Pra Rancangan Pabrik Asam Laktat [PDF]

Citation preview

PRA RANCANGAN PABRIK ASAM LAKTAT DENGAN PROSES FERMENTASI DARI MOLASSE KAPASITAS 5.000 TON/TAHUN



Diajukan Untuk Memenuhi Salah Satu Persyaratan Guna Memperoleh Gelar Diploma IV Program Studi Teknik Kimia Industri



Disusun oleh : Frisda



1508021



Anne Ditya Widya Putri



1508026



PROGRAM STUDI TEKNIK KIMIA INDUSTRI SEKOLAH TINGGI MANAJEMEN INDUSTRI KEMENTERIAN PERINDUSTRIAN REPUBLIK INDONESIA 2012



ABSTRAK Asam Laktat atau 2-hydroxypropionic acid yang mempunyai rumus kimia CH3CH(OH)COOH, adalah asam hidroksi karboksilat sederhana dengan atom karbon asimetris. Asam laktat dapat dibuat melalui proses fermentasi karbohidrat seperti sukrosa, laktosa, manitol, pati dan dekstrin. Melihat prospek pasar dan perkembangan konsumsi Asam Laktat di Indonesia untuk berbagai sektor industri terutama industri makanan, farmasi dan kosmetik yang terus meningkat setiap tahunnya dan melihat kebutuhan tersebut masih harus dipenuhi melalui impor, karena belum adanya pabrik Asam Laktat didalam negeri maka perlu dicari alternatif untuk membangun pabrik Asam Laktat sendiri. Pabrik ini direncanakan didirikan di Kawasan Industri Surabaya, Jawa Timur, dengan kapasitas produksi 3500 ton per tahun. Adapun pendiriannya dimulai pada awal tahun 2012 dan akan mulai beroperasi pada awal tahun 2015. Proses yang digunakan adalah proses fermentasi dari molasse dengan bakteri Lactobacillus delbrueckii. Fermentasi dilakukan selama 21 jam pada T = 46 0C dan P = 1 atm. Proses pembuatan asam laktat ini dilakukan secara semi kontinyu, dimana proses batch dilakukan sampai tangki intermediate, setelah tangki intermediate dilakukan proses kontinyu. Pada akhir proses produksi dihasilkan Asam Laktat dengan kemurnian 80%. Unit utilitas dalam pabrik Asam Laktat dibagi menjadi beberapa unit, yaitu: unit penyediaan air, unit penyediaan listrik, unit penyediaan bahan bakar, dan unit pengolahan limbah. Unit pengolahan air dipabrik ini mengambil air baku PAM yan disediakan pengelola kawasan industri dengan kapasitas 7967,3591 kg/jam. Total kebutuhan listrik berasal dari PLN sebesar : 691,4548 kW/jam, selain itu sebagai cadangan digunakan generator dengan kapasitas 600 kW sebanyak 1 buah. Adapun total kebutuhan biodisel : 12.226,006 kg/hari. Limbah yang dihasilkan berupa limbah organik yaitu glukosa, fruktosa, bakteri dan nutrisi. Pengolahan ini bertujuan agar saat dibuang ke badan air tidak berbahaya atau mencemari lingkungan. Pengolahan limbah yang dilakukan yaitu dengan proses lumpur aktif. Bentuk badan hukum perusahaan ini adalah Perseroan Terbatas (PT) dimana struktur organisasi yang dipakai adalah garis dan staf. Perusahaan ini dipimpin oleh seorang manager dengan jumlah karyawan 121 orang. Dari hasil analisa ekonomi yang dilakukan, diperoleh : 1. Pembangunan konstruksi dan instalasi pabrik dilakukan selama satu tahun sehingga pabrik dapat beroperasi mulai tahun 2018. 2. Total Modal Investasi (TCI) : Rp. 466.998.587.947 - Modal sendiri ( 86,1% ) : Rp. 401.998.587.947 - Pinjaman bank ( 17,9% ) : Rp. 65.000.000.000 3. Suku bunga pertahun : 12 % 4. Jangka waktu pinjaman : 5 tahun (grace period 1 tahun) 5. Break Even point tahun pertama : 38,19 %. 6. Internal Rate of Return (IRR) : 34,91% 7. Minimum Payback Period (MPP) : 4 tahun 9 bulan Dari hasil analisa ekonomi di atas dan jika di tunjang dengan perekonomian Indonesia yang stabil, maka pabrik Asam Laktat dengan kapasitas 5.000 ton pertahun layak (feasible) didirikan.



Keyword: Asam laktat, 2-hydroxypropionic acid, Lactobacillus delbrueckii, BEP, MPP, IRR



DAFTAR ISI LEMBAR PERSETUJUAN DOSEN PEMBIMBING LEMBAR BIMBINGAN KATA PENGANTAR ABSTRAK DAFTAR ISI DAFTAR TABEL DAFTAR GAMBAR



BAB I. PENDAHULUAN I.1 Latar Belakang



..............................................................................................................................................



1



I.2 Tujuan Pendirian Pabrik ......................................................................................................................... 2 I.2.1 Tujuan Umum



..........................................................................................................................



2



I.2.2 Tujuan Khusus



.........................................................................................................................



3



I.3 Analisa Pasar dan Penentuan Kapasitas



..............................................................................



3



.................................................................................................



3



..........................................................................................................



3



........................................................................................................



4



I.3.1 Perkembangan Produksi I.3.2 Perkembangan Impor I.3.3 Perkembangan Ekspor



I.3.4 Perkembangan Konsumsi I.3.5 Prospek Pasar



...............................................................................................



5



.............................................................................................................................



5



BAB II. DESAIN PROSES II.1 Proses-Proses Pembuatan Asam Laktat II.1.1 Secara Sintetis



.............................................................................



10



..........................................................................................................................



10



II.1.2 Secara Fermentasi II.2 Pemilihan Proses



.................................................................................................................



11



...................................................................................................................................



13



II.3 Sifat-Sifat Bahan Baku dan Produk



.........................................................................................



14



..............................................................................................................



14



........................................................................................................................



14



II.3.1 Bahan Baku Utama II.3.1.1 Molase



II.3.2 Bahan Baku Penunjang II.3.2.1 Air



....................................................................................................



14



..................................................................................................................................



14



II.3.2.2 Asam Sulfat



...........................................................................................................



II.3.2.3 Kalsium Karbonat II.3.3 Produk Utama



.............................................................................................



15



...........................................................................................................................



15



II.3.3.1 Asam Laktat II.3.4 Produk Samping



..........................................................................................................



15



.....................................................................................................................



15



II.3.4.1 Kalsium Sulfat



.....................................................................................................



15



.................................................................................................................................



16



...................................................................................................................................



16



III.4 Deskripsi Proses III.4.1 Persiapan



14



III.4.2 Fermentasi



..............................................................................................................................



III.4.3 Pemisahan Biomassa, Sisa Nutrisi dan Kotoran Lain



17



.......................



17



III.1.4 Pengasaman



.........................................................................................................................



18



III.1.5 Pengendapan



........................................................................................................................



18



................................................................................................................................



18



III.1.6 Pemurnian



III.2 Proses Flow Diagram



...................................................................................................................



19



BAB III. NERACA MASSA DAN ENERGI III.1 Neraca Massa



........................................................................................................................................



20



III.1.1 Neraca Massa Total ........................................................................................................... 20 III.1.2 Centrifuge 1 ( CF-01 ) ......................................................................................................... 22 III.1.3 Tangki Pengenceran ( TP-01 )...................................................................................... 22 III.1.4 Fermentor ( FR-01 )............................................................................................................... 22 III.1.5 Tangki Intermediate ( TI-01 )........................................................................................ 23 III.1.6 Centrifuge 2 ( CF-02 ) ......................................................................................................... 23 III.1.7 Tangki Acidifier ( TA-01 ) .............................................................................................. 24 III.1.8 Tangki Pengendapan ( TS-01 ) .................................................................................... 24 III.1.9 Evaporator ( EV-01 ) ............................................................................................................ 25 III.1.10 Partial Subcooler Condensor ( SK-01 ) ............................................................. 25 III.1.11 Flash Drum ( FD-01 ) ....................................................................................................... 25 III.1.12 Cooler ( C-01 ) ........................................................................................................................ 26



III.1.13 Subcooler Condensor ( SK-02 ) ............................................................................... 26 III.2 Neraca Energi ............................................................................................................................................. 26 III.2.1 Centrifuge 1 ( CF-01 ) ......................................................................................................... 26 III.2.2 Tangki Pengenceran ( TP-01 )...................................................................................... 27 III.2.3 Fermentor ( FR-01 )............................................................................................................... 27 III.2.4 Tangki Intermediate ( TI-01 )........................................................................................ 27 III.2.5 Centrifuge 2 ( CF-02 ) ......................................................................................................... 28 III.2.6 Tangki Acidifier ( TA-01 ) .............................................................................................. 28 III.2.7 Tangki Pengendapan ( TS-01 ) .................................................................................... 28 III.2.8 Evaporator ( EV-01 ) ............................................................................................................ 29 III.2.9 Partial Subcooler Condensor ( SK-01 ) ................................................................ 29 III.2.10 Flash Drum ( FD-01 ) ....................................................................................................... 29 III.2.11 Cooler ( C-01 ) ........................................................................................................................ 30 III.2.12 Subcooler Condensor ( SK-02 ) ............................................................................... 30



BAB IV. SPESIFIKASI PERALATAN PROSES IV.1 Spesifikasi Centrifuge (CF-01) ................................................................................................... 31 IV.2 Spesifikasi Tangki Berpengaduk ( TP-01 )....................................................................... 33 IV.3 Spesifikasi Silo Penampung CaCO3 (T-03) ..................................................................... 37 IV.4 Spesifikasi Reaktor Fermentor (FR-01)............................................................................... 38 IV.5 Spesifikasi Tangki Pengendapan (TS-01).......................................................................... 39 IV.6 Spesifikasi Evaporator (EV-01).................................................................................................. 40 IV.7 Spesifikasi Flash Drum (FD-01) ................................................................................................ 44 IV.8 Spesifikasi Cooler (C-01)................................................................................................................. 46 IV.9 Spesifikasi Sub Cooler Condensor ........................................................................................... 50 IV.10 Spesifikasi Pompa (P-01).............................................................................................................. 54 IV.10.1 Pompa (P-02) ........................................................................................................................... 55 IV.10.2 Pompa (P-03) ........................................................................................................................... 56 IV.10.3 Pompa (P-04) ........................................................................................................................... 57 IV.10.4 Pompa (P-05) ........................................................................................................................... 59 IV.10.5 Pompa (P-06) ........................................................................................................................... 60



IV.10.6 Pompa (P-07) ........................................................................................................................... 61 IV.10.7 Pompa (P-08) ........................................................................................................................... 63 IV.10.8 Pompa (P-09) ........................................................................................................................... 64 IV.10.9 Pompa (P-10) ........................................................................................................................... 65 IV.10.10 Pompa (P-11) ........................................................................................................................ 67 IV.10.11 Pompa (P-12) ......................................................................... 68 IV.10.12 Pompa (P-13) .......................................................................... 69 IV.10.13 Pompa (P-14) .......................................................................... 71 IV.10.14 Pompa (P-15) .......................................................................... 72



BAB V. UTILITAS V.1 Unit Penyediaan Air



.........................................................................................................................



V.1.1 Penyediaan Steam



...............................................................................................................



V.1.2 Air Sebagai Media Pendingin V.1.3 Penyediaan Air Domestik



76



............................................................................................



77



........................................................



78



...........................................................................................................



79



.................................................................................................................



80



V.1.5 Unit Pengolahan air



V.2.1 Listrik Untuk Penggerak Motor V.2.1.1 Peralatan Proses



..............................................................................



80



...............................................................................................



80



V.2.2 Listrik Untuk Peralatan Penunjang V.3 Unit Penyediaan Bahan Bakar



......................................................................



81



...................................................................................................



82



V.3.1 Menghitung Kebutuhan Biodiesel Untuk Generator V.4 Unit Pengolahan Limbah



75



...................................................................................



V.1.4 Penyediaan Air Proses ( Air Pengencer )



V.2 Unit Penyediaan Listrik



75



..............................



82



..............................................................................................................



83



..................................................................................................................



85



BAB VI. PLANT LAYOUT VI.1 Lokasi dan Tata Letak



VI.1.1 Pemilihan Lokasi.................................................................................................................... 85 VI.1.2 Tata Letak



................................................................................................................................



VI.1.2.1 Tata Letak Alat Proses



.............................................................................



90 93



BAB VII. STRUKTUR ORGANISASI DAN MANAJEMEN PERUSAHAAN VII.1 Struktur Organisasi dan Manajemen



................................................................................



96



....................................................................................



96



...........................................................................................



97



..............................................................................................................................



99



VII.2 Bentuk Badan Hukum Perusahaan VII.3 Struktur Organisasi Perusahaan VII.4 Deskripsi Jabatan



VII.4.1 Rapat Umum Pemegang Saham



...........................................................................



99



.............................................................................................................



99



.....................................................................................................................



99



VII.4.2 Dewan Komisaris VII.4.3 Dewan Direksi



VII.4.4 Tugas Manager Utama .............................................................. 100 VII.4.5 Tugas Manager Keuangan dan Umum ....................................... 100 VII.4.6 Tugas Manager Produksi dan Teknik ........................................ 100 VII.4.7 Staff Ahli



................................................................................................................................



101



VII.4.8 Kepala Bagian ........................................................................................................................ 101 VII.4.8.1 Kepala Bagian Produksi VII.4.8.2 Kepala Bagian Teknik



.........................................................................



101



.............................................................................



102



VII.4.8.3 Kepala Bagian Pemasaran dan Pembelian ...................... 102 VII.4.8.4 Kepala Bagian Keuangan ............................................... 103 VII.4.8.5 Kepala Bagian Umum.................................................... 103 VII.4.8.6 Kepala Bagian Seksi ...................................................... 104 VII.4.8.7 Kepala Regu .................................................................. 104 VII.5 Sistem Kepegawaian dan Sistem Gaji ................................................ 104 VII.6 Pembagian Jam Kerja Karyawan ........................................................ 105



BAB VIII. ANALISA EKONOMI VIII.1 Dasar Analisa



...................................................................................................................................



VIII.2 Total Capital Investment ( TCI )



......................................................................................



VIII.2.1 Fixed Capital Investment ( FCI )



........................................................................



VIII.2.2 Working Capital Investment atau Modal Kerja



108 108



.....................................



109



................................................................................



110



.............................................................................................................



111



......................................................................................................................................



111



VIII.2.3 Biaya Produksi Total ( TPC ) VIII.3 Komposisi Permodalan VIII.4 Hasil Analisa



107



VIII.4.1 Break Event Point ( BEP ) ......................................................................................... 111 VIII.4.2 Perhitungan Laba Rugi



.................................................................................................



VIII.4.3 Minimum Payback Period



.........................................................................................



VIII.4.4 Internal Rate of Return ( IRR )



..............................................................................



112 112 112



BAB IX. KESIMPULAN ........................................................................... 113



DAFTAR PUSTAKA



DAFTAR TABEL



Tabel 1.1 Impor Asam Laktat di Indonesia Tahun 2002-2010



................................................



4



Tabel 1.2 Ekspor Asam Laktat di Indonesia Tahun 2002-2010 ............................................... 5 Tabel 1.3 Perkiraan Analisa Regresi Linier ............................................................................................... 6 Tabel 1.4 Proyeksi Kebutuhan Asam Laktat Tahun 2011-2012............................................... 8 Tabel 2.1 Perbandingan Proses Pembuatan Asam Laktat ............................................................. 13 Tabel 3.1 Neraca Massa Total .............................................................................................................................. 20 Tabel 3.2 Neraca Masssa Pada Centrifuge ( CF-01 )



.....................................................................



Tabel 3.3 Neraca Massa Pada Tangki Pengenceran ( TP-01 ) Tabel 3.4 Neraca Massa Pada Fermentor ( FR-01 )



...............................................



22



......................................................................



22



Tabel 3.5 Neraca Massa Pada Tangki Intermediate (TI-01) Tabel 3.6 Neraca Massa Pada Centrifuge ( CF-02 )



..................................................



23



.....................................................................



23



Tabel 3.7 Neraca Massa Pada Tangki Acidifier ( TA-01 )



......................................................



Tabel 3.8 Neraca Massa Pada Tangki Pengendapan ( TS-01 ) Tabel 3.9 Neraca Massa Pada Evaporator ( EV-01 )



24



............................................



24



....................................................................



25



Tabel 3.10 Neraca Massa Pada Partial Subcooler Condensor ( SK-01 )



.....................



25



...............................................................



25



................................................................................



26



Tabel 3.11 Neraca Massa Pada Flash Drum ( FD-01 ) Tabel 3.12 Neraca Massa Pada Cooler ( C-01 )



22



Tabel 3.13 Neraca Massa Pada Subcooler Condensor ( SK-02 ) Tabel 3.14 Neraca Energi Pada Centrifuge 1 ( CF-01 )



.......................................



26



.............................................................



26



Tabel 3.15 Neraca Energi Pada Tangki Pengenceran ( TP-01 ) Tabel 3.16 Neraca Energi Pada Fermentor ( FR-01 )



..........................................



27



..................................................................



27



Tabel 3.17 Neraca Energi Pada Tangki Intermediate ( TI-01 ) Tabel 3.18 Neraca Energi Pada Centrifuge 2 ( CF-02 )



...........................................



27



.............................................................



28



Tabel 3.19 Neraca Energi Pada Tangki Acidfier ( TA-01 )



....................................................



Tabel 3.20 Neraca Energi Pada Tangki Pengendapan ( TS-01 ) Tabel 3.21 Neraca Energi Pada Evaporator ( EV-01 )



........................................



28



................................................................



29



Tabel 3.22 Neraca Energi Pada Partial Subcooler Condensor ( SK-01 )



....................



29



..............................................................



29



...............................................................................



30



Tabel 3.23 Neraca Energi Pada Flash Drum ( FD-01 ) Tabel 3.24 Neraca Energi Pada Cooler ( C-01 )



Tabel 3.25 Neraca Energi Pada Partial Subcooler Condensor ( SK-02 ) Tabel 3.26 Spesifikasi Pompa



28



....................



30



..........................................................................................................................



74



Tabel 5.1



Kebutuhan Steam Untuk Peralatan Utama



Tabel 5.2



Kebutuhan Air Pendingin Untuk Peralatan Utama



Tabel 5.3



Kebutuhan Air Yang Harus Disediakan



Tabel 5.4



Daya Peralatan Proses



Tabel 5.5



Kebutuhan Listrik Secara Keseluruhan



Tabel 5.6



Perbandingan Lokasi Pabrik Asam Laktat



Tabel 6.1 Tabel 6.2



................................................................



75



............................................



76



......................................................................



79



.................................................................................................................



80



.......................................................................



81



................................................................



84



Matriks Pemilihan Lokasi Pabrik



......................................................................................



86



Jadwal Kerja Untuk Setiap Regu



....................................................................................



106



DAFTAR GAMBAR



Gambar 1.1 Grafik Konsumsi Asam Laktat ----------------------------------------------------------------------------- 7 Gambar 1.2 Konsumsi Asam Laktat Dunia Sampai Dengan 2008 --------------------------------- 9 Gambar 3.1 PFD Asam Laktat ---------------------------------------------------------------------------------------------------- 19 Gambar 3.2 Diagram Alir Neraca Massa -------------------------------------------------------------------------------- 20 Gambar 5.1 Siklus Cooling Water -------------------------------------------------------------------------------------------- 77 Gambar 5.2 Unit Pengolahan Air ----------------------------------------------------------------------------------------------- 80 Gambar 5.3 Unit Pengolahan Limbah ------------------------------------------------------------------------------------- 84 Gambar 6.1 Peta Lokasi Pabrik Asam Laktat Gambar 6.2 Tata Letak Pabrik



--------------------------------------------------------------------



89



...........................................................................................................................



92



Gambar 6.3 Tata Letak Alat Proses



.............................................................................................................



Gambar 7.1 Struktur Organisasi Perusahaan



.......................................................................................



94 98



KATA PENGANTAR Puji syukur kehadirat Tuhan Yang Maha Esa atas segala rahmat dan bimbingan-Nya sehingga penulis dapat menyelesaikan Laporan Tugas Akhir ini sebagai salah satu syarat untuk memperoleh gelar Diploma IV Program Studi Teknik Kimia Industri di Sekolah Tinggi Manajemen Industri Kementerian Perindustrian Republik Indonesia. Judul Tugas Akhir ini adalah Pra Rancangan Pabrik Asam Laktat Dengan Proses Fermentasi Dari Molasse Kapasitas 5.000 Ton/Tahun. Selama penyusunan laporan Tugas Akhir ini, penulis memperoleh bantuan dan dukungan dari berbagai pihak, baik secara moril maupun material. Maka pada kesempatan ini penulis ingin mengucapkan terima kasih secara khusus kepada : 1. Orang tua dan keluarga yang telah memberikan dukungan dan doa 2. Bapak Drs. Ahmad Zawawi, M.A,MM, Selaku Ketua Pimpinan Sekolah Tinggi Manajemen Industri Kementerian Perindustrian RI. 3. Bapak Ir. DR. Gatot Ibnusantosa, DEA, selaku Ketua Jurusan Teknik Kimia Industri dan dosen pembimbing di Sekolah Tinggi Manajemen Industri. 4. Bapak Ir. Roosmariharso, MBA selaku asisten dosen pembimbing di Sekolah Tinggi Manajemen Industri. 5. Ibu Lucyana Tresia, Sekertaris Jurusan Teknik Kimia Industri Sekolah Tinggi Manajemen Industri. 6. Dosen-dosen dari kampus kami tercinta Sekolah Tinggi Manajemen Industri yang selama ini telah memberikan referensi materi perkuliahan kepada kami. 7. Partner yang sudah saling mendukung dan memberi semangat dalam pengerjaaan laporan penelitian ini. 8. Rekan-rekan mahasiswa Teknik Kimia Industri angkatan 2008 Sekolah Tinggi Manajemen Industri.



9. Dan pihak-pihak yang tidak disebutkan namanya satu persatu, yang telah memberikan bantuannya hingga selesainya laporan kerja praktik ini. Kami menyadari sepenuhnya bahwa dalam menyelesaikan Laporan Tugas Akhir ini banyak dijumpai kekurangan dan kelemahannya. Hal ini disebabkan karena keterbatasan kemampuan dan pengetahuan yang kami miliki. Akan tetapi, kami juga sadar bahwa belajar itu tidak mengenal batas ruang dan waktu. Entah kapanpun dan dimanapun, kami tetap mengharapkan saran dan kritik yang membangun demi kesempurnaan laporan ini dan demi majunya Ilmu Teknik Kimia Industri.



Jakarta, Mei 2012



Penyusun,



BAB I PENDAHULUAN I.1



Latar Belakang Salah satu ciri dari Negara berkembang adalah titik berat perekonomian



pada pengembangan sektor dunia industri. Seiring dengan perkembangan jaman tersebut, Indonesia diharapkan dapat turut bersaing dengan Negara-negara lain di dunia. Kemajuan yang sangat diharapkan adalah dalam industri kimia. Perkembangan industri kimia diharapkan dapat merangsang pertumbuhan ekonomi dan industri. Tujuannya adalah untuk memenuhi kebutuhan dalam negeri, dan juga untuk memberikan lapangan pekerjaan bagi masyarakat Indonesia sehingga dapat meningkatkan taraf hidup masyarakat. Pembangunan industri juga ditujukan untuk memperkokoh struktur ekonomi nasional dengan keterkaitan yang kuat dan saling mendukung antar sektor, meningkatkan daya tahan perekonomian nasional, dan mendorong berkembangnya kegiatan berbagai sektor pembangunan lainnya. Dalam pembangunan sektor industri makin berperan sangat strategis karena merupakan motor penggerak pembangunan. Sektor ini diharapkan disamping sebagai penyerap tenaga kerja terbesar, penghasil devisa, juga sebagai pemacu pertumbuhan ekonomi yang tinggi dalam upaya mencapai masyarakat yang sejahtera. Hal ini akan dapat dicapai jika kita menyadari adanya peluang dan tantangan dalam liberalisasi perdagangan dunia dan kemampuan kita untuk mengatasi hambatan dalam pembangunan sektor industri. Untuk mencapai tujuan tersebut di atas dapat dilakukan dengan mengurangi impor bahan-bahan kimia dan memacu peningkatan pemanfaatan bahan industri dalam negeri (Anonim1. 2008. www.leapedia.com). Asam laktat atau 2-hydroxypropionic acid yang mempunyai rumus kimia CH3CH(OH)COOH, adalah asam hidroksi karboksilat sederhana dengan atom karbon asimetris. Asam laktat telah ditemukan pada tahun 1780 oleh seorang kimiawan Swedia bernama Scheele, dalam susu asam. Asam laktat diproduksi melalui fermentasi oleh Blondeau pada tahun 1847. Asam laktat dapat dibuat



melalui proses fermentasi karbohidrat seperti sukrosa, laktosa, manitol, pati dan dekstrin. Protein terlarut, senyawa posfat, dan garam amonium juga dibutuhkan sebagai sumber nutrisi bakteri. Pembuatan skala industri asam laktat dimulai pada tahun 1881. Produksi asam laktat dunia mengalami kenaikan perlahan secara wajar, dengan Jerman sebagai produsen terbesar. Sifat asam laktat yang dapat larut dalam air, dapat digunakan sebagai bahan baku pembuatan polimer (Poly Lactic Acid), dan mempunyai kelarutan yang tinggi pada sebagian besar garam, merupakan beberapa sifat yang menguntungkan, sehingga asam laktat dapat diolah dan digunakan lebih lanjut dalam industri makanan (sebagai pengatur pH, aroma), industri farmasi (sebagai larutan pengental, pembuatan tablet), industri kosmetik (sebagai pencampur, zat yang membuat kulit tampak bercahaya, zat anti jerawat) dan juga dalam industri kimia (sebagai pengatur pH, penertal, zat pembersih). Asam Laktat merupakan bahan baku yang cukup banyak dibutuhkan di Indonesia, dan pada saat ini Indonesia masih mengimpor asam laktat dalam jumlah yang cukup besar. Di Indonesia belum ada pabrik yang memproduksi asam laktat, walaupun sebagian besar bahan bakunya terdapat di dalam negeri.



I.2.



Tujuan Pendirian Pabrik Tujuan dari pendirian pabrik asam laktat ini adalah untuk : I.2.1



Tujuan Umum :  Mendapatkan keuntungan secara finansial.  Memenuhi kebutuhan dalam negeri akan kebutuhan asam laktat  Memenuhi



kebutuhan



pasar



luar



negeri



dengan



cara



mengekspor agar menambah devisa negara.  Menimbulkan



dampak



yang



positif



bagi



pertumbuhan



perindustrian, khususnya industri kimia Indonesia. Pabrik yang akan didirikan merupakan pabrik pertama di Indonesia, dengan



demikian dapat terjadi perkembangan teknologi yaitu teknologi dalam pembuatan asam laktat.  Membuka lapangan kerja baru yang secara tidak langsung dapat meningkatkan kesejahteraan ekonomi masyarakat. I.2.2



Tujuan Khusus :  Mengetahui lebih dalam tentang pendirian suatu pabrik ditinjau dari segala aspek.  Menerapkan ilmu – ilmu yang didapat dibangku kuliah.  Mengetahui lebih rinci mengenai proses produksi, alat – alat produksi, tata letak pabrik, dan analisa ekonomi dari prancangan suatu pabrik kimia khususnya pabrik asam laktat.



