajer SDM dan Umum 1 6.000.000 6.000.000 6 Manajer Produksi 1 6.000.000 6.000.000 7 Manajer Teknik 1 6.000.000 6.000.000 8 Kepala Bagian Pembelian 1 4.000.000 4.000.000 9 Kepala Bagian Marketing 1 4.000.000 4.000.000 10 Kepala Bagian Personalia 1 4.000.000 4.000.000 11 Kepala Bagian SDM 1 4.000.000 4.000.000 12 Kepala Bagian Keamanan 1 4.000.000 4.000.000 13 Kepala Bagian Instrumentasi 1 4.000.000 4.000.000 14 Kepala Bagian Maintenance & Listrik 1 4.000.000 4.000.000 15 Kepala Bagian Produksi 1 4.000.000 4.000.000 16 Kepala Bagian Utilitas 1 4.000.000 4.000.000 17 Kepala Bagian Laboratorium 1 4.000.000 4.000.000 18 Karyawan Produksi 35 1.300.000 45.500.000 19 Karyawan Teknik 12 1.300.000 15.600.000 20 Karyawan Keuangan & Personalia 8 1.300.000 10.400.000 21 Karyawan Pemasaran & Penjualan 8 1.300.000 10.400.000 22 Dokter 1 2.500.000 2.500.000 23 Perawat 2 1.000.000 2.000.000 24 Petugas Keamanan 8 1.000.000 8.000.000 25 Buruh Angkat 3 800.000 2.400.000 26 Petugas Kebersihan 6 800.000 4.800.000 27 Supir 3 1.000.000 3.000.000
Total 105 205.600.000,-
Total gaji pegawai selama 3 bulan = 3 x Rp 205.600.000,- = Rp 616.800.000,-
2. Biaya Administrasi Umum
Diperkirakan 10 % dari gaji pegawai = 0,1 x Rp 616.800.000,-
= Rp 61.680.000,-
3. Biaya Pemasaran
Diperkirakan 10 % dari gaji pegawai = 0,1 x Rp 616.800.000,-
= Rp 61.680.000,-
Universitas Sumatera Utara
4. Pajak Bumi dan Bangunan
Menurut UU No. 20 Tahun 2000 Jo UU No. 21 Tahun 1997:
Objek Pajak Luas (m2 NJOP (Rp) ) Per m Jumlah 2
Bumi 3876 100.000 387.600.000 Bangunan 3230 300.000 969.000.000 Nilai Jual Objek Pajak (NJOP) sebagai dasar pengenaan PBB
= Rp 387.600.000,- + Rp 969.000.000,-
= Rp 1.356.600.000,-
Bangunan yang tidak kena pajak adalah tempat ibadah yaitu sebesar 80 m2
NJOP Tidak Kena Pajak = 80 x Rp 300.000,- (Perda Sumatera Utara)
= Rp 24.000.000,-
NJOP untuk penghitungan PBB = Rp 1.356.600.000,- – Rp 24.000.000,-
= Rp 1.332.600.000,-
Nilai Jual Kena Pajak = 20 % x Rp 1.332.600.000,-
= Rp 266.520.000,-
Pajak Bumi dan Bangunan yang terutang = 5 % x Rp 266.520.000,-
= Rp 13.326.000,-
Pajak Bumi dan Bangunan per 3 bulan = (3/12) x 13.326.000,-
= Rp 3.331.500,-
Tabel LE.7 Perincian Biaya Kas
No. Jenis Biaya Jumlah (Rp) 1. Gaji Pegawai 616.800.000 2. Administrasi Umum 61.680.000 3. Pemasaran 61.680.000 4. Pajak Bumi dan Bangunan 3.331.500
Total 743.491.500
LE.2.3 Biaya Start – Up
Diperkirakan 12 % dari Modal Investasi Tetap (Timmerhaus, 2003)
= 0,12 x Rp 35.220.121.387,-
= Rp 4.226.414.566,-
Universitas Sumatera Utara
LE.2.4 Piutang Dagang
HPTIPPD ×=12
dimana:
PD = piutang dagang
IP = jangka waktu kredit yang diberikan (3 bulan)
HPT = hasil penjualan tahunan
Produksi etanol = 354 kg/jam
Harga jual etanol = Rp 110.000/ltr (CV. Rudang, 2007)
Total produksi = jamltr