I.3



Analisa Pasar dan Penentuan Kapasitas



I.3.1



Perkembangan Produksi Seperti dikemukakan di atas bahwa hingga saat ini di Indonesia belum



terdapat pabrik yang memproduksi asam laktat. Sehingga kebutuhan asam laktat di Indonesia dipenui dengan cara mengimpor dari negara-negara lain.



I.3.2



Perkembangan Impor Asam laktat merupakan bahan baku yang dibutuhkan dan digunakan dalam



dunia industri, diantaranya sebagai pengasam pada industri makanan, dyes pada industri tekstil, industri pengolahan logam, dan industri farmasi. Untuk mencukupi kebutuhan di dalam negeri, asam laktat masih diimpor dari berbagai negara, karena hingga saat ini di Indonesia belum terdapat pabrik asam laktat. Berdasarkan sumber Departemen Perindustrian, data impor dan ekspor asam laktat diklasifikasikan dengan no HS 291811000 untuk tahun 2002-2006 dan no HS 2918110000 untuk tahun 2007-2011. Pada tahun 2003, impor asam laktat mengalami penurunan sebesar 23,15% dibandingkan tahun 2002. Tahun berikutnya impor mengalami kenaikan, yaitu pada tahun 2004, 2005, dan 2006, berturut-turut yaitu sebesar 20,82%, 34,91%, dan 11,51%. Pada tahun 2007 terjadi



penurunan kembali sebesar 1,11%, pada tahun 2008, 2009 dan 2010 terjadi kenaikan lagi berturut – turut sebesar 22,11%, 3,82%, dan 32,39%. Sehingga ratarata perkembangan impor dari tahun 2002-2010 adalah sebesar 12,66%. Data impor asam laktat dari tahun 2002 sampai tahun 2010 selengkapnya dapat dilihat pada tabel I.1



Tabel 1.1 Impor Asam Laktat di Indonesia Tahun 2002-2010 Tahun



Impor (Kg)



Kenaikan (%)



2002



990.192



-



2003



761.005



-23,15



2004



919.475



20,82



2005



1.240.507



34,91



2006



1.383.290



11,51



2007



1.367.995



-1,11



2008



1.670.436



22,11



2009



1.734.310



3,82



2010



2.296.089



32,39



Rata-Rata



12,66



Sumber : Departemen Perindustrian



Impor asam laktat tersebut didatangkan dari berbagai Negara, antara lain : Cina, Belgia, Brazil, Jepang, Spanyol, Singapura, India, Jerman, Prancis, Malaysia dan beberapa negara lain.



I.3.3



Perkembangan Ekspor Sebagaimana telah dijelaskan sebelumnya bahwa asam laktat belum dapat



diproduksi didalam negeri, maka Indonesia tidak melakukan ekspor ke luar negeri. Ekspor yang dilakukan merupakan re-ekspor (ekspor kembali) kelebihan asam laktat. Data ekspor asam laktat dari tahun 2002 sampai tahun 2010 selengkapnya dapat dilihat pada tabel I.2



Tabel 1.2 Ekspor Asam Laktat di Indonesia Tahun 2002-2010 Tahun



Ekspor (Kg)



2002



6.333



2003



41.642



2004



165.724



2005



0



2006



8



2007



102



2008



19.189



2009



52.063



2010



2.660



Sumber : Departemen Perindustrian



Dengan data tersebut di atas, nilai ekspor mengalami penurunan dan kenaikan yang fluktuatif dan nilainya sangat kecil. Hal ini dapat diartikan bahwa ekspor tersebut merupakan re-ekspor dari kelebihan impor yang dilakukan. Selanjutnya nilai ekspor dianggap sama dengan nol sehingga tidak mempengaruhi analisa regresi linier asam laktat.



I.3.4



Perkembangan Konsumsi Pabrik asam laktat tidak terdapat di Indonesia, maka dapat juga dikatakan



bahwa produksi asam laktat dalam negeri tidak terjadi, dan pemenuhan seluruh kebutuhan asam laktat di dalam negeri dipenuhi dengan melakukan impor dari negara-negara produsen asam laktat.



I.3.5



Prospek Pasar Asam laktat sampai sekarang belum diproduksi di dalam negeri, sehingga



seluruh kebutuhannya masih tergantung dari impor. Dari data perkembangan produksi, konsumsi, ekspor, dan impor yang telah dijabarkan di atas, maka dapat diproyeksikan kebutuhan asam laktat di Indonesia.



Tabel. 1.3 Perkiraan Analisa Regresi Linier Tahun



n



Index (X)



2002



1



-4



Konsumsi ( Kg / Tahun ) (Y) 990.192



2003



2



-3



2004



3



2005



X2



XY



16



-3.960.768



761.005



9



-2.283.015



-2



919.475



4



-1.838.950



4



-1



1.240.507



1



-1.240.507



2006



5



0



1.383.290



0



0



2007



6



1



1.367.995



1



1.367.995



2008



7



2



1.670.436



4



3.340.872



2009



8



3



1.734.310



9



5.202.930



2010



9



4



2.296.089



16



9.184.356



0



12.363.299



60



9.772.913



∑ Dari data diatas diketahui : ∑X = 0 ∑Y = 12.363.299 ∑X2 = 60 ∑XY = 9.772.913



Maka Persamaannya : a= Maka :



a



=



= = 1.373.699,889 Karena : ∑X = 0 Maka:



b



=



= = 162.881,8833 Dengan : X = Indeks untuk tahun Y = Konsumsi Kg/tahun a = Axist intersept b = Slope of regression Sehingga diperoleh persamaan regresi linear : Y = a + bx = 1.373.699,889+ 162.881,8833 x 2500000



Konsumsi



2000000 1500000 konsumsi



1000000



Linear (konsumsi) 500000 0



Tahun



Gambar 1.1 Grafik Konsumsi Asam Laktat Dari persamaan diatas maka dapat dihitung perkiraan kebutuhan asam laktat dari tahun 2011 – 2021 adalah sebagai berikut :



Tabel 1.4. Proyeksi Kebutuhan Asam Laktat tahun 2011-2021 Index Tahun Kapasitas ( Kg /tahun ) No. Tahun (X) (Y) 1 2011 5 2.188.109,306 2



2012



6



2.350.991,189



3



2013



7



2.513.873,072



4



2014



8



2.676.754,956



5



2015



9



2.839.636,839



6



2016



10



3.002.518,722



7



2017



11



3.165.400,606



8



2018



12



3.328.282,489



9



2019



13



3.491.164,372



10



2020



14



3.654.046,256



11



2021



15



3.816.928,139



Mengingat bahwa kebutuhan asam laktat mengalami peningkatan setiap tahunnya yang masih dipenuhi dengan cara impor, dan sebagian besar bahan baku pembuatan asam laktat berada di Indonesia, maka pabrik yang akan didirikan mempunyai prospek pasar. Karena pendirian pabrik asam laktat salah satunya bertujuan untuk mengurangi ketergantungan impor, maka besarnya peluang pasar berdasarkan tabel I.4 pada tahun 2018 adalah 3.328.282,489 kg. Pabrik asam laktat ini direncanakan di bangun pada awal tahun 2014, sehingga pada tahun 2018 sudah dapat berproduksi. Sesuai data proyeksi diketahui bahwa peluang pasar pada tahun 2018 sebesar 3.328.282,489 kg, maka direncanakan pendirian pabrik asam laktat dengan kapasitas produksi 50% lebih besar dari peluang pasar awal produksi, yaitu 5.000 ton pertahun. Kapasitas ekonomis pabrik asam laktat yang sudah berdiri berkisar 1.500 ton pertahun (Belgia) - 5.000 ton pertahun (China) - 100.000 ton pertahun (Thailand). Dengan komposisi 60% dari kapasitas produksi dipasarkan di dalam negeri dan sisanya akan di ekspor ke negara-negara Asia atau ke negara Amerika Serikat. Konsumsi asam laktat di Dunia sampai dengan tahun 2008 dapat dilihat pada gambar 1.2 :



Gambar 1.2 Konsumsi Asam Laktat Dunia Sampai Dengan 2008



BAB II DESAIN PROSES



II.1



Proses-Proses Pembuatan Asam Laktat Pembuatan asam laktat dapat dilakukan melalui 2 cara, yaitu cara sintesis



dan cara fermentasi.



Dalam beberapa tahun terakhir proses fermentasi lebih



sukses karena naiknya kebutuhan pasar asam laktat yang diproduksi secara natural.



II.1.1 Secara Sintesis Sejak tahun 1960-an, asam laktat telah diproduksi melalui proses sintetis. Beberapa cara untuk memproduksi asam laktat sintetis dalam skala industri telah ditemukan. Saat ini industri asam laktat sintetis melakukan proses produksi dengan mereaksikan asetaldehida dengan hidrogen sianida melalui reaksi hidrolisis menghasilkan laktonitril, reaksi sebagai berikut : CH3 – CHO + HCN → CH3 – CH(OH) – CN CH3 – CH(OH) – CN + 2 H2O → CH3 – CH(OH) – COOH + NH4Cl Reaksi dari propana dengan dinitrogen tetraoxide pada 15 – 20



0



C,



menghasilkan 1-nitropropan-2-ol yang dapat dihidrolisis dengan HCl atau H2SO4 untuk menghasilkan asam laktat. N2 O 4



HCl



CH3 – CH = CH2 → CH3 – CH(OH) – CH2 – NO2 → CH3 – CH(OH) – COOH Hasil samping dari reaksi tersebut adalah nitrolactic acid (CH3-CH(ONO2)COOH) yang apabila diteruskan dengan reaksi saponifikasi dapat menghasilkan asam laktat (yield 75-85%).\



II.1.2 Secara Fermentasi Asam laktat dihasilkan dari fermentasi glukosa oleh bakteri tertentu melalui reaksi : C6H12O6



CH3COCOOH



CH3CHOHCOOH



Glukosa



asam piruvat



asam laktat



Banyak jenis karbohidrat yang telah dicoba untuk dijadikan bahan baku untuk pembuatan asam laktat. Akan sangat bermanfaat bila bahan baku tersebut mempunyai kriteria :  Murah  Tingkat kontaminasi yang rendah  Laju dari fermentasi yang tinggi  Asam laktat yang dihasilkan banyak  Sedikit atau tidak mengandung produk samping  Dapat difermentasi tanpa melakukan pretreatment  Dapat beroperasi sepanjang tahun Di Amerika, gula jagung, molasses dan air dadih (kaldu) adalah bahan baku utama dalam pembuatan asam laktat, sedangkan di Jerman, pati kentang yang biasanya digunakan. Dilihat dari kesulitan proses, hasil fermentasi, grade poduk yang diinginkan akan menentukan kemurnian relatif bahan, yang populer adalah dekstrosa dan sukrosa. Di Indonesia, jumlah produksi molase cukup besar dan sebagian besar hasilnya belum dapat dimanfaatkan oleh industri dalam negeri. Produksi tebu dapat menghasilkan 3 % molasse per ton tebu yang diolah. Sejumlah organisme dapat memproduksi asam laktat melalui fermentasi. Beberapa hanya memproduksi hanya asam laktat saja dan biasanya disebut “homofermentatif”, sedangkan yang lainnya memproduksi asam volatile tambahan yang diistilahkan sebagai “heterofermentatif”. Dua tipe berbeda asam laktat fermentasi dinamai homolactic (pure lactic) fermentasi dan heterolactic (mixed lactic) fermentasi. Bakteri homolactic seperti Lactobacillus delbuckii, Lactobacillus bulgaricus, Lactobacillus Leichmannii, Lactobacillus casei,



Lactobacillus



salivarius



dapat



digunakan.



Bakteri



heterolactic



seperti



Lactobacillus brevis, Lactobacillus buchneri, Lactobacillus bifidus. Fermentasi heterolacitic memproduksi banyak jumlah produk fermentasi yang lain, seperti asam asetat, etanol, asam format, dan karbon dioksida, tergantung pada bahan baku yang digunakan. Proses pembuatan asam laktat terdiri dari 3 tahapan proses, yaitu : 1. Proses fermentasi 2. Proses Pemisahan 3. Pemurnian asam laktat Pada awal proses, bahan baku molases akan difermentasi oleh bakteri Lactobacillus delbrueckii. Proses fermentasi berlangsung di dalam tangki fermentor dengan suhu 46-50 0C, tekanan 1 atm, dan pH = 5,7-6,3. Kedalam tangki fermentor ditambahakan nutrisi untuk kelangsungan hidup bakteri dan CaC03 agar pH larutan tetap dalam kondisi operasi. Proses operasi fermentasi asam laktat berlangsung selama 21 jam. Selanjutnya dilakukan pemisahan, yaitu pemisahan antara larutan produk dengan material biomassa (bakteri dan nutrisi). Pemisahan dapat dilakukan dengan centrifuse sehingga larutan produk dapat dipisahkan dari material biomassa. Proses selanjutnya adalah pemurnian asam laktat, larutan asam laktat dipisahkan dari larutan produk sehingga akan didapatkan larutan asam laktat dengan yield 90 % dari glukosa yang terfermentasi, pada kemurnian 80 % asam laktat. Proses fermentasi lainnya dapat menggunakan bakteri Enterococcus faecalis, dengan menggunakan bahan baku gandum. Bahan baku terlebih dahulu dihiodrolisis sehingga terbentuk glukosa yang selanjutnya difermentasi oleh Enterococcus faecalis. Proses fermentasi berlangsung di dalam fermentor pada suhu 38oC, tekanan 1 atm, ph 7, dengan penambahan nutrisi untuk kelangsungan hidup bakteri dan CaCO3 untuk menjaga kestabilan pH. Fermentasi berlangsung selama 27-33 jam dengan yield 95 %.



II.2



Pemilihan Proses Perbandingan Proses produksi dilakukan untuk menentukan proses mana



yang lebih efektif dan efisisn dalam produksi asam laktat. Proses yang di bandingkan adalah proses secara sintetis dan proses secara fermentasi.Pada proses fermentasi terdapat dua jenis mikroba yang dibandingkan yaitu Lactobacillus Delbreuckii dan Enterococcus Fecallis. Tabel 2.1 Perbandingan Proses Pembuatan Asam Laktat Proses Produksi



Keterangan Sintesis Mikroba



Lactobacillus



Enterococcus



Delbreuckii



Fecallis



molasse



wheat



15-20 0C



46 0C



38 0C



Tekanan



-



1 atm



1 atm



pH



-



5-6



7



Waktu



-



21 jam



33 jam*



Bahan baku



-



Fermentasi



Acetaldehyde dan hydrogen cyanide



Temperatur



fermentasi



27 jam**



Yield



75-85%



90%



95%



Proses



-



-



Hidrolisis



Pendahuluan * = proses pembuatan asam laktat tanpa adaptasi mikroba ** = proses pembuatan asam laktat dengan penambahan Corn Step Liquor (CSL) (setelah adaptasi) Dari ketiga proses pembuatan asam laktat tersebut, pada pabrik Asam Laktat yang akan didirikan akan menggunakan proses fermentasi dengan bahan baku molasse dan menggunakan mikroba Lactobacillus Delbreuckii, dikarenakan : 1. Bakteri Lactobacillus Delbreuckii dapat menguraikan glukosa dalam molasse 2. Waktu fermentasi yang lebih cepat, yaitu 21 jam



3. Proses fermentasi tidak memerlukan perlakuan awal hidrolisis II.3



Sifat-Sifat Bahan Baku dan Produk



II.3.1 Bahan Baku Utama II.3.1.1 Molasse Rumus



: C17-18H26-27O10N



Bentuk



: cairan kental berwarna cokelat kehitaman



Titik didih



: 107 0C



Specific gravity



: 1,4



Kelarutan dalam air : sangat larut pH



: 5,1



Titik beku



: -18 oC



II.3.2 Bahan Baku Penunjang II.3.2.1 Air Rumus



: H2 O



BM



: 18



Bentuk fisik



: Cair



Warna



: Tidak Berwarna



Titik didih



: 100 0C



Tempertur kritik



: 374,2 0C



Tekanan kritik



: 218 atm



Densitas



: 0,7 cp



II.3.2.2 Asam Sulfat Rumus



: H2SO4



BM



: 98,0176



Bentuk



: cairan jernih, bau menyengat



Tekanan uap



: 1 mm Hg @145,8 0C



Densitas uap



: 3,38



Viskositas



: 21 mPas @ 25 C



Titik didih



: 340 0C



Titik beku



: 10,35



Densitas cair



: 1,86



Kelarutan



: Larut



II.3.2.3 Kalsium Karbonat



II.3.3



Rumus



: CaCO3



BM



: 100,09



Bentuk



: bubuk padatan



Densitas



: 2,7-2,95



Titik leleh



: 825 0C



Produk Utama



II.3.3 .1 Asam laktat Rumus



: CH3CHOHCOOH



BM



: 90,08



Bentuk



: cairan



Titik didih



: 82 0C pada 0,5 mm Hg 122 0C pada 14 mm Hg



II.3.4



Ka (25 0C)



: 1,37 X 10-4



∆H



: 1361 KJ/mole



Cp (20 0C)



: 190 J/mole/0C



Kelarutan



: larut



Produk Samping



II.3.4.1 Kalsium Sulfat Rumus



: CaSO4



BM



: 136,14



Bentuk



: Padatan berwarna putih tidak berbau



Titik didih



: 1193 oC



Titik leleh



: 1450 oC



Densitas



: 1600 kg/m3



II.3.5 Deskripsi Proses



Proses pembuatan asam laktat dilakukan secara semi kontinyu, dimana proses batch dilakukan sampai pada tangki intermediate, setelah tangki intermediate dilakukan proses kontinyu. Pada akhir proses produksi dihasilkan asam laktat dengan kemurnian 80 % dengan 20 % sisanya adalah air. Pembuatan asam laktat dengan cara fermentasi secara garis besar terdiri dari :  Persiapan  Fermentasi  Pemisahan biomassa, sisa nutrisi, dan kotoran lain  Pengasaman  Pengendapan  Pemurnian



II.3.5.1 Persiapan



Pada tahap persiapan ini dilakukan pemisahan abu yang terkandung dalam molasse dengan menggunakan centrifuge (CF-01), dimana seluruh abu diasumsikan mengendap dan terpisah. Setelah proses sentrifugasi, larutan diencerkan dalam suatu tangki pengenceran (TP-01) untuk mengencerkan molasse agar konsentrasi glukosa menjadi 12 %. Molasse dialirkan dari tangki penyimpan molasse (T-01) ke centrifuge (CF-01) melalui aliran 1 dan air pengencer dialirkan dari tangki penampung air (T-02) ke tangki pengencer (TP-01) melalui aliran 4. Larutan hasil sentrifugasi dialirkan ke dalam tangki pengenceran melalui aliran 3. Abu yang mengendap selanjutnya keluar melalui aliran 2.



II.3.5.2 Fermentasi



Larutan molasse yang telah diencerkan dialirkan ke dalam fermentor (FR01) melalui aliran 5. Proses fermentasi berlangsung di dalam tangki fermentor



(FR-01) dengan menggunakan bakteri Lactobacillus delbruecki yang dialirkan dari tangki penyimpan bakteri (T-04) melalui aliran 7, yang kedalamnya juga ditambahkan CaCO3 yang diumpankan dari silo penyimpan CaCO3 (S-01) melalui aliran 8 dan nutrisi (malt sprouts) yang dialirkan dari tangki penyimpan nutrisi (T03) melalui aliran 6. Fermentasi berlangsung selama 21 jam pada temperatur 46C, tekanan 1 atm dan pada konsentrasi glukosa 12 %. Molasse yang diumpankan ke dalam fermentor sebelumnya diencerkan dengan air sehingga konsentrasi glukosa dalam fermentor menjadi 12 %. Penambahan CaCO3 untuk mempertahankan pH agar tidak berubah-ubah menjadi semakin rendah, karena kondisi hidup bakteri harus dipertahankan pada pH optimumnya yaitu pada pH 56, sehingga dihasilkan juga kalsium laktat, karbon dioksida (CO2) dan air (H2O) dari proses fermentasi. Karbon dioksida dikeluarkan ke udara melalui aliran 9, sedangkan larutan hasil fermentasi dialirkan ke tangki intermediate (TI-01) melalui aliran 10a. Tangki intermediate ini (TI-01) merupakan penampungan hasil fermentasi sementara, yang akan diproses lebih lanjut secara kontinyu. Proses kontinyu selajutnya dilakukan setelah 2 kali batch fermentasi.



II.3.5.3 Pemisahan biomassa, sisa nutrisi dan kotoran lain



Setelah proses fermentasi selesai, produk yang terbentuk harus dipisahkan dari material-material pengotor yang terkandung di dalamnya. Melalui aliran 10b larutan produk dialirkan dari tangki intermediate ke centrifuge (CF-02). Pemisahan ini dilakukan dengan sentrifugasi untuk memisahkan larutan dengan sisa-sisa kotoran terutama sisa-sisa biomassa (bakteri dan malt sprouts). Pada proses sentrifugasi ini diasumsikan seluruh biomassa terpisah (aliran 11) dan terpisah dengan larutan yang mengandung produk (aliran 12).



II.3.5.4 Pengasaman



Larutan hasil sentrifugasi melalui aliran 12 masuk ke dalam tangki pengasaman (acidifier) (TA-01). Dalam tangki ini terjadi reaksi antara Ca-laktat



yang terbentuk dari hasil fermentasi, dengan H2 SO4 (T-05) yang ditambahkan melalui aliran 13, sehingga akan terbentuk asam laktat dan endapan CaSO4. Campuran endapan dan larutan ini kemudian dialirkan melalui aliran 14 ke tangki pengendapan (TS-01) untuk memisahkan larutan dari endapan.



II.3.5.5 Pengendapan



Larutan asam laktat dan endapan CaSO4 yang terbentuk di tangki pengasaman (TA-01) melalui aliran 14 kemudian dialirkan ke dalam tangki pengendapan (TS-01) untuk memisahkan endapan CaSO4 dengan larutan. Selanjutnya larutan asam laktat tersebut dialirkan melalui aliran 16 untuk kemudian dimurnikan, sedangkan endapan CaSO4 dikeluarkan melalui aliran 15.



II.3.5.6 Pemurnian



Larutan asam laktat yang berasal dari tangki pengendapan masih mengandung asam laktat, air, fruktosa dan sisa glukosa,



melalui aliran 16



diumpankan ke dalam evaporator (EV-01) untuk memisahkan asam laktat dan air dengan glukosa dan fruktosa. Dalam evaporator, larutan dipanaskan dan diuapkan sampai temperatur jenuh asam laktat yaitu 175C. Pada temperatur tersebut asam laktat dan air akan menguap (titik didih air = 100 C, titik didih asam laktat = 175 C), sedangkan fruktosa dan glukosa akan tetap cair (titik didih glukosa > 300 C, titik didih fruktosa > 300 C). Asam laktat dan air yang menguap melalui aliran 18 kemudian masuk ke dalam partial sub-cooler condenser (SK-01), dimana seluruh asam laktat dan air akan didinginkan. Seluruh asam laktat diembunkan dan hanya sebagian kecil air yang diembunkan, sehingga akan didapatkan asam laktat dengan kemurnian 80 % dan 20 % sisanya adalah air. Asam laktat 80 % yang masih bercampur dengan uap AAAAlaktat 80 % (aliran 21) dengan uap air (aliran 20). Asam laktat yang telah terpisah dengan uap air



(aliran 21) kemudian didinginkan dengan menggunakan cooler (C-01) sampai temperatur 30C untuk selanjutnya disimpan dalam tangki penampung (T-06) melalui aliran 22. Sisa uap air yang keluar dari flash drum (FD-01) melalui aliran 20 kemudian diembunkan dan didinginkan seluruhnya menggunakan sub-cooler condenser (SK-02), dialirkan melalui aliran 23 dan kemudian ditampung dalam tangki penyimpan air (T-02) untuk kemudian dapat digunakan kembali sebagai bahan baku pada tangki pengenceran.



BAB III NERACA MASSA DAN ENERGI III.1 Neraca Massa III.1.1 Neraca Massa Total 9



6,7,8 4 1



10a 5



3 CENTRIFUGE



T.PENGENCERAN



FERMENTOR



23



T.INTERMEDIET



SUB COOLER CONDENSOR



2



20 19



10b SUB COOLER CONDENSOR 13 12 CENTRIFUGE



18 14



T.ACIDIFIER



16 T PENGENDAPAN



21 22



EVAPORATOR



Gambar 3.1 Diagram Alir Neraca Massa 11



FLASH DRUM



Tabel 3.1 Neraca Massa 17 Total 15



COOLER



(CFTabel Massa



III.3.1.2 Centrifuge 1 01) 3.2 Neraca Pada



Centrifuge 1 (CF-01)



III.3.1.3 Tangki Pengenceran (TP-01) Tabel 3.3 Neraca Massa Pada Tangki Pengenceran (TP-01)



III.3.1.3



Tangki



Fermentor (FR-01) Tabel 3.4 Neraca Massa Pada Tangki Fermentor (FR-01)



III.3.1.4 Tangki Intermediate (TI-01) Tabel 3.5 Neraca Massa Pada Tangki Intermediate (TI-01)



III.3.1.5 Centrifuge 2 (CF-02) Tabel 3.6 Neraca Massa Pada Centrifuge 2 (CF-02)



III.3.1.6 Tangki Acidifier (TA-01) Tabel 3.7 Neraca Massa Pada Tangki Acidifier (TA-01)



III.3.1.7 Neraca Massa Pada Tangki Pengendapan (TS-01) Tabel 3.8 Neraca Massa Pada Tangki Pengendapan (TS-01)



III.3.1.8 Evaporator (EV-01) Tabel 3.9 Neraca Massa Pada Evaporator (EV-01)



III.3.1.9 Subcooler Condensor (SK-01) Tabel 3.10 Neraca Massa Pada Pasial Subcooler Condensor (SK-01)



III.3.1.10 Flash Drum (FD-01) Tabel 3.11 Neraca Massa Flash Drum (FD-01)



III.3.1.11 Cooler (C-01) Tabel 3.12 Neraca Massa Pada Cooler (C-01)



III.3.1.12 Neraca Massa pada Subcooler Condensor (SK-02) Tabel 3.13 Neraca Massa pada Subcooler Condensor (SK-02)



III.2



Neraca Energi



III.2.1 Centrifuge 1 (CF-01) Tabel 3.14 Neraca Energi Pada Centrifuge 1 (CF-01)



III. 2.2 Tangki Pengenceran (TP-01) Tabel 3 .15 Neraca Energi Pada Tangki Pengenceran (TP-01)



III.2.3 Fermentor (FR-01) Tabel 3.16 Neraca Energi Pada Fermentor (FR-01)



III.2.4 Tangki Intermediate (TI-01) Tabel 3.17 Neraca Energi Pada Tangki Intermediate



III.2.5 Centrifuge 2 (CF-02) Tabel 3.18 Neraca Energi Pada Centrifuge 2 (CF-02)



III.2.6 Tangki Acidifier (TA-01) Tabel 3.19 Neraca Energi Pada Tangki Acidifier (TA-01)



III. 2.7



Tangki Pengendapan (TS-01) Tabel 3.20 Neraca Energi Pada Tangki Pengendapan (TS-01)



III.2.8



Evaporator (EV-01) Tabel 3.21 Neraca Energi Pada Evaporator (EV-01)



III.2.9 Partial Subcooler Condensor (SK-01) Tabel 3.22 Neraca Energi Pada Partial Subcooler Condensor (SK-01)



III.2.10 Flash Drum (FD-01) Tabel 3.23 Neraca Energi Pada Flash Drum (FD-01)



III.2.11 Cooler (C-01) Tabel 3. 24 Neraca Energi Pada Cooler (C-01)



III.2.12 Subcooler Condensor (SK-02) Tabel 3.25 Neraca Energi Pada Subcooler Condensor (SK-02)



BAB IV SPESIFIKASI PERALATAN PROSES



IV.1 Spesifikasi Centrifuge (CF – 01) Fungsi : Memisahkan abu dari molasse dengan gaya sentrifugal Jumlah : 1 unit Jenis



: Solid Bowl Basket



Toperasi : 30 0C Poperasi : 1 atm Komponen bahan baku masuk Komponen Air Glukosa Fruktosa Abu



Massa (Kg/batch) 10165,04992 13468,69114 16009,9536 11181,55491 50825,2496



X 0.2 0.265 0.315 0.22 1



Densitas (kg/m3) 1000.0000 1562.0000 1561.0000 3320.0000



Densitas cairan Komponen



Massa kg



Fraksi Massa



Air Glukosa Fruktosa ∑



10165,04992 13468,69114 16009,9536 39643,6947



0.2564 0.3397 0.4038 1.0000



Densitas campuran cairan



Densitas (kg/m3) 1000.0000 1562.0000 1561.0000



= 1417,4936 kg/m3 = 1417,4936



kg 1000 g 1m 3 x x 1kg m3 1003 m 3



= 1.417 g/cm3 Volume campuran cairan



= m / cairan



=



39643,6947kg = 27,9675 1417,4936 kg 3 m



Densitas Campuran 256.4103 530.6795 630,4038 1417,4936



Densitas Padatan Komponen Abu ∑ Volume padatan



Massa kg 11181,55491 11181,55491 = m /  cairan



Densitas (kg/m3) 3320.0000 3320.0000



11181,55491kg 3,3679 m3 3320 kg 3 m Densitas slurry = Berat slurry / volume slurry



=



= (Berat padatan+berat cairan) / (Volume padatan+volume cairan) = (11181,55491 + 39643,6947 ) / (3,3679 + 27,9675 ) = 1621,9756 kg/m3 = 1.621 gr/cm3 Volume beningan (overflow) =Volume awal – volume akhir 



Volume awal = masssa slurry / densitas slurry = (massa cairan + massa padatan) / densitas slurry = (39643,6947 +11181,55491 )kg / 1621,9756 kg/m3







= 31,3354 m3 Volume akhir = massa padatan / densitas padatan = 11181,55491 kg / 3320 kg/m3



Volume Overflow



= 3,3679 m3 = 31,3354 m3 – 3,3679 m3



= 27,9675 m3/jam = 7768,7388 cm3/dtk = 123,1179 gpm Beda densitas (∆ slurry - cairan = 1,6220 – 1,4175 = 0,2045 g/cm3 Viskositas cairan Komponen



Massa kg



Air 10165,04992 Glukosa 13468,69114 Fruktosa 16009,9536 ∑ 39643,6947 Viskositas slurry = 1,0427 cp



Fraksi Massa 0.2564 0.3397 0.4038 1.0000



Viskositas (cp) 0.7972 1.1890 1.0755



Viskositas Campuran 0.2044 0.4040 0.4343 1.0427



Vg = ∆ ρ d2 g / 18 µ Dimana : ∆ρ



= perbedaan densitas slurry dengan densitas beningan



d



= diameter partikel ( cm ) = 0.2 cm



g



= bilangan gravitasi = 981 cm/dtk2



µ



= viskositas bahan ( cp )



Maka Vg



= 0,2045 g/cm3 x (0,2 cm)2 x 981 cm/dtk2 / 18 (1,0427) = 0,4275 cm/dtk



Maka Q/∑



= 2 x Vg = 0,8550 cm/dtk



Berdasarkan tabel 8 -10 Backhurts, Process Plant Design jadi ; diperoleh centrifuge terpilih jenis : Solid Bowl Basket Dari tabel 18 -12 Perry, edisi 7, hal 18 -112, dipilih centrifuge dengan spesifikasi : Kecepatan putar



: 1800 rpm



Bowl Diameter, d



: 20 in



Daya Motor



: 20 HP



Maximum centrifugal force : 920 IV.2 Tangki Berpengaduk (TP – 01) Fungsi



: Untuk mengencerkan larutan molasse hingga12 % glukosa



Bentuk



: Tangki Silinder tegak



Jumlah



: 1 buah



Data



:



 Tekanan Operasi



: 1 atm



 Temperatur Operasi



: 30 oC



 Laju alir massa



: 78567,3650 Kg/batch



 Densitas



: 1061,8770 Kg/m3



 Bahan Konstruksi



: Stainless Steel SA-240 grade A



 Menghitung Kapasitas Tangki



Direncanakan tangki yang dapat menyimpan selama 7 hari dan diambil faktor keamanan tangki 20 %.  Volume Mollases (Vm)



Vm =



laju alir massa densitas



=



78567,3650 Kg/batch 1061,8770 Kg/m3



 Volume Total (Vt)



Vt = Vm x 1,2



= 88,7870 m3



 Menentukan Diameter Tangki dan Tinggi Tangki Ditetapkan : H/ID = 2, H= 2ID V



=   ID 2  H 4



V



= 1 xxID 2 x2ID  1 xx2ID 3 4 4



ID



 Vtx 2  =    



ID



= 3,8384 m



ID



= 3,8384 m



= 151,1180 in



H



= 2 x ID



= 7,6768 m = 302,2360 in



1



3



maka :



 Menentukan Tebal Dinding Tangki  Tekanan Desain (Pdesain) Poperasi



= 1 atm



Gaya gravitasi (g) = 9,8 m/detik2 Tinggi cairan (h) Vcairan



= π ID2 hcairan /4



73,9891 m3 = (π)( 3,8384 m) 2hcairan/4 hcairan



= 6,3973 m



= 73,9891 m3/batch



= hcairan x ρcairan x g



Phidrostatik



= (6,3973 m) (1061,8770 kg/m3) (9,8 m/detik2) = 66573,1168 N/m2 = 0,6570 atm Pdesain



= 1,2 x (Poperasi + Phidrostatik) = 1,2 x (1 atm + 0,6570) atm = 1,9884 atm = 29,2299 psi



 Tebal dinding tangki (t) t



( P x ri ) ( f x E )  ( 0 ,6 x P )



=



+ C



(Pers.14-34, Brownell & Young)



Maka : (29,2299 psi) (75,5590 in)



t =



+ 0,125



(16250 psi)(0,80) – (0,6)( 29,2299 psi) t = 0,2951 in



) Diambil tebal standar 7/16 in (0,4375 in) 



(Brownell & young, hal 350)



Penentuan Diameter tangki sesungguhnya



Dluar tangki = Do = Di awal + (2 x t) = 151,1180 in + (2 x 0,2951 in) = 151,7082 in Di



= OD – (2 x t) = 156 – (2 x 0,4375) = 155,1250 in = 3,9402 m







Penentuan Ukuran Head



Tebal Head Dari Brownell & Young Tabel 5.7, hal.91 untuk OD = 156 in dan tebal shell 7/16, diperoleh :



Icr



= 9



Maka :



3 8



r



= 144



3 Icr/r =9 /144 = 0,065 8



Icr/r > 6 % sehingga memenuhi untuk torispherical head (Brownell & young, hlm. 88), maka dapat digunakan persamaan : = 0,25 (3 + (r/icr)0,5)



W



(Brownell & Young, Pers. 7.76, hlm.138)



3 = 0,25 (3 + (144/9 )0,5) 8



= 1,7298 sehingga : th =



( P x rc x W ) + C (2 x f x E )  (0,2 x P)



(Brownell & Young ,Pers. 7.77, hlm. 138)



maka : th



=



((29,2299 psi)( 144 in)( 1,7298)



+ 0,125



[(2)( 16250 psi)(0,80)]-[(0,2) ((29,2299 psi)] = 0,4051 in



Diambil th standar 7/16 in (0,4375 in) (Brownell & Young, Tabel 5.6 hlm. 88)



IV.3



Spesifikasi Silo Penampung CaCO3 (T-03)



Fungsi



: menampung bahan baku CaCO3 sebelum masuk fermentor



Bahan



: Stainless Steel SA 240 grade A



Gambar



:



(ruang kosong)



H -D-



(α



hc Starfeeder



screw



partikel



feeder



d (a)



(b)



(c)



Keterangan : (a) Gambar silo tampak depan (b) Keluaran silo dilengkapi star feeder dan screw feeder (c) Posisi bahan Bahan masuk Densitas bulk CaCO3



= 6734,345569 kg/batch = 800,9232 kg/m3



Kecepatan Volumetrik



= 6734,345569 kg/batch = 8,4082 m3/batch 800,9232 kg/m3



Waktu penampungan



= 1 hari = 1 batch



Volume bahan



= 8,4082 m3/batch x 1 hari = 8,4082 m3



Volume silo = 1,2 x 8,4082 m3= 10,0899 m3 (20% faktor keamanan)



IV.4



Spesifikasi Reaktor Fermentor (FR – 01)



Kode Alat



: R-101



Jenis



: Reaktor berpengaduk dilengkapi jaket pemanas



Bahan



: Stainless Steel SA 204 grade A



Fungsi



:Tempat berlangsungnya fermentasi asam laktat



Jumlah



: 1 buah



Kondisi operasi



: Temperatur Tekanan



= 46 oC = 1 atm = 14,7 psi



 Menentukan Volume Reaktor Densitas cairan dihitung berdasarkan komposisi massa komponen yang masuk reaktor. Komponen Air Glukosa Fruktosa Malt Sprouts Bakteri CaCO3 total



m (kg/batch) 82760,4481 13468,69114 16009,9536 3367,172785 1908,064578 6734,3456 124248,6757



Volume cairan (Vc)



x 0,6661 0,1084 0,1289 0,0271 0,0154 0,0542



p (kg/m3) 1000,0000 3097,0000 2976,0000 2000,0000 1428,0000 2710,0000



m/p 82,7604 4,3489 5,3797 1,6836 1,3362 2,4850 97,9938



= m/ρ



= 97,9938 m3 = 5979951,16 in3 Asumsi over desain 20%, sehingga : Volume reaktor = 1,2 x volume cairan = 97,9938 m3 = 7175941,3917 in3  Menentukan Diameter Reaktor 



Cairan menempati bagian bawah reaktor berbentuk torisperical dan di shell berbentuk silinder Volume cairan = Vol. cairan pada silinder + vol. cairan pada bagian bawah







Volume torisperical (tanpa straight flange) = 0,000049 x ID 3 (Brownell , hlm.88). Volume dalam ft 3 ; diameter dalam in ; agar volume dalam in3, maka dikalikan faktor konversi 1728 in3/ft3 sehingga volume torisperical =0,084672 x ID3







Volume shell = 1/4 x π x ID2 x h Diambil H = 2 D sehingga, Volume shell = 1/2x π x ID3







Volume straight flange = 1/4 x π x ID2 x sf Diambil sf =2 in







Volume reaktor tanpa tutup= (1/2 x π x ID3)+ (0,084672 x ID3) +(1/4x πxID2 x sf) 7.175.941,3917 in3 = (1/2 xπxID3)+ (0,084672 x ID3)+(1/4xπxID2x 2) Setelah di trial didapatkan ID = 162,7599 in = 4,1341 m



IV.5



Spesifikasi Tangki Pengendapan (TS – 01)



Fungsi



: Untuk memisahkan larutan dari endapan CaSO4 sebelum dialirkan ke proses selanjutnya



Bentuk



: Tangki Silinder tegak (torispherical head) dengan bagian bawah berbentuk kerucut



Jumlah



: 1 buah



Data



:



 Tekanan Operasi



: 1 atm



 Temperatur Operasi



: 30 oC



 Laju alir massa



: 4732,7484 Kg/jam



 Densitas



: 1006,8231 Kg/m3



 Waktu tinggal



: 1 jam



 Q CaSO4



: 381,6129 kg/jam



 Densitas bulk CaSO4



: 832,2546 kg/m3



 Bahan Konstruksi



: Stainless Steel SA-240 grade A



 Menghitung Kapasitas Tangki



Direncanakan tangki yang dapat menyimpan selama 1 jam dan diambil faktor keamanan tangki 20 %.  Volume campuran (Vc)



Laju alir volumetrik cairan =



laju alir massa densitas



= 4732,7484 Kg/jam 1006,8231 Kg/m3



= 4,7007 m3/jam



Diketahui waktu tinggal 1jam Volume cairan selama 1 jam = 4,7007m 3 / jam 1 jam = 4,7007 m3 Laju alir volumetrik endapan =



laju alir massa endapan keluar densitas bulk endapan



381,6129 kg / jam = 0,4585 m3/jam 3 832,2546 kg / m Volume endapan selama 1 jam = 0,4585 m3/jam x 1 jam = 0,4585 m3



=



 Volume Total (Vt)



Volume total



= Volume cairan + Volume endapan = 4,7007 m3 + 0,4585 m3 = 5,1592 m3



Vt = 5,1592 x 1,2 = 6,1910 m3



IV.6



Spesifikasi Evaporator (EV-01)



Fungsi



: Memisahkan produk dari larutan glukosa dan fruktosa pada suhu 175 °C



Tipe



: Vertical Heater.



Jenis



: Shell and Tube Heat Exchanger = 1 atm



Fluida dingin t1 = 30 °C = 86 °F t2 = 175 °C = 347 °F Fluida panas : T1 = 200 °C = 392 °F T2 = 200 °C = 392 °F laju alir massa (Ws)



= 4732,7484 kg/jam = 10433,9118 lb/jam



Panas yg diserap(Q)



= 11460957,93 kJ/jam = 10869572,4983 Btu/jam = 5911,976647 kg = 13033,6620 lb



kebutuhan steam (Wt)



SHELL SIDE



TUBE SIDE



( steam )



(air, asam laktat, glukosa, & fruktosa )



Menentukan Jumlah Tube



Menentukan Ud terkoreksi



L = 7 ft



A = Nt . ao . L



Nt



=



 a o .L



= 244,1343 tubes



Dari Tabel.9, Kern Hal. 841 untuk : ODt



= 1,25 in



Pt



= 1.562 in square pitch



n



= 4 - pass



Nt



= 244 tubes



IDs



= 15,25 in



= 558,5160 ft2 UD =



Qc .LMTD



= 100 Btu/jam.ft2.oF



Menentukan Faktor Kekotoran (Dirty Factor)  Flow area, as



 Flow area, at



IDs = 15,25 in



at’ = 0,7140 in2



B (1/4IDs), = 3,8125 in



at =



Pt : Pitch = 1,5625 in c'



: c' = Pt – ODt = 0,3125 in



aS 



IDS .C'.B Pt .144



[Pers. 7.1,



Nt.a t ' ;ft2 144.n



= 0,3025 ft2 Kern]



Kern] as = 0,0808 ft2  Laju alir massa Gs



Gs 



Ws as



 Laju alir massa, Gt [Pers. 7.2,



Gt 



Wt at



[Pers. 7.48,



= 24147,9155 lb/jam.ft2



Kern] Gs = 112984,0916 lb/jam.ft2  Bilangan Reynold, Res



 Bilangan Reynold, Re t



untuk ODt 1,25”



ID = 0,9540 in = 0,0795 ft



De = 1,48in



Tc = 1/2(T1+T2) = 216,5 oF



= 0,1233 ft



[Fig. 28, Kern]



µ = 1,2577lb/ft, jam



tc = 1/2(t1+t2) = 392 oF



Kern]



µ = 0,1362 cp



Re t 



= 0,3296 lb/ft,hr Re s 



D e .G S 



[Pers. 7.3,



[Fig. 14,



ID t  G t 



Re t = 2180,6233



Kern] Res = 60395,8710



 Koefisien perpindahan pipa



jH = 17



lapisan luar, ho jH = 130



(pada Res)



 Perpindahan pipa lapisan luar, hi



[Fig. 28,



[Fig. 24,



Kern] o



Kern]



Tc = 216,5



tc = 392 oF :



Cp = 3,6120 Btu/lb.oF



Cp = 0,8179 Btu/lb.oF



k = 0,4604 Btu/ft².jam(ºF/ft)



k



jH . k  Cp .   3 hi    ( t ) [Pers. 6.15a, ID t  k 



= 0,7088 Btu/ft².jam(ºF/ft) 1



F:



1



jH . k  Cp .   3 ho    (s ) [Pers. 6.15b, De  k 



Kern]



Kern]



h i  t = 336,6413 Btu/ft².jam.ºF



h o s = 541,3061 Btu/ft².jam.ºF



tw = 265,7494 oF



tw = t c 



h o s (Tc  t c ) (hio t )  (h o s )



= 265,7494 oF Kern]



 a = (µ/µw)



0.14



[Pers. 5.31,



µw = 0,3565 lb/ft.hr



 t = (µ/µw) 0.14 = 1,1930 hi = 251,9195 Btu/ft².jam(ºF/ft)



hio  hi (



IDt ) ODt



[Pers. 6.37, Kern]



tw = 265,7494 oF µw = 0,0315 lb/ft.hr



= 192,2650 Btu/ft².jam.ºF



 a = 1,3894 ho = 752,1001 Btu/ft².jam(ºF/ft)  Clean Overall Coefficient, Uc



h io × h o = 153,1214 h io + h o



Uc =



 Dirt Factors, Rd Rd =



UC - UD = 0.0035 ft².jam.ºF/Btu U C .U D



Menentukan Perubahan Tekanan (Pressure Drop) Shell side (steam ) f = 0.0018



Tube side (air, asam laktat, glukosa, [Fig. 29,



Kern]



& fruktosa)) f = 0.0003 (pada Ret ) [Fig. 26,



L



N+1 = 12 x /B = 22,0328 ft



Kern]



Ds



= IDs/12 = 1,2708 ft



Sg = 0,7495



Sg



= 1



f .Gt2 .L.n [Pers. 7.45, Pt  5,22 x1010.IDt . Sg .t



f .Gs2 .IDs .( N  1) PS  5,22 x1010.De .Sg. s



Kern]



∆PS = 0,1468 psi



∆Pt = 0,0013 psi



[Pers. 7.52,



= 24147,9155 lb/jam.ft2,



Kern]



Gt



∆PS < 10 psi ( Maka Rancangan



v 2 62.5  0,0007 [Fig. 27, Kern] 2 g ' 144



memenuhi)



4n v 2 62.5 Pr  [Pers. 7.46, s 2 g ' 144 Kern] = 0,0149 psi Maka; ∆PT =(∆Pt+∆Pr) = 0,0176 psi ∆PT < 10 psi (Maka Rancangan memenuhi) IV.7 Fungsi



Spesifikasi Flash Drum (FD-01) : Memisahkan cairan dari gas H2



Tipe



: Vertical Vessel



Kondisi operasi : Temperatur



: 100 °C = 373 K



Tekanan



: 1 atm = 14,6960psia



Densitas uap Komponen gas Komponen H2O



m (kg)



BM



n (kmol)



3.378,2369



18



187,6798



3.378,2370



yi 1



187,6798



BM camp. 18 18



Maka : ρgas



= ( P * BM camp ) / ( R * T )



ρgas



= 0,5881 kg/m3



Densitas Cair Komponen H2O Asam Laktat



m (kg) 126,2346 505,0759 631,3105



BM 18 90



n (kmol) 7,0130 5,6120 12,6250



xi 0,2 0,8 1



ρL = 825,5105 kg/m3 ρcairgas = 130,4736 kg/m3  Penentuan Laju Alir Volumetrik Cairan dan uap Laju Alir Volumetrik Liquid (QL) QL =



WL



L



dimana : QL



= Laju Volumetrik cairan (m3/jam)



WL



= Laju alir massa cairan



ρL



= 631,3105 kg/jam = densitas cairan = 825,5105 kg/m3



ρ (kg/m3) 1000 781



ρ camp. 199,9564 625,5541 825,5105



Maka : QL QL



= 631,3105 kg/jam / 825,5105 kg/m3 = 0,7648 m3/jam = 0,0002 m3/detik



Laju Alir Volumetrik Uap (Qv) Qv =



Wv v



dimana : Qv



= Laju Volumetrik uap (m3/jam)



Wv



= Laju alir massa uap



ρv



= 3.378,2370 kg/jam = densitas uap = 0,5881 kg/m3



Maka : Qv Qv



= 3.378,2370kg/jam / 0,5881 kg/m3 = 5744,5756 m3/jam = 1,5957 m3/detik



 Penentuan Volume Vessel Volume Cairan,VL VL =



QL t



dimana : VL



= volume ruang cair (m3)



t



= waktu tinggal (menit)



ditetapkan : 2 menit = 120 detik maka : VL



= QL x t



VL



= 0,0002 m3/detik x 120



VL = 0,0255 m3 Perancangan separator yang diinginkan 90 % volume tangki terisi cairan dan 10 % volume tangki terisi oleh gas. Jadi Vtangki = VL/0.9



= 0,0283 m3 Faktor keamanan = 10% - 20% Faktor keamanan = 20%, sehingga : V



= 1.2 x 0,0198 m3



V



= 0,0238 m3



Volume Uap, Vv Vv =



Qv x t



dimana : Vv



= volume ruang uap (m3)



t



= waktu tinggal uap = 2 menit = 120 detik



maka : Vv



= Qv x t



Vv Vv



= 1,5957 m3/detik x 120 detik = 191,4859 m3



Jadi volume vessel



= VL + Vv = 0,0255 m3 + 191,4859 m3 = 191,5113 m3



Faktor keamanan = 20%, sehingga : 229,8136 m3 = 60710,3223 gal



IV.8



Spesifikasi Cooler (C-01)



Fungsi : Mendinginkan produk keluaran subcooler condensor parsial Jenis



: Double pipe



Kondisi operasi : P



= 1 atm



= 14,696 psi



A. Fluida dingin adalah air pendingin t1



= 28 °C



= 82,4 °F



t2



= 48 °C



= 118,4 °F



Laju alir



=



kg/jam



= 1992,4996 lb/jam



B. Fluida panas adalah larutan yang akan didinginkan T1



= 100 °C



= 212 °F



T2



= 30 °C



= 86 °F



Laju alir



= 441,9173 kg/jam



= 974,2661 lb/jam



Panas yang dipertukarkan ( Q ) = 75682,3628 kJ/jam = 71730,0377 Btu/jam 



Menentukan Koefisien Transfer Panas



Inner Pipe



: Steam



Alasan



: Laju alir massa steam lebih besar dibandingkan dengan laju alir larutan sehingga dipilih didalam pipe.



(Sumber : Kern, hal



113) 



Flow Area : αp



=



π  D2 4



(Sumber : Kern, hal 111)



Dimana : D



αp 



= IDp = 2,067 in = 0,17225 ft 22  0,17225 2 7 = 4



= 0,0233 ft2 Mass Velocity (Gp) :



Gp



=



w n  αp



(Sumber : Kern, hal 111)



Dimana : w n



= 2.846,4281 lb/jam = Jumlah aliran paralel = 1







αp



= 0,0233 ft2



Gp



=



2.846,4281 1  0,0233



= 122.100,4048 lb/jam. ft2 Bilangan Reynold (Rep) :



D  Gp



Rep



=



Temperatur



= 100,4 °F



μ



= 0,6922 cp



(Sumber : Kern, hal 111)



μ



= 1,6745 lb/ft.jam



Dimana : D



= IDp = 1,38 in



= 0,115 ft



Gp



= 191751,1229 lb/jam. ft 2



Rep



=



0,115  191751,1229 1,6747



= 13168,9203 



Koefisien Transfer Panas (hio) : Rep = 12.560,03205 Dari Fig. 24 Kern, hal 834 diperoleh : jH



= 48



Pada temperatur 100,4 °F diperoleh : c



= Specific heat = 0,9992 Btu/lb. °F



k



= Thermal conductivities = 0,3599 Btu/ft.jam. °F



D



= IDp = 2,067 in



= 00,17225 ft



k  cμ  = jH      φP D  k  1/3



hi



(Sumber : Pers. (6.15a), Kern, hal 111) Dimana :   



0,14



p



 μ =   μw



hi



0,3599  1,6690  1,6745  = 48    1 0,115  0,1723 



= 1



(Sumber : Kern, hal 111) 1/3



= 167,3856 Btu/jam.ft2. °F hio



hi







P



=



hio



= hi 



p



ID , karena p = 1, maka : OD



ID OD



(Sumber : Pers. (6.5), Kern, hal 105) Dimana: ID



= IDp



OD



= 2,067 in = ODp



= 00,17225 ft



= 2,38 in hio



= 0,198 ft 2,067 = 167,3856  2,38 = 145,3723 Btu/jam.ft2. °F



IV.9



Spesifikasi Subcooler Condensor



Fungsi



: Mendinginkan dan mengembunkan air setelah subcooler kondensor



parsial



Tipe



: Horizontal Condenser.