mLx
mkgjamkg 445
11000
/796/354
33 =
Produksi etanol per tahun adalah:
= harijamx
tahunharix
jamltr 24300445 = 3204000 ltr/tahun
Hasil penjualan etanol per tahun adalah
= 3204000 ltr x Rp 100.000/ltr
= Rp 320.400.000.000,-
Piutang Dagang = 123 x Rp 320.400.000.000,-
= Rp 80.100.000.000,-
Tabel LE.8 Perincian Modal Kerja
No. Jenis Biaya Jumlah (Rp) 1. Bahan baku proses dan utilitas 119.785.107.700 2. Kas 743.491.500 3. Start up 4.226.414.566 4. Piutang Dagang 80.100.000.000
Total 204.855.013.766
Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja
= Rp 35.220.121.387,- + Rp 204.855.013.766,-
= Rp 240.075.135.153,-
Universitas Sumatera Utara
Modal ini berasal dari:
1. Modal sendiri = 60 % dari total modal investasi
= 0,6 x Rp 240.075.135.153,-
= Rp 144.045.081.100,-
2. Pinjaman dari Bank = 40 % dari total modal investasi
= 0,4 x Rp 240.075.135.153,-
= Rp 96.030.054.040,-
LE.3. Biaya Produksi Total
LE.3.1 Biaya Tetap (Fixed Cost = FC)
A. Gaji Tetap Karyawan
Gaji tetap karyawan terdiri dari gaji tetap tiap bulan ditambah 1 bulan gaji yang
diberikan sebagai tunjangan, sehingga
Gaji total = (12 + 1) x Rp 616.800.000,- = Rp 8.018.400.000,-
B. Bunga Pinjaman Bank
Diperkirakan 19 % dari modal pinjaman bank
= 0,19 x Rp 96.030.054.040,-
= Rp 18.245.710.270,-
C. Depresiasi dan Amortisasi
Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol.
n
LPD −=
dimana: D = depresiasi per tahun
P = harga awal peralatan
L = harga akhir peralatan
n = umur peralatan (tahun)
Semua modal investasi tetap langsung (MITL) kecuali tanah mengalami
penyusutan yang disebut depresiasi, sedangkan modal investasi tetap tidak
langsung (MITTL) juga mengalami penyusutan yang disebut amortisasi.
Biaya amortisasi diperkirakan 20 % dari MITTL, sehingga
Universitas Sumatera Utara
Amortisasi = 0,2 x Rp 9.509.432.773,-
= Rp 1.901.886.555,-
Tabel LE.9 Perkiraan Biaya Depresiasi
Komponen Biaya (Rp) Umur (tahun) Depresiasi (Rp)
Bangunan 1.739.000.000 20 86.950.000 Peralatan proses
3.020.679.270 15 201.378.618 Peralatan utilitas 4.146.371.201 15 276.424.747 Instrumentasi dan kontrol 1.465.590.149 10 146.559.015 Perpipaan 9.019.016.304 10 901.901.630 Instalasi listrik 1.127.377.038 15 75.158.469 Insulasi 901.901.630 15 60.126.775 Inventaris kantor 112.737.704 5 22.547.541 Perlengkapan kebakaran 112.737.704 15 7.515.847 Sarana Transportasi 1.080.000.000 10 108.000.000
Total 1.886.562.642
Total biaya depresiasi dan amortisasi
= Rp 1.886.562.642,- + Rp 1.901.886.555,- = Rp 3.788.449.197,-
D. Biaya Tetap Perawatan
- Perawatan mesin dan alat-alat proses
Diperkirakan 5 % dari HPT
= 0,05 x Rp 11.273.770.387,-
= Rp 563.688.519,-
- Perawatan bangunan
Diperkirakan 5 % dari harga bangunan
= 0,05 x Rp 1.739.000.000,-
= Rp 86.950.000,-
- Perawatan kendaraan