Jenis



: Shell and Tube Heat Exchanger



Tekanan Operasi



: 1 atm



Fluida dingin t1



=



28



°C =



82,4



°F



t2



=



48



°C =



118,4 °F



Fluida panas T1



=



100 °C = 212 °F



T2



=



30 °C = 86 °F



laju alir massa (Ws) Kebutuhan panas yg diserap(Q) kebutuhan air pendinggin (Wt)



= = = = = =



3378,236979 kg/jam 7447,7288 lb/jam 8859948,658 kJ/jam 8402775,3072 Btu/jam 105803,0649 kg 233255,5529 lb



SHELL SIDE



TUBE SIDE



( air & asam laktat )



( steam )



Menentukan Jumlah Tube



Menentukan Ud terkoreksi



L = 18 ft, ao = 0,1963 ft 2/in ft



A = Nt . ao . L



Nt



=



 a o .L



= 915,1197 tubes



Dari Tabel.9, Kern Hal. 841 untuk : ODt



= 0,75 in



Pt



= 0,9275 in triangular pitch



n



= 2 - pass



Nt



= 938 tubes



= 3314,3292 ft2 UD =



Qc .LMTD



= 64 Btu/jam.ft2.oF



IDs



= 33 in Menentukan Faktor Kekotoran (Dirty Factor)



Luas permukaanyangdibutuhkan  untuk subcooling :







Menetukan Clean Overall Coefficient Design, UD : Total Luas permukaan = 1582,4113 ft²



Q pendingin (air) = 6.201.964,0606 kJ/jam = 5.881.942,7151 Btu/jam



U



D



Submergence = 83,6911 % As = 1473,2003 ft² Total Luas area yang dibutuhkan : Ac = 3233,4839 ft²







Q A  t



=22  Dirt Factors, Rd Rd =



UC - UD = 0.0328 ft².jam.ºF/Btu U C .U D [Pers. 6.13, Kern]



Rd  0,003 (rancangan memenuhi)



 Menentukan Tw h o s (Tc  t c ) (hio t )  (h o s )



Tw = t c 



 Flow area, at n (jumlah passed) = 2 Nt (jumlah tubes) = 938



diambil h = 200 maka:



a’t (flow area) = 0,1820 in 2



Tw = 121,66 °F



at = Nt.a t ' ;ft2 144.n



= 0,5928



 Menentukan Tf : Tf  1



2



[Pers. 7.48, Kern]



 (T c  T w )



 Laju alir massa, Gt o



Tf = 135,333 F Maka :



Gt 



sgf = 1



Wt at



= 275453,4989 lb/jam.ft2



μf = 1 cp = 2,42 lb/ft.hr kf = 0,2562 Btu/ft².jam(ºF/ft  Menentukan ho : dari fig. 12,9 Kern hal 267 ho = 200 



Menetukan Clean Overall Coefficient,



 V 



hio + ho = 112,4854 Btu/ft².jam(ºF/ft)



Gt 3600  



V = 1,2242 ft/ dt 



Menentukan koefisien perpindahan pipa lapisan



Uc kondensasi: Uc = hio x ho



Menentukan nilai V :



dalam, hi: Fig 25 kern hal 835 hi = 393,7094 Btu/jam.ft2.oF hio = hi x ID/OD







= 253,0239 Btu/jam.ft2.oF



Luas permukaan yang dibutuhkan untuk kondensasi



Qc U c x t dimana : Ac 







Menetukan Clean Overall Coefficient, Uc :



Uc 



Q A  t



Qc = 5.190.490,3826 kJ/jam = 4.922.661,0789 Btu/jam Ac = 1760,2836 ft²



Uc = 77,1503 Btu/ft².jam(ºF/ft)



Perubahan Tekanan (Pressure Drop  Flow area, as



 Bilangan Reynold, Re t



IDs = 33 in



ID = 0,4820 in = 0,0402 ft



B (1/4IDs), = 8,25 in



tc = 1/2(t1+t2) = 100,4 oF



Pt : Pitch = 0,9275 in



µ = 1,6751 lb/ft, jam



: c' = Pt – ODt = 0,1775 in



c'



aS 



IDS .C'.B Pt .144



[Pers. 7.1, Kern]



as = 0,3650 ft2



[Fig. 14,



Kern] Re t 



ID t  G t 



Re t = 8002,6854



f = 0,00032 (pada Ret ) [Fig. 26,  Laju alir massa Gs



Gs 



Kern]



Ws as



[Pers. 7.2, Kern]



Sg = 1 tw = 121,666 oF



Gs = 20403,7660 lb/jam.ft2



µw = 0,5575 lb/ft.hr



 t = (µ/µw) 0.14 = 1,1665  Bilangan Reynold, Res Pt 



untuk ODt (3/4)” De = 0,55 in = 0,0458 ft 1



[Fig. 28, Kern]



o



f .Gt2 .L.n [Pers. 7.45, 5,22 x1010.IDt . Sg .t



Kern]



Tc = /2(T1+T2) = 149 F



∆Pt = 0,3574 psi



µ = 0,4337 cp



Gt



= 1,0495 lb/ft,hr Re s 



D e .G S 



[Pers. 7.3, Kern]



[Fig. 29, Kern]



N+1 = 12 x L/B = 26,1818 ft De



= IDs/12



Sg



= 1



v 2 62.5  0,01[Fig. 27, Kern] 2 g ' 144 Pr 



Res = 1992,6928



f = 0,0035



= 275453,4989 lb/jam.ft2,



= 2,7500 ft



f .Gs2 .IDs .( N  1) PS  5,22 x1010.De .Sg. s



∆PS = 0.0221 psi



[Pers. 7.52, Kern]



∆PS < 10 psi ( Maka Rancangan memenuhi)



4n v 2 62.5 [Pers. 7.46, s 2 g ' 144



Kern] = 0,1250 psi Maka; ∆PT (∆Pt+∆Pr) = 0,3083 psi ∆PT < 10 psi memenuhi)



(Maka Rancangan



IV.10



Spesifikasi Pompa (P-01)



Fungsi : Memompa molasse dari T-01 ke CF-01 Jenis 



: Pompa sentrifugal



Data :



Densitas molasse = 1647,05 kg/m3 = 102,853 lb/ft3 Laju alirmassa : G = 50825,249 kg/jam = 112069,6753 lb/jam Viskositas molasse (  ) = 1,234 cp = 0,0008 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Dopt = 3,9 x (0,3027 ft3/det) 0,45 x (102,853 lb/ft3) 0.13 = 4,1600 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut: Nominal pipe size : 6,0 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 6,625 in



Diameter dalam : 6,0650 in = 0,5054 ft Flow area per pipe : a = 28,9 in2 = 0,2007 ft2 



Daya Pompa



P=GxW = 112069,6753 lbm/jam x 5,1131 ft lbf/lbm = 573027,9896 ft lbf/jam = 573027,9896 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 0.2894 Hp Q = 1089,6117 ft3/jam = 134,9394 gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 134,9394 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 50 %, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 0.2894 Hp/0.5 = 0,5788 Hp



Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 0,5788 Hp diperoleh efisiensi motor = 80 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 0,5788 Hp/0,8 = 0,7235 Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 1 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



IV. 10.1 Pompa (P-02) Fungsi : Memompa larutan dari CF-01 ke TP-01 Jenis 



: Pompa sentrifugal



Data :



Densitas molasse = 1175,19 kg/m3 = 73,3867 lb/ft3 Laju alirmassa :



G = 39643,6947 kg/jam = 87414,3467 lb/jam



Viskositas molasse (  ) = 1,2338 cp = 0,0008 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Dopt = 3,9 x (0,3309 ft3/det) 0,45 x (73,3867 lb/ft3) 0.13 = 4,1442 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut: Nominal pipe size : 4,0 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 4,5 in



Diameter dalam : 4,0260 in = 0,3355 ft Flow area per pipe : a = 12,7 in2 = 0,882 ft2 



Daya Pompa



P=GxW = 87414,3467 lbm/jam x 23,0574 ft lbf/lbm



= 2015547,6615 ft lbf/jam = 2015547,6615 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 1,0180 Hp Q = 1191,1467 ft3/jam = 147,5137 gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 147,5137 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 40%, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 1,0180 Hp/0.4 = 2,5449 Hp Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 2,5449 Hp diperoleh efisiensi motor = 80 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 2,5449 Hp/0,8 = 3,1811 Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 3,5 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



IV. 10.2 Pompa (P-03) Fungsi : Memompa larutan dari TP-01 ke FR-01 Jenis 



: Pompa sentrifugal



Data :



Densitas molasse = 1061,88 kg/m3 = 66,3109 lb/ft3 Laju alirmassa :



G = 112239,0928 kg/jam = 247487,1997 lb/jam



Viskositas molasse (  ) = 1,5088 cp = 0,001 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Dopt = 3,9 x (1,0367 ft3/det) 0,45 x (66,3109 lb/ft3) 0.13 = 6,8379 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut:



Nominal pipe size : 8,0 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 8,6250 in



Diameter dalam : 7,9810 in = 0,6651 ft Flow area per pipe : a = 50,0 in2 = 0,3472 ft2 



Daya Pompa



P=GxW = 247487,1997 lbm/jam x 21,8604 ft lbf/lbm = 5410160,1641 ft lbf/jam = 5410160,1641 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 2,7324 Hp Q = 3732,2236 ft3/jam = 462,2050 gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 462,2050 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 52%, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 2,7324 Hp/0.52 = 5,2546 Hp Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 5,2546 Hp diperoleh efisiensi motor = 82 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 5,2546 Hp/0,82 = 6,4081 Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 6,5 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



IV. 10.3 Pompa (P-04) Fungsi : Memompa larutan dari FR-01 ke TI-01 Jenis



: Pompa sentrifugal







Data :



Densitas molasse = 1060,53 kg/m3 = 66,2266 lb/ft3 Laju alirmassa :



G = 121285,5637 kg/jam = 267434,6680 lb/jam



Viskositas molasse (  ) = 1,5147 cp = 0,001 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Dopt = 3,9 x (1,1217 ft3/det) 0,45 x (66,2266 lb/ft3) 0.13 = 7,0835 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut: Nominal pipe size : 8,0 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 8,6250 in



Diameter dalam : 7,9810 in = 0,6651 ft Flow area per pipe : a = 50,0 in2 = 0,3472 ft2 



Daya Pompa



P=GxW = 267434,6680 lbm/jam x 18,6658 ft lbf/lbm = 4991876,6316 ft lbf/jam = 4991876,6316 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 2,5211Hp Q = 4038,1768 ft3/jam = 500,0948 gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 500,0948 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 52%, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 2,5211Hp/0.52 = 4,8484 Hp Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 4,8484 Hp diperoleh efisiensi motor = 83 %, maka :



Daya pompa yang sebenarnya = 4,8484 Hp/0,83 = 5,8414 Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 6 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



IV. 10.4 Pompa (P-05) Fungsi : Memompa larutan dari TI-01 ke CF-02 Jenis 



: Pompa sentrifugal



Data :



Densitas molasse = 1060,53 kg/m3 = 66,2266 lb/ft3 Laju alirmassa :



G = 5053,5652 kg/jam = 11143,1112 lb/jam



Viskositas molasse (  ) = 1,5147 cp = 0,001 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Dopt = 3,9 x (0,0457 ft3/det) 0,45 x (66,2266 lb/ft3) 0.13 = 1,6949 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut: Nominal pipe size : 2,0 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 2,38 in



Diameter dalam : 2,0670 in = 0,1722 ft Flow area per pipe : a = 3,35 in2 = 0,0233 ft2 



Daya Pompa



P=GxW = 11143,1112 lbm/jam x 5,8919 ft lbf/lbm = 65654,1742 ft lbf/jam



= 65654,1742 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 0,0332 Hp Q = 168,2574 ft3/jam = 20,8373 gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 20,8373 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 30%, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 0,0332 Hp/0.3 = 0,1105 Hp Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 0,1105 Hp diperoleh efisiensi motor = 80 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 0,1105 Hp/0,8 = 0,1382Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 0,5 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



IV. 10.5 Pompa (P-06) Fungsi : Memompa larutan dari CF-02 ke TA-01 Jenis 



: Pompa sentrifugal



Data :



Densitas molasse = 1027,2115 kg/m3 = 64,1462 lb/ft3 Laju alirmassa :



G = 4833,7636 kg/jam = 10658,4487 lb/jam



Viskositas molasse (  ) = 1,5147 cp = 0,001 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Dopt = 3,9 x (0,0462 ft3/det) 0,45 x (64,1462 lb/ft3) 0.13 = 1,6784 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut:



Nominal pipe size : 2,0 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 2,38 in



Diameter dalam : 2,0670 in = 0,1722 ft Flow area per pipe : a = 3,35 in2 = 0,0233 ft2 



Daya Pompa



P=GxW = 10658,4487 lbm/jam x 9,5637 ft lbf/lbm = 101934,5184 ft lbf/jam = 101934,5184 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 0,0515 Hp Q = 166,1588 ft3/jam = 20,5774 gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 20,5774 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 20%, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 0,0515 Hp/0.2 = 0,2574 Hp Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 0,2574 Hp diperoleh efisiensi motor = 80 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 0,2574 Hp/0,8 = 0,3218 Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 0,5 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



IV. 10.6 Pompa (P-07) Fungsi : Memompa larutan dari TA-01 ke TS-01 Jenis



: Pompa sentrifugal







Data :



Densitas molasse = 1116,4160 kg/m3 = 69,7167 lb/ft3 Laju alirmassa :



G = 5114,3613 kg/jam = 11277,1667 lb/jam



Viskositas molasse (  ) = 1,6318 cp = 0,0011 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Dopt = 3,9 x (0,0449 ft3/det) 0,45 x (69,7167 lb/ft3) 0.13 = 1,6763 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut: Nominal pipe size : 2,0 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 2,38 in



Diameter dalam : 2,0670 in = 0,1722 ft Flow area per pipe : a = 3,35 in2 = 0,0233 ft2 



Daya Pompa



P=GxW = 11277,1667 lbm/jam x 11,0994 ft lbf/lbm = 125169,7998 ft lbf/jam = 125169,7998 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 0,0632 Hp Q = 161,7570 ft3/jam = 20,0323gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 20,0323 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 20%, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 0,0632 Hp/0.2 = 0,3161 Hp Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 0,3161 Hp diperoleh efisiensi



motor = 80 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 0,3161 Hp/0,8 = 0,3951 Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 0,5 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



IV. 10.7 Pompa (P-08) Fungsi : Memompa larutan dari TS-01 ke EV-01 Jenis 



: Pompa sentrifugal



Data :



Densitas molasse = 1022,5109 kg/m3 = 63,8526 lb/ft3 Laju alirmassa :



G = 2163,5420 kg/jam = 4770,6101 lb/jam



Viskositas molasse (  ) = 1,5220 cp = 0,001 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Dopt = 3,9 x (0,0208 ft3/det) 0,45 x (63,8526 lb/ft3) 0.13 = 1,1707 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut: Nominal pipe size : 1,25 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 1,66 in



Diameter dalam : 1,3080 in = 0,1090 ft Flow area per pipe : a = 1,5 in2 = 0,0104 ft2 



Daya Pompa



P=GxW = 4770,6101 lbm/jam x 5,6098 ft lbf/lbm



= 26762,0281ft lbf/jam = 26762,0281 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 0,0135 Hp Q = 74,7128 ft3/jam = 9,2526 gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 9,2526 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 20%, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 0,0135 Hp/0.2 = 0,0676 Hp Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 0,0676 Hp diperoleh efisiensi motor = 80 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 0,0676 Hp/0,8 = 0,0845 Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 0,5 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



IV. 10.8 Pompa (P-09) Fungsi : Memompa larutan dari SCK-01 ke C-01 Jenis 



: Pompa sentrifugal



Data :



Densitas molasse = 1160,0087 kg/m3 = 72,4389 lb/ft3 Laju alirmassa :



G = 631,3105 kg/jam = 1392,0396 lb/jam



Viskositas molasse (  ) = 1,4040 cp = 0,0009 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Dopt = 3,9 x (0,0053 ft3/det) 0,45 x (72,4389 lb/ft3) 0.13 = 0,6459 in



Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut: Nominal pipe size : 0,75 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 1,05 in



Diameter dalam : 0,8240 in = 0,0687 ft Flow area per pipe : a = 0,5340 in2 = 0,0037 ft2 



Daya Pompa



P=GxW = 1392,0396 lbm/jam x 6,0721 ft lbf/lbm = 8452,6323 ft lbf/jam = 8452,6323 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 0,0043 Hp Q = 19,2167 ft3/jam = 2,3798 gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 2,3798 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 20%, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 0,0043 Hp/0.2 = 0,0213 Hp Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 0,0213 Hp diperoleh efisiensi motor = 80 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 0,0213 Hp/0,8 = 0,0267 Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 0,5 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



IV. 10.9 Pompa (P-10) Fungsi : Memompa larutan dari C-01 ke T-07 Jenis



: Pompa sentrifugal







Data : = 1160,0087 kg/m3 = 72,4389 lb/ft3



Densitas molasse Laju alirmassa :



G = 631,3105 kg/jam = 1392,0396 lb/jam



Viskositas molasse (  ) = 1,4040 cp = 0,0009 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Dopt = 3,9 x (0,0053 ft3/det) 0,45 x (72,4389 lb/ft3) 0.13 = 0,6459 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut: Nominal pipe size : 0,75 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 1,05 in



Diameter dalam : 0,8240 in = 0,0687 ft Flow area per pipe : a = 0,5340 in2 = 0,0037 ft2 



Daya Pompa



P=GxW = 1392,0396 lbm/jam x 24,7206 ft lbf/lbm = 34411,9994 ft lbf/jam = 34411,9994 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 0,0174 Hp Q = 19,2167 ft3/jam = 2,3798 gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 2,3798 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 20%, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 0,0174 Hp/0.2 = 0,0869 Hp Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 0,0869 Hp diperoleh efisiensi



motor = 80 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 0,0869 Hp/0,8 = 0,1086 Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 0,5 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



IV. 10.10 Pompa (P-11) Fungsi : Memompa larutan dari SCK-02 ke T-02 Jenis 



: Pompa sentrifugal



Data : = 1000 kg/m3 = 62,4469 lb/ft3



Densitas molasse Laju alirmassa :



G = 3378,2370 kg/jam = 7449,0125 lb/jam



Viskositas molasse (  ) = 1,7179 cp = 0,001 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Dopt = 3,9 x (0,0331 ft3/det) 0,45 x (62,4469 lb/ft3) 0.13 = 1,4408 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut: Nominal pipe size : 2,0 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 2,38 in



Diameter dalam : 2,067 in = 0,1722 ft Flow area per pipe : a = 3,35 in2 = 0,0233 ft2 



Daya Pompa



P=GxW = 7449,0125 lbm/jam x 16,2129 ft lbf/lbm = 120770,4277 ft lbf/jam



= 120770,4277 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 0,0610 Hp Q = 119,2855 ft3/jam = 14,7725 gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 14,7725 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 20%, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 0,0610 Hp/0.2 = 0,3050 Hp Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 0,3050 Hp diperoleh efisiensi motor = 80 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 0,3050 Hp/0,8 = 0,3812Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 0,5 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



IV. 10.11 Pompa (P-12) Fungsi : memompa larutan dari T-02 ke TP-01 Jenis 



: Pompa sentrifugal



Data : = 1000 kg/m3 = 62,4469 lb/ft3



Densitas molasse Laju alirmassa :



G = 72595,3981 kg/jam = 160072,8529 lb/jam



Viskositas molasse (  ) = 1,7179 cp = 0,001 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Dopt = 3,9 x (0,7120 ft3/det) 0,45 x (62,4469 lb/ft3) 0.13 = 5,7294 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut:



Nominal pipe size : 6,0 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 6,6250 in



Diameter dalam : 6,0625 in = 0,5052 ft Flow area per pipe : a = 28,9 in2 = 0,2007 ft2 



Daya Pompa



P=GxW = 160072,8529 lbm/jam x 23,5978 ft lbf/lbm = 3777369,1770 ft lbf/jam = 3777369,1770 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 1,9078 Hp



Q = 2563,3435 ft3/jam = 317,4489 gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 317,4489 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 50%, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 1,9078 Hp/0.5 = 3,8155 Hp Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 3,8155 Hp diperoleh efisiensi motor = 80 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 3,8155 Hp/0,8 = 4,7694 Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 5 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



IV. 10.12 Pompa (P-13) Fungsi : Memompa larutan dari T-04 ke FR-01 Jenis



: Pompa sentrifugal







Data : = 1000 kg/m3 = 62,4469 lb/ft3



Densitas molasse Laju alirmassa :



G = 1908,0646 kg/jam = 4207,2824 lb/jam



Viskositas molasse (  ) = 1,0360 cp = 0,0007 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Dopt = 3,9 x (0,0187 ft3/det) 0,45 x (62,4469 lb/ft3) 0.13 = 1,1142 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut: Nominal pipe size : 1,25 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 1,66 in



Diameter dalam : 1,3080 in = 0,1090 ft Flow area per pipe : a = 1,5 in2 = 0,0104 ft2 



Daya Pompa



P=GxW = 4207,2824 lbm/jam x 24,3528 ft lbf/lbm = 102458,9894 ft lbf/jam = 102458,9894 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 0,0517 Hp Q = 67,3738 ft3/jam = 8,3437gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 8,3437gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 20%, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 0,0517 Hp/0.2 = 0,2587 Hp Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 0,2587 Hp diperoleh efisiensi



motor = 80 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 0,2587 Hp/0,8 = 0,3234 Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 0,5 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



IV. 10.13 Pompa (P-14) Fungsi : Memompa larutan dari T-05 ke FR-01 Jenis 



: Pompa sentrifugal



Data : = 2000 kg/m3 = 124,8938 lb/ft3



Densitas molasse Laju alirmassa :



G = 3367,1728 kg/jam = 7424,6160 lb/jam



Viskositas molasse (  ) = 1,0644 cp = 0,0007 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Dopt = 3,9 x (0,0165 ft3/det) 0,45 x (124,8938 lb/ft3 ) 0.13 = 1,1525 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut: Nominal pipe size : 1,25 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 1,66 in



Diameter dalam : 1,3080 in = 0,1090 ft Flow area per pipe : a = 1,5 in2 = 0,0104 ft2 



Daya Pompa



P=GxW = 7424,6160 lbm/jam x 24,6412 ft lbf/lbm = 175526,9695 ft lbf/jam



= 175526,9695 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 0,0886 Hp Q = 59,4474 ft3/jam = 7,3621 gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 7,3621 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 20%, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 0,0886 Hp/0.2 = 0,4432 Hp Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 0,4432 Hp diperoleh efisiensi motor = 80 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 0,4432 Hp/0,8 = 0,5541 Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 0,7 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



IV. 10.14 Pompa (P-15) Fungsi : Memompa larutan dari T-06 ke TA-01 Jenis 



: Pompa sentrifugal



Data : = 1823,2 kg/m3 = 113,8532 lb/ft3



Densitas molasse Laju alirmassa :



G = 280,5977 kg/jam = 618,7180 lb/jam



Viskositas molasse (  ) = 17,1501 cp = 0,01 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Dopt = 3,9 x (0,0015 ft3/det) 0,45 x (113,8532 lb/ft3 ) 0.13 = 1,1525 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut:



Nominal pipe size : 0,5 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 0,84 in



Diameter dalam : 0,622 in = 0,0518 ft Flow area per pipe : a = 0,304 in2 = 0,0021 ft2 



Daya Pompa



P=GxW = 618,7180 lbm/jam x 10,4730 ft lbf/lbm = 6479,8586 ft lbf/jam = 6479,8586 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 0,0033 Hp Q = 5,4343 ft3/jam = 0,6730 gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 7,3621 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 20%, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 0,0033 Hp/0.2 = 0,0164 Hp Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 0,0164 Hp diperoleh efisiensi motor = 80 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 0,0164 Hp/0,8 = 0,0205 Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 0,5 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



Kode



Tabel Spesifikasi Pompa:



Fungsi



∆Z



Q (gpm)



Daya (HP)



Daya Standar (HP)



P-01



memompa molasse dari T-01 ke CF-01



1,50



134,9394



0,7235



1



P-02



memompa larutan dari CF-01 ke TP-01



6,50



147,5137



3,1811



3,5



P-03



memompa larutan dari TP-01 ke FR-01



6,50



462,2050



6,4081



6,5



P-04



memompa larutan dari FR-01 ke TI-01



5,50



500,0948



5,8414



6



P-05



memompa larutan dari TI-01 ke CF-02



1,50



20,8373



0,1382



0,5



P-06



memompa larutan dari CF-02 ke TA-01



2,50



20,5774



0,3218



0,5



P-07



memompa larutan dari TA-01 ke TS-01



3,00



20,0323



0,3951



0,5



P-08



memompa larutan dari TS-01 ke EV-01



1,00



9,2526



0,0845



0,5



P-09



memompa larutan dari SCK-01 ke C-01



1,00



2,3798



0,0267



0,5



P-10



memompa larutan dari C-01 ke T-07



6,50



2,3798



0,1086



0,5



P-11 P-12 P-13 P-14 P-15



memompa larutan dari SCK-02 ke tangki demineralisasi memompa larutan dari T-02 ke TP-01 memompa larutan dari T-04 ke FR-01 memompa larutan dari T-05 ke FR-01 memompa larutan dari T-06 ke TA-01 Total



4,50 6,50 6,50 6,50 2,50



14,7725 317,4489 8,3437 7,3621 0,6730



0,3812 4,7694 0,3234 0,5541 0,0205 23,2775



0,5 5 0,5 1 0,5 27,50



BAB V UTILITAS



V.1 Unit Penyediaan Air Kebutuhan air dalam pabrik meliputi kebutuhan air untuk air proses, air pendingin, bahan pembuat steam, kebutuhan sehari-hari (air minum, MCK, perawatan lingkungan, laboratorium, dan lainnya). Unit pengolahan air dipabrik ini mendapatkan pasokan air dari PAM dengan kapasitas 5,6396 m3/jam. Kebutuhan air pada pabrik ini dapat dibagi menjadi 4 bagian besar, yaitu : a. Penyedian steam b. Air sebagai media pendingin c. Air domestik d. Air proses (pengencer)



V.1.1 Penyediaan Steam Tabel LV.1 Kebutuhan Steam untuk Peralatan Utama. Kebutuhan No



Jenis Alat



1



Fermentor (FR-01)



2



Tangki Acidifier (TA-01)



3



Evaporator (EV-01)



Total



(lb/jam)



(kg/jam)



1998,4151



906,4811



45,2163



20,5101



4172,2710



5911,9767



6215,9024



5911,9767



Dengan memperhitungkan faktor keamanan dan kehilangan panas di masingmasing alat, kebutuhan steam dilebihkan 10 %, : Maka total kebutuhan steam yang dibutuhkan 



= 6503,1744 kg/jam



Boiler



Jenis



: Fire Tube Boiler



Fungsi



: Untuk menghasilkan steam (saturated steam).



Steam yang dibutuhkan = 6503,1744 kg/jam Direncanakan untuk memakai 1 unit boiler yang mampu menghasilkan steam dengan kapasitas : 6503,1744 kg/jam x 2,2046 lb/kg = 14339,4995 lb/jam



V.I.2 Air Sebagai Media Pendingin 



Kebutuhan Air Pendingin Penggunaan air sebagai media pendingin karena air mudah didapat, murah,



dan memiliki kemampuan perpindahan panas yang cukup baik. Air pendingin tersebut diolah terlebih dahulu (sampai diperoleh air bersih) untuk mencegah terjadinya korosi pada alat proses. Air pendingin ini digunakan sebagai media pendingin pada cooler dan kondensor subcooler. Pendingin yang digunakan adalah air pada suhu 28 oC. Untuk keperluan penyediaan air pendingin 28 oC digunakan menara pendingin (cooling tower) yang berfungsi mendinginkan kembali air yang keluar dari proses.



Tabel LV.2 Kebutuhan Air Pendingin untuk Peralatan Utama. Kebutuhan No



Nama Alat



1



lb/jam



kg/jam



Sub-cooler kondensor parsial (SK-01)



50902,8388



23089,5277



2



Cooler (C-01)



2846,3651



1291,1112



3



Sub-cooler kondensor (SK-02)



233251,9070



105803,065



Total



287001,1109 130183,7039



Dengan memperhitungkan faktor keamanan 10%, : Maka total kebutuhan air



= 143202,0744 kg/jam



Air pendingin yang telah digunakan, ditampung dalam bak penampung dan didinginkan kembali dengan cooling tower secara kontinyu.



Bahan Panas



Bahan dingin



Heat Exchanger Air pendingin keluar 48oC



Air pendingin masuk 28oC



Make up cooling water



Cooling Tower



Blow down, evaporation, drift loss



Gambar LV.1 Siklus Cooling water



V.I.3 Penyediaan Air Domestik Air domestik, yang terbagi atas: 



Air sanitasi, digunakan untuk perkantoran. Menurut standar WHO, kebutuhan air untuk 1 orang ± 150 lt/hari. Terdapat 121 orang karyawan didalam pabrik, sehingga jumlah air sanitasi yang terpakai adalah: = 121 × (145 lt/hari) × 8/24 = 5850 lt/hari







Air laboratorium dan lain-lain diperkirakan = 25 lt/jam Laboratorium digunakan selama 24 jam, sehingga kebutuhan air untuk laboratorium = 600 lt/hari



Maka jumlah kebutuhan air domestik



= 5850 lt/hari + 600 lt/hari = 6450 lt/hari



= 6,45 m3/hari = 0,2688 m3/jam Densitas air pada suhu 28 oC = 988,928 kg/m3 Maka massa air domestik total = 265,7744 kg/jam Dengan mengambil faktor keamanan 10 %, maka : Jumlah air domestik yang disediakan = 292,3518 kg/jam



V.I.4 Penyediaan Air Proses (Air Pengencer) Air yang digunakan dalam proses pengenceran adalah air demin. Air yang dihasilkan dari akhir proses produksi dapat digunakan kembali sebagai air pengencer Kebutuhan air untuk proses pengenceran = 50816.7787 kg/hari = 2117,3657 kg/jam Make up air tidak diperhitungkan karena air yang di recycle dari subcooler condenser (SK-02) ke tangki pengenceran (T-02) jumlahnya melebihi kebutuhan air untuk pengenceran. Kelebihan air proses dapat digunakan sebagai make up cooling water. Air yang dihasilkan pada SK-02



= 2364,7659 kg/jam



Air yang dibutuhkan untuk pengenceran



= 2117,3657 kg/jam



Sisa air proses (digunakan untuk make up cooling water) = 247,0293 kg/jam



V.I.5 Unit Pengolahan Air Tabel LV.3 Kebutuhan Air yang harus disediakan No 1



Jenis Air umpan Boiler



Start Up



Kontinu



(kg/jam)



(kg/jam)



7679,6057



767,9606



2



Make Up Boiler



3



Air Pendingin (28oC)



4



143202,0744



Make Up Cooling water (recycle dari SK-02)



352,899



-



6057,4477 5



Make up cooling water (utilitas) 292,3518



6



292.3518



Air Domestik 21173657,7917



7



Air proses (pengenceran)



-



21324831,8236



5070,1377



Total



Jumlah total make up cooling water = 6057,4477 kg/jam Sisa air proses yang digunakan untuk make up cooling water = 352,899 kg/jam Make up cooling water yang harus ditambahkan dari utilitas = (7829,5362352,899) = 3993,1047 kg/jam Jumlah air yang harus disediakan = 7117,7602 kg/jam / 988,928 kg/m3 = 7,1975 m3/jam Faktor keamanan = 10 %, maka jumlah air yang harus tersedia = 1,1 × 7,1975 m3/jam = 7,9172 m3/jam



= 7,9172 m3/jam × 988,928 kg/m3 = 7829,5362 kg/jam Air yang digunakan adalah air yang berasal dari PAM yang sudah bersih dan melalui proses khlorinasi, sehingga air tersebut bisa langsung dialirkan menuju Bak penampung Air Bersih. Skema proses pengolahan air dapat digambarkan sebagai berikut. Tangki Demineralisasi



Tangki Umpan Boiler Bak Air Bersih



PAM



Tangki penampung air proses Tangki Penampung Cooling Water



Tangki Air Domestik



Gambar LV.2 Unit Pengolahan Air



V.2 Unit Penyediaan Listrik Secara garis besar, kebutuhan listrik dalam pabrik dapat dibagi menjadi 2, yaitu 1. Listrik untuk penggerak motor 2. Listrik untuk peralatan penunjang



V.2.1 Listrik Untuk Penggerak Motor V.2.1.1Peralatan proses Beberapa peralatan proses menggunakan tenaga listrik sebagai penggerak motor. Daya yang dibutuhkan masing-masing alat :



Tabel LV.5 Daya Peralatan Proses No



Nama Alat



Daya standar (HP)



1



Pompa dari proses (total)



22,5



2



Centrifuge I (CF-01)



28,5



3



Centrifuge II (CF-01)



28,5



4



Motor pengaduk (total)



700



Total



779,5



V.2.2 Listrik Untuk Peralatan Penunjang 1. Peralatan bengkel Dalam suatu pabrik diperlukan fasilitas pemeliharaan dan perbaikan peralatan pabrik.



Daya listrik yang dibutuhkan untuk fasilitas ini



diperkirakan = 75 kW/hari = 4,1907 HP/jam 2. Instrumentasi Alat – alat instrumentasi yang digunakan berupa alat – alat control dan alat pendeteksi. Daya listrik yang dibutuhkan diperkirakan sebesar = 25 kW/hari = 1,3639 HP/jam 3. Penerangan lampu jalan, pendingin ruangan dan perkantoran Alat–alat penerangan yang dibutuhkan untuk pabrik, kantor dan lingkungan sekitar pabrik.



Selain itu dibutuhkan pendingin ruangan



untuk kantor dan laboratorium, perlu diberikan daya listrik untuk mengoperasikan peralatan laboratorium. Alat–alat tersebut memerlukan daya listrik sebesar = 50 kW/hari = 2,7938 HP/jam Selain itu peralatan kantor seperti komputer, pengeras suara dan lainnya membutuhkan tenaga listrik sebesar = 75 kW/hari = 4,1907 HP/jam Total kebutuhan listrik untuk peralatan penunjang : = 4,1907 + 1,3639 + 2,7938 + 4,1907 = 12,5721 HP/jam



Tabel LV.7 Kebutuhan Listrik Secara Keseluruhan No



Jenis Penggunaan



Daya standar (Hp/jam)



1



Listrik untuk alat proses



779,5000



2



Listrik untuk utilitas



15,0000



3



Listrik untuk peralatan penunjang



12,5721



Total



807,0721



Kebutuhan listrik total = 807,0721 HP/jam Diperkirakan kebutuhan listrik tak terduga = 10 % Total daya listrik yang dibutuhkan = 1,1 × 807,0721 HP/jam = 887,7793 HP/jam = 887,7793 HP/jam x 0,7457 kW/HP Maka daya listrik total



= 662,0170 kW/jam



Persediaan listrik yang berasal dari PLN sebesar = 662,0170 kW/jam Diasumsikan dalam 1 hari listrik padam selama 1 jam. Maka untuk menjamin kontinuitas produksi dan kinerja perusahaan disediakan 1 unit generator dengan kapasitas 600 kW/ unit. Generator (TD) ini dilengkapi dengan Uninterrupted Power System (UPS) yang menjalankan generator 7 detik setelah pemadaman terjadi.



V.3 Unit Penyediaan Bahan Bakar V.3.1 Menghitung Kebutuhan Biodiesel Untuk Generator Diket : Heating value biodiesel = 17280 Btu/lb Effisiensi generator = 85 % Terjadi pemadaman listrik selama 1 jam/hari Generator yang digunakan : 600 kW = 600 kw/jam ×



3412 Btu/jam = 2047200 Btu/jam 1 kw/jam



Kebutuhan biodiesel untuk generator : mbiodiesel



=



Kebutuhan listrik 2047200 Btu/jam = = 139,3791 lb/jam  x Hv 0,85 x 17280 Btu/lb



= 139,3791 lb/jam ×



1 kg = 63,2224 kg/jam 2,20462 lb



Kebutuhan biodiesel untuk generator apabila diasumsikan terjadi pemadaman listrik selama 1 jam/hari adalah : Total mbiodisel V.4



= 63,2224 kg/hari



Unit Pengolahan Limbah Pada proses pembuatan asam laktat dihasilkan limbah cair dari keluaran



CF-02 dan EV-01. Limbah yang dihasilkan berupa limbah organik yaitu bakteri, malt sprouts, glukosa dan fruktosa. Pengolahan ini bertujuan agar saat dibuang ke badan air tidak berbahaya atau mencemari lingkungan. Adapun pengolahan yang dilakukan terdapat 2 tahap penting yaitu :



1. Tahap primer Tahap ini merupakan tahap pertama yang bertujuan mempersiapkan limbah cair agar dapat diolah secara biologis, di mana limbah dikumpulkan dalam bak penampung dan dilakukan penetralan sesuai dengan pH yang dibutuhkan.



2. Tahap Sekunder Tahap ini merupakan tahap di mana limbah yang telah dipersiapkan di tahap primer diolah secara biologis dengan menggunakan lumpur aktif. Adapun cara kerjanya sebagai berikut : a. Air limbah yang mengandung suspensi bakteri diaerasi Pada proses ini bakteri akan menguraikan bahan-bahan organik dalam limbah menjadi komponen yang lebih sederhana. Aerasi berguna untuk menghasilkan oksigen (kondisi aerob) agar bakteri aerob dapat hidup. b. Padatan lumpur yang dihasilkan masuk ke bak sedimentasi untuk dipisahkan lumpur dan cairan . c. Cairan jernih dikeluarkan (effluent) d. Biomass sebagian dikembalikan sebagai starter (seeding) ke dalam bak aerasi , karena mikroorganisme dalam bak aerasi lama kelamaan akan berkurang /habis. Sehingga pengembalian (resirkulasi) lumpur perlu dilakukan.



Pengolahan limbah yang dilakukan dapat digambarkan sebagai berikut : CF-02 Bak Penampungan Limbah



Bak Netralisasi



Bak Aerasi



EV-01



Sungai



Bak Sedimentasi



Sludge Gambar LV.3 Unit Pengolahan Limbah Tabel LV.8 Spesifikasi Pompa Utilitas Pengolahan Limbah



Kode



Fungsi



Daya Standar (HP)



memompa limbah dari bak penampung PU-07



limbah ke bak ekualisasi



0.50



memompa limbah dari bak ekualisasi ke PU-08



bak aerasi



0.50



memompa limbah dari bak aerasi ke bak PU-09



sedimentasi



0.50



memompa bahan hasil samping dari CFPU-10



02 ke IPAL



0.50



memompa bahan hasil samping dari EVPU-11



01 ke IPAL



0.50 Total



5.50



BAB IV PLANT LAYOUT



IV.1



Lokasi dan Tata Letak



IV.1.1 Pemilihan Lokasi Letak atau lokasi geografis suatu pabrik merupakan unsur yang sangat penting peranannya dalam kelangsungan operasi suatu pabrik. Pada prinsipnya pabrik didirikan pada lokasi dimana biaya produksi dan distribusi bisa dicapai seminimal mungkin ataupun dekat dengan sumber bahan baku. Di samping itu, faktor lain seperti lahan kosong yang dapat dimanfaatkan untuk ekspansi, faktor keamanan ataupun kondisi sosial masyarakat sekitar dan kondisi lainnya juga harus diperhatikan. Dengan demikian suatu pabrik dapat beroperasi dengan baik dan lebih optimal tanpa adanya gangguan yang dapat menghambat kegiatan dalam suatu pabrik. Pada dasarnya, pemilihan lokasi pabrik harus terlebih dulu didasarkan pada survei keuntungan dan kerugian dari beberapa daerah pilihan. Daerah yang menjadi pemilihan berdirinya pabrik ini adalah Surabaya dan Lampung. Pemilihan daerah ini didasarkan pertimbangan beberapa aspek, yaitu sebagai berikut. 1. Bahan baku Bahan baku yang diperlukan adalah molasse. Bahan baku ini banyak terdapat di Sumatera dan Pulau Jawa terutama Jawa timur. 2. Pasar Produk dari pabrik ini yang berupa asam laktat akan langsung didistribusikan konsumen Sehingga pabrik ini diharapkan berada di dekat dengan pasar sehingga memudahkan pendistribusian. 3. Fasilitas Lokasi pabrik ini diharapkan mudah dilalui melalui jalan darat sebagai sarana transportasi, pengangkutan bahan baku, pendistribusian produk, dan mobilitas



pekerja. Selain itu fasilitas telekomunikasi serta fasilitas umum lainnya yang mendukung kegiatan pabrik. 4. Utilitas Utilitas yang diperlukan dalam pabrik ini adalah listrik dan air. Lokasi berdirinya pabrik diharapkan mempunyai pasokan listrik dan air yang cukup besar sehingga dapat memenuhi kebutuhan pabrik. Pasokan listrik didapatkan dari PLN ataupun dengan menggunakan generator. Sedangkan untuk air dapat memanfaatkan sungai dan danau sekitar lokasi atau pasokan dari PDAM. 5. Keadaan lingkungan sekitar Tenaga kerja diharapkan diambil dari daerah sekitar pabrik. Sehingga diharapkan pabrik dekat dengan SDM yang dibutuhkan. Selain itu kondisi lahan, iklim juga menjadi pertimbangan pemilihan lokasi. Dari kedua lokasi pabrik yang dipilih, maka diperlukan pertimbangan lebih lanjut yakni dengan membandingan kedua lokasi tersebut berdasarkan aspek yang pertimbangan yang sudah dibuat.



Tabel .6.1 Perbandingan Lokasi Pabrik Asam Laktat Aspek Sumber Bahan Baku Pasar



Transportasi



Jawa Timur (Surabaya)



Lampung



Sumber bahan baku banyak Sumber bahan baku cukup sekali. banyak. Jarak antara pasar dengan Jarak antara pasar dengan pabrik cukup dekat,sehingga pabrik cukup jauh. Agak memudahkan dalam hal menyulitkan dalam hal pendistribusian. pendistribusian, sehingga diperlukan biaya tambahan. Jalur transportasi darat Jalur transportasi darat cukup memadai, dan untuk jalur laut cukup memadai,dan untuk jalur ada pelabuhan bakahuni yang laut ada pelabuhan Tanjung menghubungkan ke pulau/daerah lain. perak yang menghubungkan ke pulau/daerah lain.



Kondisi Masyarakat



Penduduk di daerah ini pada Penduduk di daerah ini pada umumnya adalah nelayan dan umumnya adalah nelayan dan buruh petani.



Utilitas a. Listrik



b. Air



Biaya Pembebasan Lahan Pajak bangunan



Pasokan listrik untuk kawasan Pasokan listrik untuk indutri industri di surabaya sebesar 900 dari PLN Bandar Jaya sangat MVA rendah sekali sehingga bila pabrik beroperasi 24 jam harus memakai generator set sebagai cadangan. Pasokan dari air PAM yang Kebutuhan air bersih dilokasi disediakan oleh pengelola pabrik disuplai dari PDAM kawasan industri bersangkutan. Bandar Jaya, Sumur Buah dan dari sungai Wat Seputih dan Way Pangubuan Cukup tinggi karena merupakan Relatif murah jika kawasan industri dibandingkan dengan daerah industri. Pajak lebih mahal, karena daerah surabaya sudah mulai berkembang dan banyak industri.



Karena daerahnya jauh dari perkotaan, maka pajak bangunan di tempat ini lebih kecil dibanding jika bangunan pabrik ada di perkotaan.



Bersarkan perbandingan tersebut, maka akan dibuat matriks sebagai metode penilaian dalam pemilihan lokasi.



Tabel .6.2 Matriks Pemilihan Lokasi Pabrik Lokasi Kriteria



Bobot



Bahan Baku Letak Pasar Transportasi Kondisi Masyarakat Utilitas Biaya Pembebasan Lahan Pajak Bangunan Total 0 = Buruk sekali 1 : Buruk



20 25 20 10 25



Surabaya Nilai Jumlah 4 80 4 100 3 60 4 40 3 75



10



2



15



2 2 : Cukup



20 30 405 3 : Baik



Lampung Nilai Jumlah 3 60 2 50 3 60 3 40 3 75 4 3



40 45 370 4: Baik Sekali







Kriteria Bahan Baku Bobot 20 untuk bahan baku karena ketersediaan bahan baku merupakan hal yang penting demi kelangsungan pabrik ini. Yang ditinjau dari bahan baku ini adalah seberapa dekat pabrik dengan bahan baku dan kemudahan bahan baku ini dikirim ke lokasi pabrik.







Kriteria Letak Pasar Bobot 25 untuk letak pasar karena letak pasar sangat penting dalam berjalannya pabrik ini. Semakin dekat lokasi pabrik dengan pasar dan mudah dalam pendistribusiannya maka lokasi pabrik akan semakin baik.







Kriteria Transportasi Bobot 20 untuk transportasi dikarenakan sarana transportasi sangat penting dalam hal pengiriman bahan baku dan produk pabrik ini. Tinjauannya adalah seberapa mudah pabrik ini dapat diakses dari luar dan dapat dilalui oleh kendaraan bermotor.







Kriteria Kondisi Masyarakat Bobot 10 untuk kondisi masyarakat berdasarkan tinjauan ketersediaan tenaga kerja dan keadaan sosial masyarakat di sekitar lokasi pabrik.







Kriteria Utilitas Bobot 25 untuk utilitas berdasarkan ketersediaan pasokan air dan listrik yang sangat menunjang berjalannya dan keberlangsungan pabrik ini.







Kriteria Biaya Pembebasan Lahan Bobot 10 untuk biaya pembebasan lahan berdasarkan tinjauan berapa biaya yang dikeluarkan untuk membeli lahan untuk dibangunnya pabrik ini. Semakin murah harga suatu lahan, maka akan semakin baik.







Kriteria Pajak Pembangunan Bobot 15 untuk pajak pembangunan berdasarkan letak lokasi pabrik ini berdiri. Lokasi yang berada di daerah yang berkembang tentunya akan semakin besar daripada lokasi yang berada di daerah yang belum berkembang.



Berdasarkan analisis matriks di atas, daerah Surabaya (Jawa timur) mempunyai pasokan sumber bahan baku lebih banyak, Selain itu pendistribusian hasil produk lebih mudah dan dekat dengan pasar. Untuk aspek tenaga kerja, kondisi alam dan iklim, keadaan penduduk sekitar, daerah Surabaya lebih baik dari Lampung. Tetapi untuk biaya pembebasan lahan dan pajak bangunan,daerah Lampung lebih baik dari Surabaya. Sehingga berdasarkan analisis tersebut, dipilih daerah Surabaya sebagai lokasi berdirinya pabrik asam laktat ini.



PETA SURABAYA-JAWA TIMUR



Lokasi Pabrik Asam Laktat



Ket : +) Lokasi perkebunan tebu. Gambar. 3.6 Peta Lokasi Pabrik Asam Laktat



VI.1.2 Tata Letak Tata letak pabrik merupakan bagian dari perancangan pabrik yang perlu diperhatikan. Tata letak pabrik mengatur susunan letak bangunan untuk daerah proses, area perlengkapan, kantor, gudang, utilitas dan fasilitas lainnya guna menjamin kelancaran proses produksi dengan baik dan efisien, serta menjaga keselamatan kerja para karyawannya dan menjaga keamanan dari pabrik tersebut. Jalannya aliran proses dan aktifitas dari para pekerja yang ada, menjadi dasar pertimbangan dalam pengaturan bangunan-bangunan dalam suatu pabrik sehingga proses dapat berjalan dengan efektif, aman dan kontinyu. Beberapa faktor yang diperhatikan dalam menentukan tata letak pabrik (plant lay out) antara lain : 



Kemudahan dalam operasi dan proses yang disesuaikan dengan kemudahan dalam memelihara peralatan serta kemudahan mengontrol hasil produksi.







Distribusi utilitas yang tepat dan ekonomis.







Keselamatan kerja.







Memberikan kebebasan bergerak yang cukup leluasa di antara peralatan proses dan peralatan yang menyimpan bahan-bahan berbahaya.







Adanya kemungkinan perluasan pabrik.







Masalah pengolahan limbah pabrik agar tidak mengganggu atau mencemari lingkungan.







Penggunaan ruang yang efektif dan ekonomis.



Berdasarkan faktor tersebut diatas, maka pengaturan tata letak pabrik Asam Laktat untuk penempatan bangunan dalam kawasan pabrik tersebut direncanakan sebagai berikut : 1. Area proses Area proses merupakan tempat berlangsungnya proses produksi Asam Laktat, daerah ini diletakan pada lokasi yang memudahkan suplay bahan



baku dari tempat penyimpanan dan pengiriman produk ke area penyimpanan produk serta mempermudah pengawasan dan perbaikan alat-alat. 2. Area penyimpanan Area penyimpanan merupakan tempat penyimpanan bahan baku dan produk yang dihasilkan. Penyimpanan bahan baku dan produk diletakan di daerah yang mudah dijangkau oleh peralatan pengangkutan. 3. Area Pemeliharaan dan Perawatan Pabrik Area ini merupakan perbengkelan untuk melakukan kegiatan perawatan dan perbaikan peralatan sesuai dengan kebutuhan pabrik. 4. Area Utilitas / Sarana Penunjang Area ini merupakan lokasi dari alat-alat penunjang produksi. Berupa tempat penyediaan air, tenaga listrik, pemanas dan sarana pengolahan limbah. 5. Area Administrasi dan Perkantoran Area administrasi dan perkantoran merupakan daerah pusat kegiatan administrasi pabrik untuk urusan-urusan dengan pihak-pihak luar maupun dalam. 6. Area laboratorium Area ini merupakan tempat untuk quality control terhadap produk ataupun bahan baku, serta tempat untuk penelitian dan pengembangan (R & D). 7. Fasilitas umum Fasilitas umum terdiri dari kantin, klinik pengobatan, lapangan parkir serta mushola sebagai tempat peribadatan. Fasilitas umum ini diletakan sedemikian rupa sehingga seluruh karyawan dapat memanfaatkannya. 8. Area Perluasan Area ini dimaksudkan untuk persiapan perluasan pabrik dimasa yang akan datang. Perluasan pabrik dilakukan karena peningkatan kapasitas produksi akibatnya adanya peningkatan produk.



Gambar 6.1 Tata Letak Pabrik



VI.1.2.1 Tata Letak Alat Proses Penyusunan letak dari alat-alat proses yang optimum dapat memberikan suatu operasi yang efisien dan meminimalkan biaya konstruksi. Tata letak alat proses ini sangat erat hubungannya dengan perencanaan bangunan pabrik dan bertujuan agar : 1. Alur proses produksi berjalan lancar dan efisien. 2. Karyawan dapat bekerja dengan leluasa, aman, selamat dan nyaman. Ada tiga macam penyusunan tata letak alat proses, yaitu: 1. Tata letak Produk atau Garis (Product Lay Out/ Line Lay Out) Yaitu susunan mesin/peralatan berdasarkan urutan proses produksi. Biasanya digunakan pada pabrik yang memproduksi suatu jenis produk dalam jumlah besar dan mempunyai tipe proses kontinyu. 2. Tata Letak Proses atau Fungsional (Process/ Fungsional Lay Out) Yaitu penyusunan mesin/peralatan berdasarkan fungsi yang sama pada ruang tertentu. Biasanya digunakan pada pabrik yang memproduksi lebih dari satu jenis produk. 3. Tata Letak Kelompok (Group Lay Out) Yaitu kombinasi dari Line Lay Out dan Process Lay Out. Biasanya dipakai oleh perusahaan besar yang memproduksi lebih dari satu jenis produk.



Pabrik Asam Laktat yang akan didirikan ini dalam penyusunan tata letak alat prosesnya menggunakan Tata Letak Produk atau Garis (Product Lay Out/ Line Lay Out). Kontruksi yang ekonomis dan operasi yang efisien dari suatu unit proses akan tergantung kepada bagaimana peralatan proses disusun. Faktor-faktor yang di pertimbangkan dalam penyusunan tata letak alat proses adalah : 1. Pertimbangan Ekonomis Biaya konstruksi diminimumkan dengan jalan menempatkan peralatan yang memberikan sistem pemipaan sependek mungkin diantara alat-alat proses,



sehingga



akan



mengurangi



daya



tekan



alat



bahan/campuran, akibatnya akan mengurangi biaya variabel.



terhadap



2. Kemudahan Operasi Letak tiap alat diusahakan agar dapat memberikan keleluasan bergerak pada para pekerja dalam melaksanakan aktifitas produksi.



3. Kemudahan Pemeliharaan Kemudahan pemeliharaan alat juga dapat dipertimbangkan dalam penempatan alat-alat proses. Hal ini disebabkan karena pemeliharaan alat merupakan hal yang penting untuk menjaga alat beroperasi sebagimana mestinya dan berumur panjang. Penempatan alat yang baik akan memberikan ruang gerak yang cukup untuk memperbaiki maupun untuk membersihkan peralatan. 4. Keamanan Untuk alat-alat yang bersuhu tinggi diisolasi dengan bahan isolator, sehingga tidak membahayakan pekerja. Selain itu perlu disediakan pintu keluar cadangan atau darurat, sehingga memudahkan para pekerja untuk menyelamatkan diri jika terjadi sesuatu yang tidak diinginkan.



T-06



C-01



T-04



T-05



FD-01



SK-01



EV-01



TS-01



TA-01



CF-02



TI-01



S-01



T-03



FR-01



TP-01



T-02 SK-02



Gambar 6.2 Tata Letak Alat Proses



T-01



CF-01



Keterangan : 1. T-01



: Tangki Molasse



2. T-02



: Tangki Air



3. T-03



: Tangki Malt Sprouts



4. T-04



: Tangki Bakteri



5. T-05



: Tangki Asam Sulfat



6. CF-01 : Centrifuge 1 7. TP-01 : Tangki Pengenceran 8. S-01



: Silo



9. FR-01 : Reaktor Fermentor 10. TI-01 : Tangki Intermediate 11. CF-02 : Centrifuge 2 12. TA-01 : Tangki Acidifier 13. TS-01 : Tangki Pengendapan 14. EV-01 : Evaporator 15. SK-01 : Partial Subcooler Condensor 16. FD-01 : Flash Drum 17. C-01



: Cooler



18. T-06



: Tangki Asam Laktat



19. SK-02 : Subcooler Condensor



BAB VII STRUKTUR ORGANISASI DAN MANAJEMEN PERUSAHAAN VII.1 Struktur Organisasi dan Management Perusahaan yang merupakan suatu unit kegiatan ekonomi juga harus memiliki organisasi untuk mencapai tujuannya yaitu memperoleh keuntungan yang maksimum. Keberhasilan suatu perusahaan dalam mencapai tujuannya sangat tergantung pada pengelolaan (management) organisasi perusahaan yang meliputi perencanaan, pelaksanaan dan pengendalian. VII.2



Bentuk Badan Hukum Perusahaan



Perusahaan merupakan suatu unit kegiatan ekonomi yang diorganisasikan dan dijalankan untuk menyediakan barang dan jasa bagi masyarakat, dengan motif untuk memperoleh keuntungan/laba. Dengan pertimbangan bahwa untuk mendirikan suatu pabrik Asam Laktat membutuhkan investasi yang cukup besar, maka bentuk perusahaan yang dipilih adalah Perseroan Terbatas (PT). Perseroan Terbatas merupakan suatu badan hukum usaha yang didirikan oleh beberapa orang. Dimana badan hukum ini memiliki kekayaan, hak dan kewajiban sendiri, yang terpisah dari pendiri (pemegang saham), maupun pengurusnya. Keuntungan dari perusahaan yang berbentuk Perseroan Terbatas adalah: a. Kelangsungan perusahaan lebih terjamin karena perusahaan tidak bergantung kepada satu pihak dan kepemilikan bisa berganti-ganti. b. Kekayaan perusahaan terpisah dari kekayaan pribadi pemilik saham c. Pengelolaan perusahaan terpisah dari pemilik saham (pemilik perusahaan), sehingga tanggung jawab jalannya perusahaan berada di tangan pengelola. d. Kemungkinan penambahan modal untuk perluasan lebih mudah. Pengelolaan perusahaan dapat dilakukan lebih efisien serta professional.



VII.3 Struktur Organisasi Perusahaan Untuk mencapai effisensi perusahaan yang tertinggi, maka diperlukan struktur organisasi yang baik. Struktur organisasi ini dapat menentukan



kelancaran aktivitas perusahaan sehari-hari, dalam memperoleh laba yang maksimal, dapat berproduksi secara continue (berkesinambungan) dan dapat berkembang. Struktur organisasi perusahaan disusun sebagaimana layaknya suatu badan usaha yang bergerak dalam industri dan perdagangan, yang membagi unit dalam organisasi secara fungsional. Sistem organisasi yang dianut perusahaan ini adalah sistem Organisasi Garis dan Staff yang mempunyai beberapa keuntungan : 



Struktur organisasi sederhana dan jelas.







Memudahkan pengambilan keputusan.







Disiplin kerja dapat dipelihara dengan baik.







Pengarahan dan informasi dapat diperoleh dengan mudah dengan melihat garis dalam sistem yang bersangkutan.







Pembagian tugas menjadi jelas antara pelaksana tugas pokok dan pelaksana tugas penunjang.







Mata rantai instruksi yang menghubungkan seluruh unit dalam organisasi berada di bawah organisasi yang jelas.



Dalam pelaksanaan operasional, kekuasaan dipegang oleh Dewan Direksi. Dewan Direksi terdiri dari seorang Manager Utama, Manager Keuangan dan Umum serta Manager Produksi dan Teknik. Struktur organisasi dapat dilihat pada gambar 7.3.1



Gambar 7.1 Struktur Organisasi Perusahaan



VII.4 VII.4.1



Deskripsi Jabatan Rapat Umum Pemegang Saham



Rapat Umum Pemegang Saham merupakan kekuatan tertinggi dalam perusahaan. Tugas dan wewenang RUPS adalah: a. Menetapkan Garis Besar Haluan Perusahaan. b. Mengangkat dan memberhentikan Dewan Direksi dan Dewan Komisaris Perusahaan. c. Menetapkan besarnya divident. d. Menetapkan besarnya anggaran tahunan perusahaan yang diajukan oleh dewan direksi. e. Menerima atau menolak laporan pertanggungjawaban tahunan Dewan Direksi.