Diperkirakan 5 % dari harga kendaraan
= 0,05 x Rp.1.080.000.000,-
= Rp 54.000.000,-
- Perawatan instrumentasi dan alat kontrol
Diperkirakan 5 % dari harga instrumentasi dan alat kontrol
Universitas Sumatera Utara
= 0,05 x Rp 1.465.590.149,-
= Rp 73.279.507,-
- Perawatan perpipaan
Diperkirakan 5 % dari harga perpipaan
= 0,05 x Rp 9.019.016.304,-
= Rp 450.950.815,-
- Perawatan instalasi listrik
Diperkirakan 5 % dari harga instalasi listrik
= 0,05 x Rp 1.127.377.038,-
= Rp 56.368.852,-
- Perawatan insulasi
Diperkirakan 5 % dari harga insulasi
= 0,05 x Rp 901.901.630,-
= Rp 45.095.081,-
- Perawatan inventaris kantor
Diperkirakan 5 % dari harga inventaris kantor
= 0,05 x Rp 112.737.704,-
= Rp 5.636.885,-
- Perawatan perlengkapan kebakaran
Diperkirakan 5 % dari harga perlengkapan kebakaran
= 0,05 x Rp 112.737.704,-
= Rp 5.636.885,-
Total biaya perawatan = Rp 1.341.606.544,-
E. Biaya Tambahan (Pant Overhead Cost)
Diperkirakan 20 % dari modal investasi tetap
= 0,2 x Rp 35.220.121.387,-
= Rp 7.044.024.276,-
F. Biaya Laboratorium, Penelitian dan Pengembangan
Diperkirakan 10 % dari biaya tambahan
= 0,1 x Rp 7.044.024.276,-
Universitas Sumatera Utara
= Rp 704.402.428,-
G. Biaya Asuransi
- Asuransi pabrik diperkirakan 1 % dari modal investasi tetap
= 0,01 x Rp 35.220.121.387,-
= Rp 352.201.214,-
- Asuransi karyawan 1,54 % dari total gaji karyawan
(Biaya untuk asuransi tenaga kerja adalah 2,54 % dari gaji karyawan, dimana
1% ditanggung oleh karyawan dan 1,54 % ditanggung oleh perusahaan)
= 0,0154 x (12/3) x Rp 616.800.000,-
= Rp 37.994.880,-
Total biaya asuransi = Rp 390.196.094,-
H. Pajak Bumi dan Bangunan
PBB = Rp 3.331.500,-
Total Biaya Tetap = A + B + C + D + E + F + G + H
= Rp 39.536.120.309,-
LE.3.2 Biaya Variabel
A. Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas per tahun
= Rp 119.785.107.700,-
B. Biaya Variabel Pemasaran
Diperkirakan 10 % dari biaya tetap pemasaran.
= 0,1 x Rp 61.680.000,- = Rp 6.168.000,-
C. Biaya Variabel Perawatan
Diperkirakan 10 % dari biaya tetap perawatan.
= 0,1 x Rp 1.341.606.544,-
= Rp 134.160.654,-
D. Biaya Variabel Lainnya
Diperkirakan 5 % dari biaya tambahan
= 0,05 x Rp 7.044.024.276,-
= Rp 352.201.214,-
Universitas Sumatera Utara
Total biaya variabel = Rp 120.277.637.568,-
Total biaya produksi = Biaya Tetap + Biaya Variabel
= Rp 39.514.396.030,- + Rp 120.277.637.568,-
= Rp 159.792.033.598,-
LE.3.3 Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan
A. Laba Sebelum Pajak
Laba sebelum pajak = total penjualan – total biaya produksi
= Rp 320.400.000.000,- – Rp 159.792.033.598,-
= Rp 160.607.966.500,-
B. Pajak Penghasilan
Berdasarkan Keputusan Menkeu RI Tahun 2004, pasal 17, tentang Tarif Pajak
Penghasilan adalah:
- Penghasilan sampai dengan Rp 50.000.000,- dikenakan pajak sebesar 10 %.