VII.4.2



Dewan Komisaris



Tugas dan wewenang dewan komisaris adalah: a. Bertanggung jawab kepada RUPS. b. Mengawasi pelaksanaan operasional/pengelolaan perusahaan oleh dewan direksi secara kontinyu dan teratur. c. Membina dewan direksi agar tidak melakukan kesalahan atau melanggar ketentuan RUPS.



VII.4.3



Dewan Direksi



Dewan direksi merupakan penanggung jawab dalam melaksanakan kebijakan umum perusahaan yang telah ditetapkan oleh Rapat Umum Pemegang Saham. Manager Utama bertanggung jawab kepada dewan komisaris atas segala tindakan dan kebijaksanaan yang telah diambil sebagai pimpinan perusahaan. Manager Utama membawahi Manager Keuangan dan Umum serta



Manager



Produksi dan Teknik yang kesemuanya berada dalam pengawasan Dewan Komisaris.



VII.4.4 Tugas Manager Utama Manager



Utama



merupakan pimpinan tertinggi dalam operasional



perusahaan. Tugas Manager utama antara lain : 



Melaksanakan kebijakan perusahaan dan mempertanggungjawabkan kepada pemegang saham dalam Rapat Umum Pemegang Saham.







Menjaga kestabilan organisasi dan membuat kontinuitas hubungan yang baik antara pemilik saham pimpinan, konsumen dan karyawan.







Mengangkat dan memberhentikan kepala bagian dengan persetujuan Rapat Umum Pemegang Saham.







Mengkoordinir kerjasama dengan Manager Keuangan dan Umum serta Manager Produksi dan Teknik.



VII.4.5 Tugas Manager Keuangan dan Umum Manager Keuangan dan umum bertanggungjawab terhadap kondisi keuangan dan administrasi perusahaaan. Tugas dan wewenang Manager keuangan dan umum antara lain : 



Bertanggung jawab kepada Manager utama dalam bidang keuangan dan administrasi.







Mengkoordinir, mengatur serta mengawasi pelaksanaan pekerjaan kepala–kepala bagian yang menjadi bawahannya.



VII.4.6 Tugas Manager Produksi dan Teknik Manager Produksi dan Teknik adalah penanggungjawab atas proses produksi dan hal-hal teknis yang berhubungan dengan pelaksanaan produksi. Tugas Manager Produksi dan Teknik antara lain : 



Bertanggung jawab kepada Manager utama dalam bidang produksi dan teknik.







Mengkoordinir, mengatur serta mengawasi pelaksanaan pekerjaan kepala bagian yang menjadi bawahannya.



VII.4.7



Staff Ahli



Staff ahli terdiri dari tenaga–tenaga yang bertugas membantu dewan direksi dalam menjalankan tugasnya, baik yang berhubungan dengan teknik maupun administrasi. Staff ahli bertanggungjawab kepada Manager utama sesuai dengan bidangnya. Tugas dan wewenang staff ahli adalah : 



Memberikan saran dalam perencanaan pengembangan perusahaan.







Mengadakan evaluasi bidang teknik dan ekonomi perusahaan.







Memberikan saran – saran dalam bidang hukum.



VII.4.8



Kepala Bagian



Secara umum tugas kepala bagian adalah mengkoordinir, mengatur dan mengawasi pelaksanaan pekerjaan sesuai dengan pedoman yang diberikan oleh pimpinan perusahaan. Kepala bagian dapat juga bertindak sebagai staff direksi



dan staff ahli. Kepala bagian ini bertanggung jawab kepada Manager yang menangani bagian tersebut. Kepala bagian ini terdiri dari :



III.4.8.1



Kepala Bagian Produksi



Bertanggung jawab terhadap Manager Produksi dan Teknik dalam kelancaran produksi. Kepala bagian produksi membawahi: 



Seksi Proses







Seksi Pengendalian







Seksi Laboratorium



Tugas Seksi Proses antara lain: 



Mengawasi jalannya proses dan produksi







Menjalankan tindakan seperlunya pada peralatan produksi yang mengalami kerusakan, sebelum diperbaiki oleh seksi yang berwenang.



Tugas Seksi Pengendalian antara lain: 



Menangani hal–hal yang dapat mengancam keselamatan pekerja dan mengurangi potensi bahaya yang ada







Mengawasi hal–hal yang berhubungan dengan buangan pabrik.



Tugas seksi laboratorium antara lain : 



Mengukur kondisi limbah dan melakukan penelitian yang diperlukan







Membuat laporan berkala kepada Kepala Bagian Produksi.



VII.4.8.2 Kepala Bagian Teknik Tugas Kepala Bagian Teknik antara lain : 



Bertanggung jawab kepada Manager Produksi dan Teknik dalam bidang peralatan, proses dan utilitas.







Mengkoordinir kepala–kepala seksi yang menjadi bawahannya Kepala bagian teknik membawahi seksi pemeliharaan dan seksi utilitas.



Tugas Seksi Pemeliharaan antara lain: 



Melaksanakan pemeliharaan fasilitas gedung dan peralatan pabrik







Memperbaiki kerusakan peralatan pabrik



Tugas Seksi Utilitas antara lain: 



Melaksanakan dan mengatur sarana utilitas untuk memenuhi kebutuhan proses, kebutuhan air, uap air dan listrik.



VII.4.8.3 Kepala Bagian Pemasaran dan pembelian Bertanggung jawab kepada Manager Keuangan dalam bidang penyediaan bahan baku dan pemasaran hasil produksi. Kepala Bagian Pemasaran membawahi : 



Seksi pembelian







Seksi pemasaran



Tugas Seksi Pembelian antara lain: 



Melaksanakan pembelian barang–barang dan peralatan yang dibutuhkan perusahaan







Mengetahui harga pasaran dan mutu bahan baku serta mengatur keluar masuknya bahan dan alat–alat dari gudang



Tugas Seksi Pemasaran antara lain: 



Merencanakan strategi penjualan hasil produksi







Mengatur distribusi hasil produksi dari gudang



VII.4.8.4



Kepala Bagian Keuangan



Kepala bagian keuangan ini bertanggung jawab kepala Manager Keuangan dan Umum dalam bidang administrasi dan keuangan. Kepala Bagian Keuangan membawahi Seksi Administrasi dan Seksi Kas Tugas Seksi Administrasi : 



Menyelengarakan pencatatan hutang piutang, administrasi persediaan kantor dan pembukuan serta masalah perpajakan.



Tugas Seksi Kas: 



Menghitung penggunaan uang perusahaan, mengamankan uang dan membuat anggaran tentang keuangan masa depan.







Mengadakan perhitungan tentang gaji dan intensif karyawan.



VII.4.8.5



Kepala Bagian Umum



Kepala Bagian Umum bertanggung jawab kepada Manager Keuangan dan Umum dalam bidang personalia, hubungan dengan masyarakat dan keamanan. Kepala Bagian Umum membawahi Seksi Personalia, Seksi Humas dan Seksi Keamanan. Tugas Seksi Personalia antara lain: 



Merekrut dan membina tenaga kerja dan menciptakan suasana kerja yang sebaik mungkin antara pekerja dan pekerjaannya serta lingkungannya agar tidak terjadi pemborosan waktu dan biaya.







Mengusahakan disiplin kerja yang tinggi dalam menciptakan kondisi kerja yang tenang dan dinamis.







Membina karir para karyawanan dan melaksanakan hal–hal yang berhubungan dengan kesejahteraan karyawan.



Tugas Seksi Humas antara lain: 



Mengatur hubungan perusahan dengan masyarakat diluar lingkungan perusahaan.



Tugas Seksi Keamanan 



Menjaga keamanan fasilitas pabrik secara keseluruhan.







Mengawasi keluar masuknya orang–orang baik karyawan maupun yang berasal dari luar lingkungan pabrik.







Menjaga dan memelihara kerahasiaan yang berhubungan dengan intern perusahaan.



VII.4.8.6 Kepala Seksi Kepala Seksi adalah pelaksana pekerjaan dalam lingkungan bagiannya sesuai dengan rencana yang telah diatur oleh para Kepala Bagian masing–masing agar diperoleh hasil yang maksimum dan efektif selama berlangsungnya proses produksi. Setiap Kepala Seksi bertanggung jawab kepada Kepala Bagian masing– masing sesuai dengan seksinya



VII.4.8.7 Kepala Regu Bertanggung jawab kepada Kepala Seksi atas pelaksanaan tugas pada regu yang diembannya dan melakukan koordinasi, mengatur dan mengawasi pelaksanaan pekerjaan operator yang menjadi bawahannya VII.9 Sistem Kepegawaian dan Sistem Gaji Pada Pabrik Asam Laktat ini sistem gaji karyawan berbeda-beda tergantung pada status karyawan, kedudukan, tanggung jawab dan keahlian. Pembagian karyawan pabrik ini dapat dibagi menjadi tiga golongan sebagai berikut: 1. Karyawan tetap Karyawan yang diangkat dan diberhentikan dengan Surat Keputusan (SK) Direksi dan mendapatkan gaji bulanan sesuai dengan kedudukan, keahlian dan masa kerja. 2. Karyawan harian Karyawan yang diangkat dan diberhentikan direksi tanpa SK dan mendapat upah harian yang dibayar tiap akhir pekan. 3. Karyawan borongan Karyawan yang di karyakan oleh pabrik bila diperlukan saja. Karyawan ini menerima upah borongan untuk pekerjaannya.



VII.10



Pembagian Jam Kerja Karyawan Pabrik Asam Laktat ini direncanakan beroperasi 330 hari dalam satu tahun



dan 24 jam dalam satu hari. Sisa hari yang bukan hari libur digunakan untuk perbaikan, perawatan dan shut down. Pembagian jam kerja digolongkan dalam dua golongan, yaitu karyawan shift dan non shift dengan jumlah jam kerja 40 jam setiap minggu. 1. Karyawan non- shift Karyawan non shift adalah karyawan yang tidak menangani proses produksi secara langsung. Yang termasuk karyawan non shift adalah



Manager staff ahli, kepala bagian, kepala seksi serta bagian administrasi. Karyawan non shift ini bekerja 40 jam per minggu. 2. Karyawan shift Karyawan shift adalah karyawan yang langsung menagani proses produksi atau mengatur bagian bagian tertentu dari pabrik yang mempunyai hubungan dengan keamanan dan kelancaran proses produksi. Yang termasuk karyawan shift ini adalah operator produksi, sebagian dari bagian teknik, bagian gudang, bagian keamanan pabrik. Para karyawan ini bekerja secara bergantian sehari semalam. Karyawan shift di bagi menjadi tiga shift dengan pengaturan sebagai berikut : a. Karyawan Operasi Shift Pagi



: 08.00 –16.00



Shift Siang



: 16.00 –24.00



Shift Malam



: 24.00- 08.00



b. Karyawan Keamanan Shift Pagi



: 07.00 –13.00



Shift Siang



: 13.00 –23.00



Shift Malam



: 23.00- 07.00



Untuk karyawan shift ini dibagi dalam 4 regu dimana 3 regu bekerja dan 1 regu istirahat dan dikenakan secara bergantian. Tiap regu akan mendapat giliran kerja 3 hari dan 1 hari libur tiap-tiap shift dan masuk lagi untuk shift berikutnya.



Kelancaran produksi dari suatu pabrik sangat



dipengaruhi oleh faktor kedisiplinan karyawannya. Untuk itu kepada seluruh karyawan diberlakukan absensi dan masalah absensi ini akan digunakan pimpinan perusahaan sebagai dasar dalam pengembangan karier para karyawan dalam perusahaan.



Tabel 7.10.1 Jadwal Kerja untuk Setiap Regu Hari



1



2



3



4



5



6



7



8



9



10



11



12



13



14



15



Regu 1



P



P



P



L



M



M



M



L



S



S



S



L



P



P



P



Regu 2



S



S



L



P



P



P



L



M



M



M



L



S



S



S



L



Regu 3



M



L



S



S



S



L



P



P



P



L



M



M



M



L



S



Regu 4



L



P



M



M



L



S



S



S



L



P



P



P



L



M



Hari



16



17



18



19



20



21



22



23



24



25



26



27



28



M 29



Regu 1



L



M



M



M



L



S



S



S



L



P



P



P



L



M



S



Regu 2



P



P



P



L



M



M



M



L



S



S



S



L



P



P



M



Regu 3



S



S



L



P



P



P



L



M



M



M



L



S



S



S



L



Regu 4 M L Keterangan : P : shift pagi M : shift malam



S



S



S



L



P



P



P



L



M



M



M



L



P



S : shift siang L : Libur



30



BAB VIII ANALISA EKONOMI



VIII.1 Dasar Analisa Analisa ekonomi dalam Pra Rancangan Pabrik Asam Laktat ini dibuat dengan maksud untuk memperoleh gambaran kelayakan penanaman modal dalam kegiatan produksi, dengan meninjau kebutuhan investasi modal, besarnya laba yang diperoleh, lamanya investasi modal, titik impas (Break Even Point) terhadap volume produksi dan informasi ekonomi lainnya. Perhitungan analisa ekonomi menggunakan steady estimate, yaitu perhitungan Modal Investasi Tetap (MIT) dilakukan dengan menghitung harga alat utama proses, sedangkan untuk menghitung biaya-biaya lainnya diperoleh dengan membandingkan harga alat utama tersebut. Perkiraan harga peralatan poduksi dan peralatan penunjang didapat dengan menggunakan data dari buku Chemical Engineering Handbook ( Perry), dan situs www.matche.com. Dalam pra rancangan pabrik Asam Laktat ini digunakan Chemical Engineering Plant Cost Index untuk penafsiran harga. Index harga pada tahun 2007 adalah 525,4 dan index harga pada tahun 2018 adalah 623,6. Pada analisa ekonomi pra rancangan pabrik ini digunakan beberapa ketentuan dan asumsi,yaitu: 1. Pembangunan fisik pabrik akan dilaksanakan pada awal tahun 2014 dengan masa konstruksi, investasi dan instalasi kurang lebih empat tahun, sehingga pabrik diharapkan mulai beroperasi secara komersial pada tahun 2018. 2. Jumlah hari kerja dalam setahun adalah 330 hari. 3. Modal Kerja (Working Capital) diperhitungkan selama 3 bulan. 4. Umur alat pabrik 10 tahun. 5. Asumsi nilai mata uang dolar terhadap rupiah pada tahun 2012 adalah 1 US$ = Rp 9.500,



6. Pada tahun 2014 kondisi pasar stabil dengan tingkat bunga bank adalah 12% per tahun. 7. Kenaikan harga bahan baku dan hasil produksi sebesar 10% per tahun. 8. Kenaikan gaji pegawai sebesar 10% per tahun. 9. Nilai rongsokan (Salvage Value) 10% dari FDCI tanpa harga tanah. 10. Shut down dilakukan selama 30 hari setiap tahun untuk perawatan dan perbaikan alat-alat secara menyeluruh.



VIII.2 Total Capital Investment (TCI) Total Capital Investment (TCI) atau Total Modal Investasi (TMI) adalah jumlah Modal Investasi Tetap (Fixed Capital Investment/FCI) dan Modal Kerja (Working Capital Investment/WCI) yang diinvestasikan untuk mendirikan dan menjalankan pabrik. TCI = FCI + WCI Perhitungan total modal investasi dapat dilihat pada lampiran E, yang terdiri dari: 



Investasi Modal Tetap (FCI)



= Rp 376.855.957.916







Investasi Modal Kerja (WCI)



= Rp 86.501.869.580







Total Modal Investasi (TCI)



= Rp 466.998.587.947



VIII.2.1 Fixed Capital Investment (FCI) Fixed Capital Investment (FCI) atau Modal Investasi Tetap adalah modal yang diperlukan untuk membeli peralatan dan pembangunan fisik pabrik. FCI dibagi menjadi dua, yaitu: 1. Direct Fixed Capital Investment (DFCI) atau Modal Investasi Tetap Langsung meliputi: a. Pembelian alat-alat utama dan penunjang. b. Instalasi peralatan c. Instrumentasi dan kontrol terpasang d. Sistem perpipaan e. Tanah, bangunan, dan penataan lingkungan



f. Fasilitas dan prasarana g. Modal DFCI tak terduga DFCI



merupakan



barang-barang



investasi



tetap



yang



semuanya



mempunyai umur lebih dari satu tahun. Oleh karena itu mengalami penyusutan nilai. Dengan adanya penurunan atau penyusutan nilai tersebut, maka timbul biaya yang diperhitungkan setiap tahunnya, sesuai dengan persentase nilainya.



2. Indirect Fixed Capital Investment (IFCI) atau Modal Investasi Tetap Tidak Langsung meliputi: a. Kerekayasaan dan supervision b. Biaya kontraktor dan konstruksi c. Bunga pinjaman selama masa konstruksi d. Produksi percobaan (trial run) e. Biaya pra investasi (survei, feasibility study dan perizinan) f. Modal IFCI tak terduga IFCI merupakan modal investasi yang tidak diwujudkan langsung dalam bentuk barang-barang investasi, tetapi merupakan modal yang dipergunakan untuk sarana pengadaan modal tetap.



VIII.2.2 Working Capital Investment atau Modal Kerja (WCI) Modal Kerja atau Working Capital adalah seluruh modal yang dibutuhkan untuk membiayai seluruh kegiatan operasional perusahaan, dari awal produksi sampai terkumpulnya hasil penjualan yang cukup untuk memenuhi kebutuhan perputaran biaya operasional operasional pabrik sehari-hari. Modal Kerja meliputi: 



Pembelian bahan baku dan sarana penunjang







Pembayaran gaji karyawan







Biaya pemeliharaan dan perbaikan







Biaya Laboratorium dan Litbang







Biaya pemeliharaan dan perbaikan







Biaya distribusi dan penjualan







Modal Kerja tidak terduga.



VIII.2.3 Biaya Produksi Total (TPC) Biaya produksi total terdiri dari dua bagian : a. Manufacturing cost atau biaya yang diperlukan untuk membuat suatu produk. Biaya ini terdiri dari : 1. Direct Cost merupakan biaya yang langsung dikeluarkan untuk operasional pabrik, antara lain : 



Biaya bahan baku







Biaya sarana penunjang







Gaji karyawan







Pemeliharaan dan perbaikan







Biaya royalti dan paten







Biaya laboratorium



2. Plant Overhead Cost, antara lain : 



Pelayanan rumah sakit dan pengobatan







Pemeliharaan pabrik secara umum







Keamanan







Salvage







Biaya distribusi



3. Fixed Cost merupakan biaya yang dari tahun ke tahun konstan atau tidak berubah dengan adanya perubahan kapasitas produksi, antara lain : 



Depresiasi







Pajak







Biaya asuransi



b. General expenses, yaitu biaya yang dikeluarkan untuk menunjang beroperasinya pabrik, meliputi : 



Biaya administrasi







Biaya distribusi dan penjualan







Penelitian dan pengembangan







Pembayaran bunga bank







Litbang



Gabungan dari manufacturing cost dan general expenses, disebut dengan biaya produksi total (Total Production Cost). Perhitungan dilakukan dari tahun ke tahun berdasarkan kapasitas produksi. Kapasitas produksi ditingkatkan secara bertahap mulai dari 80 % kapasitas terpasang pada tahun pertama, 90 % kapasitas terpasang pada tahun kedua, 100 % kapasitas terpasang pada tahun ketiga dan 100 % kapasitas terpasang pada tahun keempat dan seterusnya hingga tahun ke-10.



VIII.3 Komposisi Permodalan Total Modal



= Rp 466.998.587.947



Modal sendiri (86,1%)



= Rp 401.998.587.947



Pinjaman Bank (13,9%)



= Rp 65.000.000.000



Suku bunga per tahun



= 12 %



Jangka waktu peminjaman



= 5 tahun (termasuk grace period)



Grace period



= 1 tahun (selama pembangunan pabrik)



Pembayaran bunga pinjaman pertama dimasukan dalam investasi modal tetap tidak langsung sedangkan bunga pinjaman selanjutnya diperhitungkan dalam biaya produksi (setelah masa konstruksi selesai dan pabrik beroperasi). Pembayaran angsuran pertama dimulai pada akhir tahun pertama setelah pabrik beroperasi secara komersial.



VIII.4 Hasil Analisa VIII.4.1 Break Event Point Break Event Point (BEP) adalah tingkat kapasitas produksi dimana nilai total penjualan bersih sama dengan nilai total biaya yang dikeluarkan perusahaan, dalam kurun waktu satu tahun. BEP tahun pertama sebesar 38,19 %.



VIII.4.2 Perhitungan Laba Rugi Perhitungan laba rugi (lampiran VI) akan memberikan gambaran tentang kemampuan untuk mengembalikan modal investasi serta besarnya pajak perseroan. Laba yang diperoleh sangat tergantung pada penerimaan pengeluaran ongkos pabrik. Besarnya pajak penghasilan perseroan yang harus dibayar sesuai dengan besarnya laba kotor yang diperoleh dan dihitung berdasarkan laba kotor yang diperoleh dan dihitung berdasarkan undang-undang pajak penghasilan (PPh).



VIII.4.3 Minimum Payback Period Minimum Payback Period (MPP) adalah jangka waktu minimum pengembalian modal investasi. Pengembalian berdasarkan laba bersih ditambah biaya penyusutan (depresiasi), Salvage Value, dan tanah yang biasa disebut Net Cash Flow. Perhitungan MPP dilakukan dengan cara menjumlahkan laba bersih dengan depresiasi setiap tahunnya sehingga memberikan jumlah yang sama dengan jumlah total modal investasi. Berdasarkan hasil analisa, diperoleh nilai MPP selama 4 tahun 9 bulan



VIII.4.4 Internal Rate of Return (IRR) Internal Rate of Return (IRR) adalah tingkat suku bunga pinjaman (rate of interest) dalam persen pada Net Cash Present Value (NCPV) = 0, dalam kurun waktu umur teknis mesin/peralatan, atau kurun waktu yang diharapkan lebih cepat dari umur teknis. Analisa IRR dilakukan untuk menilai kelayakan pendirian suatu pabrik IRR menggambarkan suatu tingkatan suku bunga yang memberikan nilai total sama dengan TCI. Bila bunga bank yang ada di perbankan selama usia pabrik lebih kecil dari IRR, maka pendirian pabrik adalah layak. Dari hasil analisa perhitungan diperoleh IRR sebesar 34,91% maka pabrik ini layak didirikan karena lebih besar dari bunga bank sebesar 12%.



BAB IX KESIMPULAN



Dari hasil analisis secara menyeluruh terhadap Pra-Rancangan Pabrik Asam Laktat diperoleh kesimpulan sebagai berikut: 1. Bahan baku yang digunakan dalam proses ini adalah Molasse. 2. Proses yang digunakan adalah proses fermentasi dengan menggunakan bakteri Lactobacillus Delbreuckii. 3. Produk yang dihasilkan adalah Asam Laktat dengan kemurnian 80%. 4. Lokasi pabrik di Kawasan industri Surabaya, Jawa Timur. 5. Bentuk perusahaan adalah Perseroan Terbatas (PT). 6. Hasil analisa ekonomi adalah sebagai berikut:  Total Modal Investasi (TCI)



: Rp. 466.998.587.947



 Break Even point tahun pertama



: 38,19 %



 Internal Rate of Return (IRR)



: 34,32 %



 Minimum Payback Period (MPP)



: 4 tahun 11 bulan



7. Pendirian pabrik Asam Laktat dengan kapasitas 5.000 ton/tahun dengan perbandingan modal 86,1% modal sendiri dan 13,9% modal pinjaman bank dimana suku bunga 12% pertahun, suku bunga bank lebih kecil dari IRR, maka pabrik ini layak untuk didirikan.



DAFTAR PUSTAKA Bhattacharrya, B.C., 1976, Introduction to Chemical and Mechanical Aspec, 1st Edtion, Indian Institute of Technology, Kharagpur



Brownell, L.E., and Young, E.H., 1959, Process Equipment Design, John Wiley and Sons Inc., New York.



Brown,G.G., 1978 , Unit Operation, Modern Asia Edition, John Wiley and Sons Inc., New York.



Buckle, K.A, et al. 1987. Ilmu Pangan. Diterjemahkan oleh: Adiono dan Hari Purnomo. Jakarta: Universitas Indonesia.



Departemen Perindustrian. 2011. Komoditas Ekspor dan Impor Asam Laktat tahun 2002-2010.Jakarta: Departemen Perindustrian. Hesse, H.C. and Rashton, J.H., 1995, Process Equipment Design, 10th edition, D. Van Nesstrand, Co. Inc. New York.



Imelda Donna, Modul Kuliah Ekonomi Teknik .Jurusan Teknik Kimia, Universitas Jayabaya, Jakarta.



Kern, D.Q., 1982, Process Heat Transfer, Mc Graw Hill, New York.



Luyben, William L. Process Modeling, Simulation And Control For Chemical Engineers, 2nd Edition, Mc Graw Hill, Singapore



Patent US 6,320,077. 2001. www.ip.com



Paturau, J.M. 1989. Sugar Series,11. by-products of The Cane Sugar Industry. An introduction to their industrial utilization (third, completely revised edition). New York: Elsevier Science Publishing Company Inc. Perry,R.H. 1999. Perry’s Chemical Engineers’ Handbook,7th Edition. Singapore : The McGraw-Hill Companies. Peters, M.S. and Timmerhause, K.D., 1991, Plant Design and Economics for Chemical Engineering, ed. 7, McGraw Hill, Singapore.



Robert C. Reid, John M. Prausnitz, and Poling, E. Bruce, 1988, The Properties of Gases and Liquids, ed. 4, Mc Graw Hill Company, Singapore.



Sinnot, R.K. 2005.Chemical Engineering Design. Vol 6. Fourth edition. Elsevier.



Smith J.M. and Van Ness, H. C., 1988, Introduction to Chemical Engineering Thermodynamics, ed. 4, Mc Graw Hill, NY.



Suparno, Modul Kuliah Pengendalian Proses. Jurusan Teknik Kimia, Universitas Jayabaya, Jakarta. An Ullmann’s Encyclopedia. 1999. Industrial Organic Chemicals, Starting Materials and Intermediates. Vol 5. Weinheim.: Wiley-VCH



Walas, S.M., 1988, Chemical Process Equipment, Butteerworths, America.



Wee, Young-Jung, et al. 2006. Biotechnological Production of Lactic Acid and Its Recent Applications.Republic of Korea. Chonnam National University.