- Penghasilan Rp 50.000.000,- sampai dengan Rp 100.000.000,- dikenakan
pajak sebesar 15 %.
- Penghasilan di atas Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 30 %.
Maka pajak penghasilan yang harus dibayar adalah:
- 10 % x Rp 50.000.000,- = Rp 5.000.000,-
- 15 % x Rp (100.000.000,- - 50.000.000,-) = Rp 7.500.000,-
- 30 % x Rp (160.607.966.500,- – 100.000.000,-) = Rp 48.152.389.950,-
Total PPh = Rp 48.164.889.950,-
C. Laba setelah pajak
Laba setelah pajak = laba sebelum pajak – PPh
= Rp 160.607.966.500,- – Rp 48.164.889.950,-
= Rp 112.443.076.600,-
Universitas Sumatera Utara
LE.4 Analisa Aspek Ekonomi
A. Profit Margin (PM)
PM = penjualantotal
pajaksebelumLaba x 100 %
PM = −,0.000320.400.00 6.500,-160.607.96
RpRp x 100 % = 50,13 %
Profit margin sebesar 50,13 % menunjukkan keuntungan perusahaan yang
diperoleh tiap tahunnya.
B. Break Even Point (BEP)
BEP = VariabelBiayaPenjualanTotal
TetapBiaya−
x 100 %
BEP = −−
−,7.568120.277.630.000,-320.400.00
.,.30939.536.120RpRp
Rp x100%
= 19,72 %
BEP merupakan titik keseimbangan penerimaan dan pengeluaran dari suatu
pabrik/unit dimana semakin kecil BEP maka perusahaan semakin baik. BEP
biasanya tidak lebih dari 50 %, maka dari hasil diatas diketahui pendapatan dan
pengeluaran sebanding.
Kapasitas produksi etanol pada titik BEP = 354 kg x 19,72 %
= 69,809 kg
Nilai penjualan pada titik BEP = 19,72 % x Rp 320.400.000.000,-
= Rp 63.182.880.000,-
C. Pay Out Time (POT)
POT = ROI
1 x 1 tahun
ROI = InvestasiModalTotal
pajaksetelahLaba
ROI = −−,5.153240.075.13,6.600112.443.07
RpRp = 0,468
POT = 0,468
1 x 1 tahun = 2,137 tahun
Universitas Sumatera Utara
POT selama 2,132 tahun merupakan jangka waktu pengembalian modal dengan
asumsi bahwa perusahaan beroperasi dengan kapasitas penuh tiap tahun.
D. Return on Network (RON)
RON = sendiriModal
pajaksetelahLaba x 100 %
RON = −−
,1.100144.045.08,6.600112.443.07
RpRp x 100 %
= 78,06 %
E. Internal Rate of Return (IRR)
Untuk menentukan nilai IRR harus digambarkan jumlah pendapatan dan
pengeluaran dari tahun ke tahun yang disebut “Cash Flow”. Untuk memperoleh
cash flow diambil ketentuan sebagai berikut:
- Laba kotor diasumsikan mengalami kenaikan 10 % tiap tahun
- Harga tanah diasumsikan mengalami kenaikan 10 % tiap tahun
- Masa pembangunan disebut tahun ke nol
- Jangka waktu cash flow dipilih 10 tahun
- Perhitungan dilakukan dengan menggunakan nilai pada tahun ke – 10
Cash flow = laba sesudah pajak + depresiasi
Dari hasi perhitungan diperoleh IRR sebesar 56,06 %
Universitas Sumatera Utara
Tabel LE.10 Data Perhitungan Internal Rate of Return (IRR)Thn Laba Sebelum Pajak Pajak Laba Sesudah Pajak
0 0 0 01 160.607.966.500 48.164.889.950 112.443.076.600 2 176.668.763.150 52.981.378.945 123.687.384.260 3 194.335.639.465 58.279.516.840 136.056.122.686 4 213.769.203.412 64.107.468.523 149.661.734.955 5 235.146.123.753 70.518.215.376 164.627.908.450 6 258.660.736.128 77.570.036.913 181.090.699.295 7 284.526.809.741 85.327.040.605 199.199.769.225 8 312.979.490.715 93.859.744.665 219.119.746.147 9 344.277.439.786 103.245.719.132 241.031.720.762
10 378.705.183.765 113.570.291.045 265.134.892.838
1,1
Kapasitas produksi Penjualan Biaya tetap Biaya variabel0 - 39.514.396.030 -
10 32.040.000.000 39.514.396.030 12.027.763.757 20 64.080.000.000 39.514.396.030 24.055.527.514 30 96.120.000.000 39.514.396.030 36.083.291.270 40 128.160.000.000 39.514.396.030 48.111.055.027 50 160.200.000.000 39.514.396.030 60.138.818.784 60 192.240.000.000 39.514.396.030 72.166.582.541 70 224.280.000.000 39.514.396.030 84.194.346.298 80 256.320.000.000 39.514.396.030 96.222.110.054 90 288.360.000.000 39.514.396.030 108.249.873.811
100 320.400.000.000 39.514.396.030 120.277.637.568
320.400.000.000 0,1 120.277.637.568 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9
1
Universitas Sumatera Utara
1,43 3.255.906.997 4.655.947.006 4.655.947.006 465.594.701 782.460.000
1.037.000.0005.121.541.707
0,13 5.121.541.707 665.800.422 0,8 4.097.233.366 0,1 512.154.171
0,08 409.723.337 0,01 51.215.417 0,01 51.215.417
1.080.000.000Total 13.808.343.836
0,070,080,020,1
TotalTotal MIT 17.536.596.672
922.752.0004.665.438.000
941.932.8003.209.468.400 17.536.596.672
19.459.4409.465.336
441.914.40040.867.200
150.864.120Total 10.402.161.696 4
41.608.646.784742.273.500
2.104.391.60124.866.700.00069.322.011.885 17.536.596.672
86.858.608.5571 52.115.165.134 0 34.743.443.423 0 6.601.254.250
0,2 3.728.252.836
Universitas Sumatera Utara
Depresiasi Net Cash Flow P/F pada i = 56 % PV pada i = 56 %0 (240.075.135.153) 1 (240.075.135.153)
1.886.562.642 114.329.639.242 0,6410 73.288.230.283 1.886.562.642 125.573.946.902 0,4109 51.600.076.801 1.886.562.642 137.942.685.328 0,2634 36.334.976.285 1.886.562.642 151.548.297.597 0,1689 25.588.961.961 1.886.562.642 166.514.471.092 0,1082 18.023.079.171 1.886.562.642 182.977.261.937 0,0694 12.695.491.949 1.886.562.642 201.086.331.867 0,0445 8.943.558.735 1.886.562.642 221.006.308.789 0,0285 6.300.976.854 1.886.562.642 242.918.283.404 0,0183 4.439.548.638 1.886.562.642 267.021.455.480 0,0117 3.128.240.795
268.006.320
Biaya produksi39.514.396.030 51.542.159.787 63.569.923.544 75.597.687.300 87.625.451.057 99.653.214.814
111.680.978.571 123.708.742.328 135.736.506.084 147.764.269.841 159.792.033.598
-
50.000.000.000
100.000.000.000
150.000.000.000
200.000.000.000
250.000.000.000
300.000.000.000
350.000.000.000
0 10 20 30
Bia
ya (R
upia
h)
Penjualan
Biaya tetap
Biaya variabel
Biaya produksi
Universitas Sumatera Utara
966.584.069 1.104.667.507
276.166.877 1.380.834.384 3.728.252.836
0,12 2.104.391.601
41.608.646.784
745.650.567
Universitas Sumatera Utara
P/F pada i = 57 % PV pada I = 57 %1 (240.075.135.153) 56% 57%
0,6369 72.821.426.269 268.006.320 (4.380.861.088) 0,4057 50.944.844.376 0,2584 35.645.090.272 0,1646 24.943.216.282 0,06 0,1048 17.456.361.225 0,0668 12.217.974.379 0,0425 8.552.340.534 0,0271 5.986.975.099 0,0173 4.191.440.754 0,0110 2.934.604.875