Yaws, C. L. 1996. Handbook of Thermodynamic Diagrams. Texas : Gulf Publishing Company.



http://www.cpe.com/pci http://www.pdam-sby.go.id http://www.matche.com http://mooni.fccj.org/-ethall/2046/ch20/heatformation/heatform.htm http://www.ejbiotechnology.info/content/vol7/issue2/full/7/



LAMPIRAN I NERACA MASSA



NERACA MASSA Menentukan Kapasitas Produksi Kapasitas Produksi



= 5.000 Ton/Tahun



1 Tahun



= 330 hari kerja



1 Hari



= 24 jam



1 Batch



= 24 jam



Kapasitas Produksi



=



1 hari 5.000 ton 1.000 kg 1 tahun x x x 330 hari 24 jam 1 tahun 1 ton



= 631,3131 Kg/jam = 15151,5152 Kg/batch Komposisi Molasse Komponen



BM



Persentase



Air



18



20%



Sukrosa



342



39%



Glukosa



180



7%



Fruktosa



180



12%



Abu



56



22%



Sumber : J.M. Paturau, 1989 Catatan : Sukrosa merupakan disakarida dengan monosakarida penyusun 50% glukosa dan 50% fruktosa, sehingga Komposisi molasse menjadi :



Komponen H2O



Persentase 20%



Glukosa



26,5%



Fruktosa



31,5%



Abu



22%



Bahan Baku



= 50825,2496 Kg/batch



Komposisi Molasse Masuk H2O



=



20 X 50825,2496 Kg/batch 100



=



10165,04992



=



26.5 X 50825,2496 Kg/batch 100



=



13468,69114



=



31.5 X 50825,2496 Kg/batch 100



=



16099,9536



=



22 X 50825,2496 Kg/batch 100



=



11181,55491



=



50825,2496



Kg/batch Glukosa Kg/batch Fruktosa Kg/batch Abu Kg/batch Jumlah Kg/batch I.1



Neraca Massa Pada Centrifuge 1 (CF-01)



Fungsi : Memisahkan antara larutan molasses dan abu dengan gaya sentrifugal. H2O Glukosa Fruktosa Abu



1



3 Centrifuge 1



H2O Glukosa Fruktosa



2 Abu



Asumsi : Seluruh abu dapat dipisahkan dari larutan molasses. F1 = F2 + F3  Aliran 1 : F1 H2O



= 10165,04992 Kg/batch



F1 Glukosa



= 13468,69114 Kg/batch



F1 Fruktosa



= 16009,9536 Kg/batch



1



F Abu



= 11181,55491 Kg/batch



Jumlah



= 50825,2496 Kg/batch



 Aliran 2 : F2 Abu



= F1 Abu = 11181,55491 Kg/batch



Jumlah



= 11181,55491 Kg/batch



 Aliran 3 : F3 H2O



= F1 H2O



F3 Glukosa



= 10165,04992 Kg/batch = F1 Glukosa



F3 Fruktosa



= 13468,69114 Kg/batch = F1 Fruktosa



Jumlah



= 16009,9536 Kg/batch = 39643,6947 Kg/batch



Komponen H2O



In (Kg/batch) Aliran 1 10165,0499



Out (Kg/batch) Aliran 2 Aliran 3 10165,0499



Glukosa



13468,6911



13468,6911



Fruktosa



16009,9536



16009,9536



Abu



11181,555



11181,5549 11181,5549 39643,6947



Total



I.2



50825,2496



50825,2496



Neraca Massa Pada Tangki Pengenceran (TP-01)



Fungsi : Mengencerkan larutan molasses agar konsentrasi glukosa menjadi 12% H2O H2O Glukosa Fruktosa



4 3 Tangki Pengenceran



5



H2O Glukosa Fruktosa



F3 + F4 = F5 Keterangan : Proses fermentasi asam laktat menggunakan bakteri Lactobacillus delbruecki dengan konsentrasi glukosa 12%. (J.M. Paturau, 1989). F3 Glukosa



= 13468,69114 Kg/batch



Konsentrasi glukosa yang diinginkan 12% Jumlah molasses setelah pengenceran



=



100 X 13468,691 Kg/batch 12



= 112239,0928 Kg/batch F4 H2O (Kebutuhan air yang harus ditambahkan) = (112239,0928 - 39643,6947) = 72595,3981 Kg/batch  Aliran 3 : F3 H2O 3



= 10165,04992 Kg/batch



F Glukosa



= 13468,69114Kg/batch



F3 Fruktosa



= 16009,953 Kg/batch



Jumlah



= 39643,6947 Kg/batch



 Aliran 4 : F4 H2O



= 72595,3981 Kg/batch



Jumlah



= 72595,3981Kg/batch



 Aliran 5 : F5 H2O



= F3 H2O + F4 H2O = 10165,05 + 72595,3981 = 82760,4481 Kg/batch



F5 Glukosa



= F3 Glukosa = 13468,691 Kg/batch



F5 Fruktosa



= F3 Fruktosa = 16009,9536 Kg/batch



Jumlah



= 112239,0928 Kg/Batch



Komponen Air Glukosa Fruktosa Jumlah (Kg)



I.3



Input



Output Aliran 3 Aliran 4 Aliran 5 10165,05 72595,3981 82760,4481 13468,691 13468,69114 16009,9536 16009,9536 39643,695 72595,3981 112239,0928 112239,0928



Neraca Massa Pada Tangki Fermentor (FR-01)



Fungsi : Proses fermentasi glukosa menjadi asam laktat Malt Sprouts



Bakteri



CaCO3



7



8



6



CO2



9



H2O Glukosa Fruktosa



10a



5 E-1



H2O Glukosa Fruktosa Ca-Laktat Bakteri Malt Sprouts



F5 + F6 + F7 + F8 = F9 + F10a Glukosa dalam molasse Mol glukosa Konversi reaksi 1



= 13468,6911 Kg/batch Massa 13468,6911 = = = 74,8261 Kgmole BM 180 = 90%



Reaksi 1 : C6H12O6



2CH3CH(OH)COOH



Awal Bereaksi



: :



74,8261 67,3435



0 134,6869



Sisa



:



7,4826



134,6869



Keterangan : *)



90 X 134,6869 = 12121,8220 100



Reaksi 2 : 2CH3CH(OH)COOH + CaCO3



CH3CH(OH)COO2Ca + H2O +



CO2 Awal : 0 Bereaksi : 67,3435



134,6869



67,3435



0



0



134,6869



67,3435



67,3435



67,3435



Sisa : 67,3435



0



0



67,3435



67,3435



 Aliran 5 : F5 H2O F5 Glukosa



= 82760,4481 Kg/batch = 13468,69114 Kg/batch



F5 Fruktosa



= 16009,9536 Kg/batch



Jumlah



= 112239,0928 Kg/Batch



 Aliran 6 : Malt sprouts adalah nutrisi untuk bakteri yang ditambahkan sebanyak 3% dari jumlah molasse yang masuk fermentor (J.M.Paturau, 1989). 3 X 112239,0928 Kg/batch = 3367,1728 Kg/batch 100 = 3367,1728 Kg/batch



F6 Malt sprouts = Jumlah  Aliran 7 :



Bakteri yang diperlukan untuk proses fermentasi asam laktat sebanyak 1,7% dari jumlak molasse yang masuk (J.M.Paturau, 1989). F7 Bakteri Jumlah



1,7 X 112239,0928 Kg/batch = 1908,0646 Kg/batch 100 = 1908,0646 Kg/batch



=



 Aliran 8 : Penambahan CaCO3 berfungsi untuk menjaga pH agar tetap optimum, yaitu sekitar



5 - 6 (J.M.Paturau, 1989).



F8 CaCO3



= 6734,3456 Kg/batch



Jumlah



= 6734,3456 Kg/batch



 Aliran 9 : F9 CO2



= Mole CO2 X BM CO2



Jumlah



= 67,3435 Kgmole X 44 Kg/kgmole = 2963,1121 Kg/batch = 2963,1121 Kg/batch



 Aliran 10a : F10a H2O



= F5 H2O + H2O hasil reaksi 2 = F5 H2O + (Mole H2O hasil reaksi 2 × BM H2O) = 82760,4481 + (67,3435 Kgmole × 18 Kg/kgmole ) = 82760,4481 + 1212,183 = 83972,6311 Kg/batch



F10a Glukosa = Glukosa sisa reaksi 1 × BM Glukosa = 7,4826 Kgmole × 18018 Kg/kgmole = 1346,8691 Kg/batch F10a Fruktosa = F5 Fruktosa = 16009,9536 Kg/batch F10a Ca-laktat = Mole Ca-laktat X BM Ca-laktat = 67,3435 Kgmole X 218 Kg/kgmole = 10276,6113 Kg/batch F10a Bakteri



= F7 Bakteri = 1908,0646 Kg/batch



F10a Malt sprouts = F6 Malt sprouts = 3367,1728 Kg/batch Jumlah = 121285,5637 Kg/batch



Komponen



In (Kg/batch) Aliran 5



Aliran 6



Out (Kg/batch)



Aliran 7



Aliran 8



Aliran 9



Aliran 10a



H2 O



82760,4481



83972,6303



Glukosa



13468,6911



1346,8691



Fruktosa



16009,9536



16009,9536



Ca-laktat



0



Bakteri



1335,6452



Malt sprouts CaCO3



14680,8733



3367,1728



1908,064578 1908,0646



CO2



3367,1728 2963,11205



112239,0928



3367,1728



Total



1908,064578



1908,0646



2963,11205



124248,6757



I.4



121285,5637



124248,6757



Neraca Massa Pada Tangki Intermediate (TI-01)



Fungsi : untuk menyimpan larutan hasil fermentasi yang keluar dari fermentor H2O Glukosa Fruktosa Ca-Laktat Bakteri Malt Sprouts



10a



Tangki Intermediate



F10a = F10b  Aliran 10a : F10a H2O



= 83972,6303 Kg/batch



F10a Glukosa



= 1346,8691 Kg/batch



10a



F



Fruktosa



= 16009,9536 Kg/batch



F10a Ca-laktat



= 14680,8733 Kg/batch



F10a Bakteri



= 1908,064578 Kg/batch



F10a Malt sprouts = 3367,172785 Kg/batch Jumlah



= 121285,5637 Kg/batch



10b



H2O Glukosa Fruktosa Ca-Laktat Bakteri Malt Sprouts



 Aliran 10b : F10b H2O



= F10a H2O = 83972,6303 Kg/batch



F10b Glukosa



= F10a Glukosa = 1346,8691 Kg/batch



F10b Fruktosa



= F10a Fruktosa = 16009,9536 Kg/batch



10b



F



Ca-laktat



= F10a Ca-laktat = 14680,8733 Kg/batch



F10b Bakteri



= F10a Bakteri = 1908,064578 Kg/batch



F10b Malt sprouts = F10a Malt sprouts = 3367,172785 Kg/batch Jumlah



= 121285,5637 Kg/batch



Komponen



In (Kg/batch) Aliran 10a 83972,6303 1346,8691 16009,9536 14680,8733 1908,064578 3367,172785 121285,5637



H2O Glukosa Fruktosa Ca-laktat Bakteri Malt sprouts Total



I.5



Out (Kg/batch) Aliran 10b 83972,6303 1346,8691 16009,9536 14680,8733 1908,064578 3367,172785 121285,5637



Neraca Massa Pada Centrifuge 2 (CF-02)



Fungsi : Memisahkan biomassa (bakteri dan malt sprouts) dari larutan, dengan gaya sentrifugal. Asumsi : Seluruh bakteri dan malt sprouts dapat terpisahkan dari larutan. H2O Glukosa Fruktosa Ca-Laktat Bakteri Malt Sprouts



12



10b



Centrifuge 2 11 Bakteri Malt Sprouts



H2O Glukosa Fruktosa Ca-Laktat



F10b = F11 + F12  Aliran 10b : F10b H2O



= 83972,6303 Kg/batch



F10b Glukosa



= 1346,8691 Kg/batch



= 56,1195 kg/jam



F10b Fruktosa



= 16009,9536 Kg/batch



= 667,0814 kg/jam



F10b Ca-laktat



= 14680,8733 Kg/batch



= 611,7031 kg/jam



F10b Bakteri



= 1908,064578 Kg/batch



10b



F



Malt sprouts = 3367,172785 Kg/batch



Jumlah



= 121285,5637 Kg/batch



 Aliran 11 : F11 Bakteri



= F10b Bakteri = 79,5027 kg/jam



11



F Malt sprouts



= F10b Malt sprouts = 140,2989 kg/jam



Jumlah



= 219,8016 kg/jam



 Aliran 12 : F12 H2O



= F10b H2O = 3498,859594 kg/jam



F12 Glukosa



= F10b Glukosa = 56,1195 kg/jam



F12 Fruktosa



= F10b Fruktosa = 667,0814 kg/jam



12



F Ca-laktat = F10b Ca-laktat = 611,7031 kg/jam Jumlah



= 4833,7636 kg/jam



= 3498,859594 kg/jam



= 79,5027 kg/jam = 140,2989 kg/jam = 5053,565154 kg/jam



Komponen



In (kg/jam) Aliran 10 3498,859594 56,11954641 667,0814007 611,7030559 79,50269075 140,298866 5053,565154 5053,565154



H2O Glukosa Fruktosa Ca-laktat Bakteri Malt sprouts Total



I.6



Out (kg/jam) Aliran 11 Aliran 12 3498,859594 56,11954641 667,0814007 611,7030559 79,5027 140,2989 219,8016 4833,763597 5053,565



Neraca Massa Pada Tangki Acidifier (TA-01)



Fungsi : Mereaksikan antara asam sulfat dengan ca-laktat sehingga terbentuk asam laktat.



H2SO4 H2O



13 H2O Glukosa Fruktosa Ca-Laktat



12



14



E-1



H2O Asam Laktat Glukosa Fruktosa CaSO4



F12 + F13 = F14 Asumsi : Konversi reaksi 100% H2SO4 yang ditambahkan habis bereaksi dan mempunyai kemurnian 98 % dan sisanya dianggap air. Reaksi : (CH3CH(OH)COO2Ca + H2SO4



2CH3CH(OH)COOH



+



CaSO4 Awal



:



2,3060



2,3060



Bereaksi



:



2,3060



2,3060



5,6120



2,8060



Sisa



:



0



0



5,6120



2,8060



 Aliran 12 : F12 H2O



= 3498,8596 kg/jam



F12 Glukosa



= 56,1195 kg/jam



F12 Fruktosa



= 667,0814 kg/jam



F12 Ca-laktat = 611,7031 kg/jam Jumlah



= 4833,763597 kg/jam



 Aliran 13 : F13 H2SO4



= Mol H2SO4 × BM H2SO4 = 2,8060 Kgmole × 98 Kg/kgmole



F13 H2O



= 274,9858 Kg/jam 2 = x 274,9858 98 = 5,6120 Kg/jam



Jumlah



= 280,5977 Kg/ jam



 Aliran 14 : F14 H2O



= F12 H2O + F13 H2O



F14 Glukosa



= 3498,859594 + 5,6120 = 3504,4715 Kg/ jam = F12 Glukosa



F14 Fruktosa



= 56,1195 Kg/jam = F12 Fruktosa



= 667,0814 kg/jam F14Asam laktat = Mol CH3CH(OH)COOH × BM CH3CH(OH)COOH = 5,6120 Kgmole × 90 Kg/kgmole = 505,08 Kg/jam F14 CaSO4



= Mol CaSO4 × BM Ca SO4 = 2,8060 Kgmole ×136 Kg/kgmole



Jumlah



= 381,6129 Kg/jam = 5114,3613 Kg/ jam



Komponen



H2O Asam Laktat Glukosa Fruktosa Ca-laktat H2SO4 CaSO4



Aliran 12 3498,8596 0 56,1195 667,0814 611,7031



Aliran 13 5,6120



Out (Kg/jam) Aliran 14 3504,4715 505,0759 56,1195 667,0814



274,9858 381,6129 4833,7636 280,5977 5114,3613



Total I.7



In (Kg/jam)



5114,3613 5114,3613



Neraca Massa Pada Tangki Pengendapan (TS-01)



Fungsi : Memisahkan antara gypsum dari larutan dengan gaya beratnya H2O Asam Laktat Glukosa Fruktosa CaSO4



16



14



E-2



15 F14 = F15 + F16  Aliran 14 :



CaSO4



F14 H2O



= 3504,4715 Kg/ jam



F14 Glukosa



= 56,1195 Kg/jam



F14 Fruktosa



= 667,0814 kg/jam



14



F Asam laktat = 505,0759 Kg/jam F14 CaSO4



= 381,6129 Kg/jam



Jumlah



= 5114,3613 Kg/ jam



 Aliran 15 : F15 CaSO4



= F14 CaSO4 = 381,6129 Kg/jam



Jumlah



= 381,6129 Kg/jam



H2O Asam Laktat Glukosa Fruktosa



Aliran 16 : F16 H2O



= F14 H2O = 3504,4715 Kg/ jam



F16 Glukosa



= F14 Glukosa = 56,1195 Kg/jam



F16 Fruktosa



= F14 Fruktosa = 667,0814 kg/jam



16



F Asam laktat = F14 Asam laktat = 505,0759 Kg/jam Jumlah



= 505,0759 Kg/ jam



Komponen H2O Asam Laktat Glukosa Fruktosa CaSO4 Total



I.8



In (kg/jam) Aliran 14 3504,4715 505,0759 56,1195 667,0814 381,6129 5114,3613 5114,3613



Out (Kg/jam) Aliran 15 Aliran 16 3504,4715 505,0759 56,1195 667,0814 381,6129 381,6129 4732,7484 5114,3613



Neraca Massa Pada Evaporator (EV-01)



Fungsi : Memisahkan antara air dan asam laktat dengan larutan glukosa dan fruktosa. 18 Uap H2O Asam Laktat H2O Asam Laktat Glukosa Fruktosa



16



Glukosa Fruktosa



17



F16 = F17 + F18 Asumsi : Seluruh air dan asam laktat menjadi uap Kondisi operasi : P = 1 atm dan T = 175 0C  Aliran 16 : F16 H2O



= 3504,4715 Kg/ jam



F16 Glukosa



= 56,1195 Kg/jam



16



F Fruktosa



= 667,0814 kg/jam



F16 Asam laktat = 505,0759 Kg/jam Jumlah



= 4732,7484 Kg/ jam



 Aliran 17 : F17 Glukosa



= F16 Glukosa = 56,1195 Kg/jam



F17 Fruktosa



= F16 Fruktosa = 667,0814 kg/jam



Jumlah



= 723,2009Kg/ jam



 Aliran 18 : F18 Uap H2O



= F16 H2O = 3504,471549 Kg/ jam



F18 Asam laktat = F16 Asam laktat = 505,0759 Kg/ jam Jumlah



= 4009,547467 Kg/ jam Komponen



Uap H2O H2O Asam Laktat Glukosa Fruktosa Total



In (Kg/jam) Aliran 16 3504,4715 505,0759 56,1195 667,0814 4732,7484 4732,7484



Out (Kg/jam) Aliran 17 Aliran 18 3504,471549 505,0759 56,1195 667,0814 723,2009 4009,5475 4732,7484



1.9 Neraca Massa Pada Parsial Subcooler Condensor (SK-01) Fungsi : Untuk menghilangkan air sebesar 96,392 % (didapatkan dari trial) Kondisi operasi : P = 1 atm dan T = 100 0C 18



Uap H2O Asam Laktat



Sub-cooler Kondensor parsial



19



Uap H2O H2O Asam Laktat



F18 = F19 Asumsi : Seluruh asam laktat menjadi produk dengan kemurnian 80 % dan 20 % sisanya adalah air.  Aliran 18 : F18 Uap H2O



= 3504,471549 Kg/ jam



18



F Asam laktat



= 505,0759 Kg/ jam



Jumlah



= 4009,5475 Kg/ jam



Total produk keluar =



100 x 505,0759 80



= 631,34488 kg/jam Jumlah air yang ada pada produk = 631,34488 - 505,0759 = 126,2346 kg/ jam Jumlah air yang harus dikondensasi =



126,2346 x100% 3504,471549



= 3,60 % Air yang menguap = 100%-3,60% = 96,40 %  Aliran 19 : 96,40 × 3504,471549 = 3378,236979 Kg/ jam 100 = 126,2346 Kg/ jam



F19 Uap H2O = F19 H2O



F19 Asam laktat = F18Asam laktat = 505,0759 Kg/ jam Jumlah



= 4009,5475 Kg/ jam



Komponen Uap H2O H2O Asam Laktat Total



I.10



In (Kg/jam) Aliran 18 3378,237 3504,471549 505,0759177 4009,5475



Out (Kg/jam) Aliran 19 3378,237 126,2346 505,0759 4009,5475



Flash Drum (FD-01) Fungsi : Memisahkan antara uap air dengan produk keluaran Parsial Subcooler Condensor Kondisi operasi : P = 1 atm dan T = 100 0C Seluruh uap air akan terpisah



20 Uap H2O Uap H2O H2O Asam Laktat +



19



21 H2O Asam Laktat



F19 = F20 + F2  Aliran 19 : F19 Uap H2O = 3378,236979 Kg/ jam F19 H2O = 126,2346 Kg/ jam F19 Asam laktat = 505,0759 Kg/ jam Jumlah



= 4009,5475 Kg/ jam



 Aliran 20 : F20 Uap H2O = F19 Uap H2O = 3378,236979 Kg/ jam Jumlah



= 3378,236979 Kg/ jam



 Aliran 21 : F21 H2O



= F19 H2O = 126,2346 Kg/ jam



F21 Asam laktat = F19 Asam laktat = 505,0759 Kg/ jam Jumlah



= 631,3105 Kg/ jam Komponen



In (Kg/jam) Out (Kg/jam) Aliran 19 Aliran 20 Aliran 21 3378,2370 3378,2370 126,2346 126,2346 505,0759 505,0759 4009,5475 3378,237 631,3104873 4009,5475 4009,5475



Uap H2O H2O Asam Laktat Total



I.11



Neraca Massa Pada Cooler (C-01)



Fungsi : Mendinginkan asam laktat Kondisi operasi : T = 40 0C H2O Asam Laktat



21



22 Cooler



F21 = F22  Aliran 21 : F21 H2O



= 126,2346 Kg/ jam



F21 Asam laktat = 505,0759 Kg/ jam Jumlah



= 631,3105 Kg/ jam



 Aliran 22 : F22 H2O



= F21 H2O = 126,2346 Kg/ jam



F22 Asam laktat = F21 Asam laktat = 505,0759 Kg/ jam



H2O Asam Laktat



Jumlah



= 631,3105 Kg/ jam



Komponen H2O Asam Laktat Total



I.12



In (Kg/jam) Aliran 21 126,2346 505,0759 631,3105



Out (Kg/jam) Aliran 22 126,2346 505,0759 631,3105



Neraca Massa pada Subcooler Condensor (SK-02)



Fungsi : untuk mengembunkan dan mendinginkan uap air sisa 20



Sub-cooler Kondesor Total



Uap H2O



23 H2O



F20 = F23  Aliran 20 F20 Uap H2O = 3378,2370 kg/jam Jumlah



= 3378,2370 kg/jam



Aliran 23 F23 H2O



= F20 Uap H2O = 3378,2370 kg/jam



Jumlah



= 3378,2370 kg/jam



Komponen Uap H2O H2O Total



In (Kg/jam) Aliran 20 3378,2370 3378,2370



Out (Kg/jam) Aliran 23 3378,2370 3378,2370



LAMPIRAN II NERACA ENERGI



NERACA ENERGI



Panas yang dibawa masuk oleh bahan dihitung menggunakan persamaan : H = m∫CpdT



Dimana : H = Energi yang dibawa bahan (KJ) m = Massa bahan (Kg) Cp = Kapasitas panas bahan (KJ/Kg.K) ∆T = T bahan – T referensi T referensi = 25 0C = 298 K Mencari Cp Untuk Masing – masing bahan Mencari Cp bahan menggunakan persamaan : Cp = A + BT + CT2 + DT3 Data dalam menghitung Cp didapatkan dari buku Chemical Properties Handbook, Carl L. Yaws. McGraw-Hill. Komponen



Koefisien Regresi (Cp) A



B



C



D



E



H2O (Cair)



92.053



-4.00E-02



-2.11E-04



5.35E-07



-



H2O (gas)



33.93



-8.42E-03



2.99E-05



7.83E-08



3.69E-12



7.03E-01



-1.39E-03



1.03E-06



H2SO4 (cair) 26.004 Contoh Perhitungan :



Cp H2O pada T1 = 298 K dan T2 = 303 K



Cp H2O = 2  3   4 E  02   2.11E  04 92.053303  298   303) 2  (298    303) 3  (298   2 3     4   5.35E  07 303) 4  (298   4  



























= 20,9715 kJ/kg.K Menghitung Cp menggunakan metode Chueh-Swanson, data dari tabel 5-10 hal 138. Buku The Properties of Gas and Liquid Edisi ke-4, Robert C. Reid. McGrawHill. 



Glukosa (C6H12O6) Komponen C6H12O6



Simbol



Jumlah



Value



Total Value



1



53



53



CH



4



21



84



OH



5



44.8



224



CH2



1



30.4



30.4



O C=O



Total



391.4



Cp C6H12O6 = 391.4 J/mol.K = 2.174 KJ/Kg.K 



Fruktosa (C6H12O6) Komponen C6H12O6



Simbol



Jumlah



Value



Total Value



>C=O



1



53



53



CH



3



21



63



OH



5



44.8



224



CH2



2



30.4



60.8



Total Cp C6H12O6 = 400.8 J/mol.K = 2.226 KJ/Kg.K



400.8







Asam Laktat Komponen



Asam Laktat



Simbol



Jumlah



Value



Total Value



1



79



79



CH



1



21



21



OH



1



44.8



44.8



CH3



1



30.4



30.4



O C-OH



Total



182.5



Cp Asam Laktat = 182.5 J/mol.K = 2.0277 KJ/Kg.K 



Ca-Laktat



Data Cp Ca-laktat(http://mooni.fccj.org/ethall/2046/ch20/heatcapacity/heatform.htm) Cp Ca-laktat = 121.9050 kJ/kg.K Menghitung Cp bahan menggunakan data dari buku Perry’s tabel 2-194 Heat Capacities of Elements and Inorganic Compound. 