(4.380.861.088)
40 50 60 70 80 90 100Kapasitas Produksi (%)
Universitas Sumatera Utara
-
50,000,000,000
100,000,000,000
150,000,000,000
200,000,000,000
250,000,000,000
300,000,000,000
350,000,000,000
0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100Kapasitas Produksi (%)
Bia
ya (
Ru
pia
h)
PenjualanBiaya tetapBiaya variabelBiaya produksi
Gambar LE.1 Grafik Break Event Point
BEP = 19,72
Universitas Sumatera Utara
-
50,000,000,000
100,000,000,000
150,000,000,000
200,000,000,000
250,000,000,000
300,000,000,000
350,000,000,000
0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100Kapasitas Produksi (%)
Bia
ya (
Ru
pia
h)
PenjualanBiaya tetapBiaya variabelBiaya produksi
Gambar LE.1 Grafik Break Event Point
BEP = 19,72
Universitas Sumatera Utara
STRUKTUR ORGANISASI PERUSAHAAN
PABRIK PEMBUATAN ETANOL
Gambar 9.1 Struktur Organisasi Pabrik Pembuatan Etanol
RUPS
Dewan Komisaris
General Manager
Manager Produksi Manager Teknik Manager Financial/marketing
Manager SDM/Umum
Kepala Bagian Utilitas
Kepala Bagian Proses
Kepala Bagian
Laboratorium
Kepala Bagian Maintenance
& Listrik
Kepala Bagian
Instrumentasi
Kepala Bagian
Marketing
Kepala Bagian
Pembelian
Kepala Bagian
Personalia
Kepala Bagian SDM
Kepala Bagian
Keamanan
Karyawan
Universitas Sumatera Utara
Tabel LE.10 Nilai Perhitungan IRR
Tahun Laba sebelum Pajak Pajak Laba setelah
pajak Depresiasi Net Cash Flow P/F
pada i = 56 %
Pv pada i = 56 % P/F
pada i = 57 %
Pv pada i = 57 %
0 - - - - -240,075,135,153 1 -240,075,135,153 1 (240,075,135,153) 1 160,607,966,500 48,164,889,950 112,443,076,600 1,886,562,642 114,329,639,242 0.6410 73,288,230,283 0.6369 72,821,426,269 2 176,668,763,150 52,981,378,945 123,687,384,260 1,886,562,642 125,573,946,902 0.4109 51,600,076,801 0.4057 50,944,844,376 3 194,335,639,465 58,279,516,840 136,056,122,686 1,886,562,642 137,942,685,328 0.2634 36,334,976,285 0.2584 35,645,090,272 4 213,769,203,412 64,107,468,523 149,661,734,955 1,886,562,642 151,548,297,597 0.1689 25,588,961,961 0.1646 24,943,216,282 5 235,146,123,753 70,518,215,376 164,627,908,450 1,886,562,642 166,514,471,092 0.1082 18,023,079,171 0.1048 17,456,361,225 6 258,660,736,128 77,570,036,913 181,090,699,295 1,886,562,642 182,977,261,937 0.0694 12,695,491,949 0.0668 12,217,974,379 7 284,526,809,741 85,327,040,605 199,199,769,225 1,886,562,642 201,086,331,867 0.0445 8,943,558,735 0.0425 8,552,340,534 8 312,979,490,715 93,859,744,665 219,119,746,147 1,886,562,642 221,006,308,789 0.0285 6,300,976,854 0.0271 5,986,975,099 9 344,277,439,786 103,245,719,132 241,031,720,762 1,886,562,642 242,918,283,404 0.0183 4,439,548,638 0.0173 4,191,440,754 10 378,705,183,765 113,570,291,045 265,134,892,838 1,886,562,642 267,021,455,480 0.0117 3,128,240,795 0.0110 2,934,604,875 268,006,320 -4,380,861,088
IRR = %)5657()88(-43808610268006320
268006320%56 −−
+ x
= 56,06 %
Universitas Sumatera Utara