Abu (CaO)



BM = 56 Cp CaO



= 10 + 0.00484T – 108000/T2 = 10 T + ½ 0.00484 T2 + 108000/T







Kalsium Karbonat (CaCO3)



BM = 100 Cp CaCO3



= 19.68 + 0.01189T – 307600/T2 = 19.68 T + ½ 0.01189 T2 + 307600/T







CaSO4



BM = 136 Cp CaSO4



= 18.52 + 0.02197T – 156800/T2 = 18.52 T +1/2 0.02197 T2 + 156800/T







CO2



BM = 44 Cp = 10.34 + 0.00274 T – 195500/T2 Cp = 10.34 T + ½ 0.00274 T2 + 195500/T



II.1



Neraca Energi Pada Centrifuge 1 (CF-01)



T1 (Referensi) = 250C = 298 K T2 (Operasi)



= 300C = 303 K



Entalpi Bahan Masuk Pada Aliran 1 Komponen H2O Glukosa Fruktosa Abu



m (kg/batch) 10165,04992 13468,69114 16009,9536 11181,55491 Total



∫Cp dT (kJ/kg.K) 20,9715 10,8722 11,1333 1618,1465



H (kJ/batch) 213176,7902 146434,6031 178244,1503 18093393,3893 18631248,9328



Entalpi Bahan Keluar Pada Aliran 2 Komponen Abu



m (kg/batch) 11181,5549 Total



∫Cp dT (kJ/kg.K) 1618,1465



H (kJ/batch) 18093393,3893 18093393,3893



Entalpi Bahan Keluar Pada Aliran 3 Komponen H2O Glukosa Fruktosa



m (kg/batch) 10165,0499 13468,6911 16009,9536 Total



∫Cp dT (kJ/kg.K) 20.9715 10.8722 11.1333



H (kJ/batch) 213176,7902 146434,6031 178244,1503 537855,5435



Neraca Energi Pada Centrifuge 1 Komponen H2O Glukosa Fruktosa Abu Total



H Masuk (kJ/batch) Aliran 1 213176,7902 146434,6031 178244,1503 18093393,3893 18631248,9328



H Keluar (kJ/batch) Aliran 2 Aliran 3 213176,7902 146434,6031 178244,1503 18093393,3893 18093393,3893 537855,5435 18631248,9328



II.2



Neraca Energi Pada Tangki Pengenceran (TP-01)



T1 (Referensi) = 250C = 298 K T2 (Operasi)



= 300C = 303 K



Entalpi Bahan Masuk Pada Aliran 3 Komponen H2O Glukosa Fruktosa



m (kg/batch) 10165,0499 13468,6911 16009,9536 Total Entalpi Bahan Masuk Pada Aliran 4 Komponen H2O



m (kg/batch) 72595,3981 Total



∫Cp dT (kJ/kg.K) 20,9715 10,8722 11,1333



∫Cp dT (kJ/kg.K) 20,9715



H (kJ/batch) 213176,7902 146434,6031 178244,1503 537855,5435 H (kJ/batch) 1522437,5765 1522437,5765



Entalpi Bahan Keluar Pada Aliran 5 Komponen H2O Glukosa Fruktosa



m (kg/batch) 82760,4481 13468,69114 16009,9536 Total



∫Cp dT (kJ/kg.K) 20,9715 10,8722 11,1333



H (kJ/batch) 1735614,3666 146434,6031 178244,1503 2060293,1200



Neraca Energi Pada Tangki Pengenceran Komponen H2O Glukosa Fruktosa Total



H Masuk (kJ/batch) Aliran 3 Aliran 4 213176,7902 1522437,5765 146434,6031 178244,1503 537855,5435 1522437,5765 2060293,1200



H Keluar (kJ/batch) Aliran 5 1735614,3666 146434,6031 178244,1503 2060293,1200



II.3



Neraca Energi Pada Fermentor (FR-01)



Q pemanas



303 K



319 K



Hr



Hp



ΔΗ R 319 K



303 K



Hp



Hr



298 K



T referensi



= 25 0C = 298 K



T in



= 30 0C = 303 K



T out



= 46 0C = 319 K



ΔH0R



298 K



H masuk (Hr) Fermentor: Komponen masuk Fermentor pada suhu 303 K :



Entalpi Bahan Masuk pada Aliran 5 : Komponen H2O Glukosa Fruktosa



m (kg/batch) 82760,4481 13468,6911 16009,9536 Total



∫Cp dT (kJ/kg.K) H (kJ/batch) 20,9715 5539722,4945 10,8722 468590,7299 11,1333 570381,2809 6578694,5052



Entalpi Bahan Masuk pada Aliran 6 : Komponen Malt Sprouts



m (kg/batch) 3367,172785 Total



∫Cp dT (kJ/kg.K) 19,9920



H (kJ/batch) 67316,5183 67316,5183



Entalpi Bahan Masuk pada Aliran 7 : Komponen Bakteri



m (kg/batch) 1908,064578 Total



∫Cp dT (kJ/kg.K) 20,2895



H (kJ/batch) 38713,6763 38713,6763



Entalpi Bahan Masuk pada Aliran 8 : Komponen CaCO3



m (kg/batch) 6734,3456 Total



∫Cp dT (kJ/kg.K) 633,3861



H (kJ/batch) 4265441,0514 4265441,0514



Reaksi 1: C6H12O6



2CH3CH(OH)COOH



Diketahui: (http://mooni.fccj.org/-ethall/2046/ch20/heatformation/heatform.htm) Hf Gluksoa = -1260 kJ/mol = -84852,7542 kJ Hf Asam laktat = -11.35 kJ/mol = -1528,6964 kJ Δ HoR = Δ Hf (produk) - Δ Hf (reaktan) Δ HoR = [2(-1528,6964 kJ/mol)] - [1(-84852,7542 kJ/mol)] Δ HoR = 81795,3613 kJ (Endotermis) Reaksi 2: 2CH3CH(OH)COOH + CaCO3



(CH3CH(OH)COO)2Ca + H2O +



CO2 Diketahui: (http://mooni.fccj.org/-ethall/2046/ch20/heatformation/heatform.htm) Hf CaCO3 = -1206.9 kJ/mol = -81276,8167 kJ Hf Ca-Laktat = -1244.85 kJ/mol = -83832,5008 kJ Hf CO2 = -393.5 kJ/mol = -26499,6498kJ Hf H2O = -285.8 kJ/mol = -19246,7596 kJ Hf Asam laktat = -11.35 kJ/mol = -1528,6964 kJ Δ HoR = Hf (produk) - Hf (reaktan) Δ HoR = [1(-83832,5008) + 1(-26499,6498)+ 1(-19246,7596)] – [2(-1528,6964) + 1(-84852,7542)] Δ HoR = -45244,7007 kJ (Eksotermis)



HoR total = HoR reaksi 1 + HoR reaksi 2 HoR total = 81795,3613 kJ +( -45244,7007 kJ) = 36550,6606 kJ Karena HoR bernilai positif, maka reaksi bersifat endotermis, sehingga neraca panas pada fermentor : Hr + Q pemanasan = Hp + HoR total H keluar (Hp) Fermentor: Komponen keluar Fermentor pada suhu 319 K : Entalpi Bahan Keluar pada Aliran 9 : Komponen CO2



m (kg/batch) 2963,11205 Total



∫Cp dT (kJ/kg.K) 907,6132



H (kJ/batch) 2689359,5643 2689359,5643



Entalpi Bahan Keluar Pada Aliran 10 Komponen H2O Ca-laktat Glukosa Fruktosa Bakteri Malt sprouts



m (kg/batch) 83972,6303 14680,8733 1346,8691 16009,9536 1908,064578 3367,172785 Total



∫Cp dT (kJ/kg.K) 87,9084 2560,0047 45,6633 46,7600 20,2895 19,9920



H (kJ/batch) 7381897,8339 37583104,2848 61502,5333 748625,4311 38713,6763 67316,5183 45881160,2777



Hr + Q pemanas = Hp + HoR total Q pemanas



= Hp + HoR total – Hr



Q pemanas = (2689359,5643+45881160,2777) + (36550,6606 kJ) (2060293,1200 + 67316,5183+ 38713,6763 + 4265441,0514) Q pemanas = 42175306,1365 kJ (dari steam table Termo hal : 672 apendix F) Digunakan saturated steam dengan P = 15,55 atm, T = 200 0C Hv



= 2790,9 kJ/kg



Hl



= 852,4 kJ/kg



λ



= Hv – Hl = (2790,9 – 852,4)kJ/kg =



1938,6 kJ/kg



Massa steam yang dibutuhkan = Q/( λ) = 42175306,1365 / 1938,6 =



21755,5484 kg/batch



Neraca Energi Pada Fermentor Komponen Aliran 5 H2O Glukosa Fruktosa Ca-laktat Bakteri Malt sprouts CaCO3



Aliran 6



H Masuk (kJ/batch) Aliran 7 Aliran 8



Q pemanas



1735614,366 6 146434,6031 178244,1503



H Keluar (kJ/batch) Aliran 10a



HoR total



7381897,8339 61502,5333 748625,4311 37583104,2848 38713,6763 67316,5183



38713,6763 67316,5183 4265441,0514 2689359,5643



CO2 Total



Aliran 9



2060293,120 0



67316,5183



38713,6763



4265441,0514



42175306,1365



2689359,5643



48607070,5025



45881160,2777



48607070,5025



Setelah proses fermentasi berlangsung, maka proses akan dilakukan secara kontinue dengan membagi massa masing – masing bahan dengan 24 (1 batch = 24jam). Proses kontinue berlangsung setelah terjadi 2 X proses fermentasi II.4



Neraca Energi Pada Tangki Intermediate (TI-01)



Entalpi Bahan Masuk Pada Aliran 10a Komponen H2O Ca-laktat Glukosa Fruktosa Bakteri Malt sprouts



m (kg/batch) 83972,6303 14680,8733 1346,8691 16009,9536 1908,064578 3367,172785 Total



36550,6606



∫Cp dT (kJ/kg.K) 87,9084 2560,0047 45,6633 46,7600 20,2895 19,9920



H (kJ/batch) 7381897,8339 37583104,2848 61502,5333 748625,4311 38713,6763 67316,5183 45881160,2777



Entalpi Bahan Keluar Pada Aliran 10b Komponen H2O Ca-laktat Glukosa Fruktosa Bakteri Malt sprouts



m (kg/batch) 83972,6303 14680,8733 1346,8691 16009,9536 1908,064578 3367,172785 Total



∫Cp dT (kJ/kg.K) 87,9084 2560,0047 45,6633 46,7600 20,2895 19,9920



H (kJ/batch) 7381897,8339 37583104,2848 61502,5333 748625,4311 38713,6763 67316,5183 45881160,2777



Neraca Energi Pada Tangki Intermediate Komponen H2O Ca-laktat Glukosa Fruktosa Bakteri Malt sprouts Total II.5



H Masuk (kJ/batch) Aliran 10a 83972,6303 14680,8733 1346,8691 16009,9536 1908,064578 3367,172785 45881160,2777



H Keluar (kJ/batch) Aliran 10b 83972,6303 14680,8733 1346,8691 16009,9536 1908,064578 3367,172785 45881160,2777



Neraca Energi Pada Centrifuge 2 (CF-02)



T1 (Referensi) = 250C = 298 K T2 (Operasi)



= 300C = 303 K



Entalpi Bahan Masuk Pada Aliran 10 Komponen H2O Glukosa Fruktosa Ca-Laktat Bakteri Malt sprouts



m (kg/jam) 3498,859594 56,1195 667,0814 611,7031 79,5027 140,2989 Total



∫Cp dT (kJ/kg.K) 20.9715 10.8722 11.1333 609.5249 20.2895 19.9920



H (kJ/jam) 73376,4875 610,1442 7426,8396 372848,2568 1613,0698 2804,8549 458679,6528



∫Cp dT (kJ/kg.K) 20.2895 19.9920



H (kJ/jam) 1613,0698 2804,8549 4417,9248



Entalpi Bahan Keluar Pada Aliran 11 Komponen Bakteri Malt Sprouts



m (kg/jam) 79,5027 140,2989 Total



Entalpi Bahan Keluar Pada Aliran 12 Komponen H2O Glukosa Fruktosa Ca-Laktat



m (kg/jam) 3498,859594 56,1195 667,0814 611,7031 Total



∫Cp dT (kJ/kg.K) 20.9715 10.8722 11.1333 609.5249



H (kJ/jam) 73376,4875 610,1442 7426,8396 372848,2568 454261,7280



Neraca Energi Pada Centrifuge 2 Komponen H2O Glukosa Fruktosa Ca-Laktat Bakteri Malt sprouts Total II.6



H Masuk (kJ/jam) Aliran 10 73376,4875 610,1442 7426,8396 372848,2568 1613,0698 2804,8549 458679,6528



H Keluar (kJ/jam) Aliran 11 Aliran 12 73376,4875 610,1442 7426,8396 372848,2568 1613,0698 2804,8549 4417,9248 454261,7280 458679,6528



Neraca Energi Pada Tangki Acidifier (TA-01)



T1 (Referensi) = 250C = 298 K T2 (Operasi)



= 300C = 303 K



Entalpi Bahan Masuk Pada Aliran 12 Komponen H2O Glukosa Fruktosa Ca-laktat



m (kg/jam) 3498,859594 56,1195 667,0814 611,7031 Total



∫Cp dT (kJ/kg.K) 20.9715 10.8722 11.1333 609.5249



H (kJ/jam) 73376,4875 610,1442 7426,8396 372848,2568 454261,7280



∫Cp dT (kJ/kg.K) 7,1586 20,9715



H (kJ/jam) 1968,5189 117,6914 2086,2102



Entalpi Bahan Masuk Pada Aliran 13 Komponen H2SO4 H2O



m (kg/jam) 274,9858 5,6120 Total



Entalpi Bahan Keluar Pada Aliran 14 Komponen H2O Asam Laktat Glukosa Fruktosa CaSO4



m (kg/jam) 3504,471549 505,0759 56,1195 667,0814 381,6129 Total



∫Cp dT (kJ/kg.K) 20.9715 10.1389 10.8722 11.1333 968.6688



H (kJ/jam) 73494,1788 5120,8890 610,1442 7426,8396 369656,5162 456308,5677



Asumsi : Konversi reaksi 100% H2SO4 yang ditambahkan habis bereaksi Reaksi : (CH3CH(OH)COO2Ca + H2SO4



2CH3CH(OH)COOH



CaSO4 Hf Ca-Laktat = -1244.85 kJ/mol Hf Asam laktat = -11.35 kJ/mol Hf H2SO4 = -814 kJ/mol Hf CaSO4 = -1422.6666 kJ/mol Δ HoR = Hf (produk) - Hf (reaktan)



= -83832,5008 kJ = -1528,6964 kJ = -54817,5729 kJ = -95807,2851 kJ



= (2(-1528,6964) + (-95807,2851)) – ((-83832,5008) + -54817,5729)) = 39785,3957 kJ Hr + Q pemanas = Hp + Δ HoR Q pemanas



= Hp + Δ HoR – Hr



= 456308,5677+ 39785,3957– (454261,7280+ 2086,2102) = 39746,0252 kJ (dari steam table Termo hal : 672 apendix F) Digunakan saturated steam dengan P = 15.55 atm, T = 200 0C Hv



= 2790,9 kJ/kg



Hl



= 852,4 kJ/kg



λ



= Hv – Hl = (2790,9 – 852,4)kJ/kg =



1938,6 kJ/kg



Massa steam yang dibutuhkan = Q/( λ) = 39746,0252 / 1938,6 =



20,5024 kg/jam



+



Neraca Energi Pada Tangki Acidifier Komponen H2O Asam Laktat Glukosa Fruktosa Ca-laktat H2SO4 CaSO4



H Masuk (kJ/jam) Aliran 13 274,9858



Aliran 12 73376,4875 610,1442 7426,8396 372848,2568



5,6120 454261,7280



Total II.7



H Keluar (kJ/jam) Aliran 14 H reaksi 73494,1788 5120,8890 610,1442 7426,8396



Q Pemanas



2086,2102 496093,9635



39746,0252



369656,5162 456308,5677 39785,3957 496093,9635



Neraca Energi Pada Tangki Pengendapan (TS-01)



T1 (Referensi) = 250C = 298 K T2 (Operasi)



= 300C = 303 K



Entalpi Bahan Masuk Pada Aliran 14 Komponen H2O Asam Laktat Glukosa Fruktosa CaSO4



m (kg/jam) 3504,471549 505,0759 56,1195 667,0814 381,6129 Total



∫Cp dT (kJ/kg.K) 20.9715 10.1389 10.8722 11.1333 968.6688



H (kJ/jam) 73494,1788 5120,8890 610,1442 7426,8396 369656,5162 456308,5677



∫Cp dT (kJ/kg.K) 968.6688



H (kJ/jam) 369656,5162 369656,5162



∫Cp dT (kJ/kg.K) 20.9715 10.1389 10.8722 11.1333



H (kJ/jam) 73494,1788 5120,8890 610,1442 7426,8396 86652,0515



Entalpi Bahan Keluar Pada Aliran 15 Komponen CaSO4



m (kg/jam) 381,6129 Total



Entalpi Bahan Keluar Pada Aliran 16 Komponen H2O Asam Laktat Glukosa Fruktosa



m (kg/jam) 3504,4715 505,0759 56,1195 667,0814 Total



Neraca Energi Pada Tangki Pengendapan (TS-01) Komponen H2O Asam Laktat Glukosa Fruktosa CaSO4 Total



H Masuk (kJ/jam) Aliran 14 73494,1788 5120,8890 610,1442 7426,8396 369656,5162 456308,5677



II.8



H Keluar (kJ/jam) Aliran 15 Aliran 16 73494,1788 5120,8890 610,1442 7426,8396 369656,5162 369656,5162 86652,0515 456308,5677



Neraca Energi Pada Evaporator (EV-01) = 300C = 303 K



T in



T (Referensi) = 250C = 298 K = 1750C = 448 K



T out



Entalpi Bahan Masuk Pada Aliran 16 Komponen H2O Asam Laktat Glukosa Fruktosa



m (kg/jam) 3504,4715 505,0759 56,1195 667,0814 Total



∫Cp dT (kJ/kg.K) 20.9715 10.1389 10.8722 11.1333



H (kJ/jam) 73494,1788 5120,8890 610,1442 7426,8396 86652,0515



∫Cp dT (kJ/kg.K) 292.5285



H (kJ/jam) 1025157,8416 1025157,8416



Entalpi Bahan Keluar Pada Aliran 18 373



1 H  m  CpxdT 303



Komponen H2O



m (kg/jam) 3504,4715 Total



2. Menentukan panas penguapan air H laten air pada 100 0C (373 K) (data Steam table appendix F.1) H laten air = 2256,9 kJ/kg H laten air = 3504,4715 kg x 2256,9 kJ/kg = 7909241,8389 kJ/jam



448



3. H  m  CpxdT 373



Komponen H2O



m (kg/jam) 3504,4715 Total



∫Cp dT (kJ/kg.K) 170,7860



H (kJ/jam) 598514,7476 598514,7476



m (kg/jam) 505,0759



∫Cp dT (kJ/kg.K) 294.0278



H (kJ/jam) 148506,3497 148506,3497



448



4. H  m  CpxdT 303



Komponen Asam laktat



5. Menentukan panas penguapan Asam Laktat dihitung dengan menggunakan persamaan :



Komponen



A



Tc



N



Asam laktat



95,565



616



0,384



H vap = A (1-T/Tc)n (kJ/kg) 644,727



A = 95,565 Tc = 616 K n = 0.384 (Data diatas diperoleh dari “Chemical Properties Handbook”), sehingga panas penguapan (Hv) untuk asam laktat pada T = 175OC = 448 K. H vap = A (1-T/Tc)n Hvap = 95,565(1-(448/616))0,384 = 58,0254 kJ/mol = 644,7274 kJ/kg Maka, panas laten asam laktat H laten asam laktat



= m x Hv = 505,0759 kg/jam x 644,7274 kJ/kg = 325636,2816 kJ/jam



448



6. H  m  CpxdT 298



Komponen H2O Asam Laktat



m (kg/jam) 3504,4715 505,0759 Total



∫Cp dT (kJ/kg.K) 326,9583 304.1667



∆H (kJ/jam) 1145816,1480 153627,2583 1299443,4063



∫Cp dT (kJ/kg.K) 326.1667 334.0000



H (kJ/jam) 18304,3254 222805,1878 241109,5132



Entalpi Bahan Keluar Pada Aliran 17 448



H  m  CpxdT 298



Komponen Glukosa Fruktosa



m (kg/jam) 56,1195 667,0814 Total



Perhitungan Panas Yang Dibutuhkan Evaporator Panas Masuk = Panas Keluar H masuk + Q pemanas = H keluar Q pemanas



= ((241109,5132 + 1299443,4063 + 325636,2816 + 7909241,8389



+ 148506,3497 + 598514,7476+ 1025157,8416) – 86652,0515) kJ = 11460957,9274 kJ (dari steam table Termo hal : 672 apendix F) Digunakan saturated steam dengan P = 15.55 atm, T = 200 0C Hv



= 2790,9 kJ/kg



Hl



= 852,4 kJ/kg



λ



= Hv – Hl = (2790,9 – 852,4)kJ/kg = 1938,6 kJ/kg



Massa steam yang dibutuhkan = Q/( λ) = 11460957,9274 / 1938,6 = 5911,976647 kg/jam



Neraca Energi Pada Evaporator (EV-01) Komponen H2O Asam Laktat Glukosa Fruktosa H laten H2O H laten Asam Laktat Total



II.9



H Masuk (kJ/jam) Aliran 16 Q pemanas 73494,1788 5120,8890 610,1442 7426,8396



H Keluar (kJ/jam) Aliran 17 Aliran 18 2769488,7372 302133,608 18304,3254 222805,1878 7909241,8389 325636,2816



86652,0515 11460957,9274 11547609,9789



241109,5132 11306500,4657 11547609,9789



Neraca Energi Pada Partial Subcooler Condenser (SK-01)



T (Referensi) = 250C = 298 K T in



= 1750C = 448 K



T out



= 1000C = 373 K



P



= 1 atm



Entalpi Bahan Masuk Pada Aliran 18 Komponen Uap H2O Asam Laktat



m (kg/jam) 3504,4715 505,0759 Total



∫Cp dT (kJ/kg.K) 326.1667 304.1667



H (kJ/jam) 1145816,1480 153627,2583 1299443,4063



∫Cp dT (kJ/kg.K) 170,7860 152.0833



∆H (kJ/jam) 598514,7476 76813,6291 675328,3767



448



Q Sensible H  m  CpxdT 373



Komponen Uap H2O Asam Laktat



m (kg/jam) 3504,4715 505,0759 Total



Perhitungan Panas Kondensasi H evap = A (1-T/Tc)n



Dimana : A = koefisien regresi n = koefisien regresi T = Temperatur operasi (K) Tc = Temperatur kritis (K)



Data Chemical Properties Handbook : H2 O : A = 52.053 Tc = 647,1 n = 0,321 T = 100 0C = 373 K H evap = 52,053(1-(373/647,1))0,321 = 39,509 kJ/mol = 2194,9278 kJ/kg



Asam Laktat : A = 95.565 Tc = 616 K n



= 0.384



T = 175 0C = 448 K H evap = 95,565(1-(448/616))0,384 = 58,0254 kJ/mol.K = 644.7274 kJ/kg.K Komponen H2O Asam Laktat



m (kg/jam) 1139,7057 505,0759 Total



H evap (kJ/kg.K) 2194,9278 644,7274



H (kJ/jam) 2501571,6523 325636,2816 2827207,9339



Entalpi Bahan Keluar Pada Aliran 19 373



H  m  CpxdT 298



Komponen Uap H2O



m (kg/jam) 3378,236979 Total



∫Cp dT (kJ/kg.K) 156,1698



H (kJ/jam) 527578,6110 527578,6110



∫Cp dT (kJ/kg.K) 313,5001 152,0833



H (kJ/jam) 39574,5444 76813,6291 116388,1736



373



H  m  CpxdT 298



Komponen H2O Asam Laktat



m (kg/jam) 126,2346 505,0759 Total



Kebutuhan Q pendingin : H masuk + H kondensasi + Q sensible = H keluar + Q Pendingin Q pendingin



= H masuk + H kondensasi + Q sensible – H keluar



= 1933517,0472 kJ Perhitungan Jumlah Air Pendingin Yang Dibutuhkan Temperatur air pendingin masuk = 28 0C = 301 K Temperatur air pendingin keluar = 48 0C = 321 K Cp air



= 4,187 kJ/kg.K



Kebutuhan air pendingin (m) = =



Qpendingin Cpx(321  301) 1933517,0472 4,187 x(321  301)



= 23089,5277 kg Neraca Energi Pada Partial Subcooler Condensor (SK-01) Komponen Uap H2O H2O Asam Laktat Total



H Masuk (kJ/jam) H Keluar (kJ/jam) Aliran 18 Q sensible H kondensasi Aliran 19 Q Pendingin 2501571,6523 598514,7476 527578,6110 2501571,6523 39574,5444 325636,2816 76813,6291 325636,2816 76813,6291 2827207,9339 675328,3767 2827207,9339 643966,7846 1933517,0472 2577483,8318 2577483,8318



II.10 Flash Drum (FD-01) Fungsi : Memisahkan uap air dengan produk keluaran Parsial Subcooler Condensor Kondisi operasi : 100 oC ; 1 atm Tin =



100 oC = 373 K



Tout = 100 oC = 373 K Tref = 25 oC = 298 K Entalpi Bahan Masuk 19 Komponen Uap H2O H2O Asam laktat



m (kg/jam) 3378,2370 126,2346 505,0759 Total



∫Cp dT (kJ/kg.K) 156,1698 313,5001 152,0833



H (kJ/jam) 527578,6110 39574,5444 76813,6291 643966,7846



∫Cp dT (kJ/kg.K) 156,1698



H (kJ/jam) 527578,6110 527578,6110



∫Cp dT (kJ/kg.K) 313,5001 152,0833



H (kJ/jam) 39574,5444 76813,6291 116388,1736



Entalpi Bahan Keluar Gas (Aliran 20) Komponen Uap H2O



m (kg/jam) 3378,2370 Total



Entali Bahan Keluar Cairan (Aliran 21) Komponen H2O Asam laktat



m (kg/jam) 126,2346 505,0759 Total



Neraca Energi Pada Flash Drum (FD-01) Komponen Uap H2O H2O Asam Laktat Total



H Masuk (kJ/jam) Aliran 19 527578,6110 39574,5444 76813,6291 643966,7846 643966,7846



H Keluar (kJ/jam) Aliran 20 Aliran 21 527578,6110 39574,5444 76813,6291 527578,6110 116388,1736 643966,7846



II.11 Cooler (C-01) T1 (Referensi) = 250C = 298 K T in



= 1000C = 373 K



T2 out



= 300C = 303 K



P



= 1 atm



Entalpi Bahan Masuk Pada Aliran 21 Komponen H2O Asam laktat



m (kg/jam) 126,2346 505,0759 Total



∫Cp dT (kJ/kg.K) 313,5001 152,0833



H (kJ/jam) 39574,5444 76813,6291 116388,1736



∫Cp dT (kJ/kg.K) 20,9715 11,1333



H (kJ/jam) 2647,3338 5623,1786 8270,5124



Entalpi Bahan Keluar Pada Aliran 22 Komponen H2O Asam laktat



m (kg/jam) 126,2346 505,0759 Total



Panas yang diperlukan cooler = Q pendingin Q pendingin



= (Hin – Hout) kJ



Q pendingin



= (116388,1736 – 8270,5124 ) kJ



= 108117,6612 kJ Perhitungan jumlah air pendingin yang dibutuhkan Temperatur air pendingin masuk = 28 0C = 301 K Temperatur air pendingin keluar = 48 0C = 321 K Cp air



= 4,187 kJ/kg.K



Kebutuhan air pendingin (m)



=



Qcooler Cp x 321 301



=



108117,6612 kJ 4.187kJ / kg.K 321  301



= 1291,1113 kg



Neraca Energi Pada Cooler (C-01) Komponen H Masuk (kJ/jam) Aliran 21 H2O 39574,5444 Asam Laktat 76813,6291 Q pendingin Total 116388,1736 116388,1736



H Keluar (kJ/jam) Aliran 22 Q pendingin 2647,3338 5623,1786 108117,6612 8270,5124 108117,6612 116388,1736



II.12 Neraca Energi Pada Subcooler Condenser (SK-02) T (Referensi) = 250C = 298 K T in



= 1000C = 373 K



T out



= 300C = 303 K



P



= 1 atm



Entalpi Bahan Masuk Pada Aliran 20 Komponen Uap H2O



m (kg/jam) 3378,2370 Total



Perhitungan Panas Kondensasi H evap = A (1-T/Tc)n Dimana : A = koefisien regresi n = koefisien regresi T = Temperatur operasi (K) Tc = Temperatur kritis (K) Data Chemical Properties Handbook : Air : A = 52,053 Tc = 647,1 n = 0,321 T = 100 0C = 373 K



∫Cp dT (kJ/kg.K) 156.1698



H (kJ/jam) 527578,6110 527578,6110



H evap = 52,053(1-(373/647,1))0,321 = 39,5087 kJ/mol = 2194,9278 kJ/kg H kondensasi = 3378,2370 kg X 2194,9278 kJ/kg = 7414986,2609 kJ 100



Q Sensible H  m  CpxdT 30



Komponen H2O



m (kg/jam) 3378,2370 Total



∫Cp dT (kJ/kg.K) 292.5285



H (kJ/jam) 988230,6310 988230,6310



∫Cp dT (kJ/kg.K) 20.9715



H (kJ/jam) 70846,8450 70846,8450



Entalpi Bahan Keluar Pada Aliran 23 30



H  m  CpxdT 25



Komponen H2O



m (kg/jam) 3378,2370 Total



Kebutuhan Q pendingin : H masuk + H kondensasi + Q Sensible = H keluar + Q Pendingin Q pendingin



= H masuk + H kondensasi + Q Sensible – H keluar = 8859948,6580 kJ



Perhitungan Jumlah Air Pendingin Yang Dibutuhkan Temperatur air pendingin masuk = 28 0C = 301 K Temperatur air pendingin keluar = 48 0C = 321 K Cp air



= 4,187 kJ/kg.K



Kebutuhan air pendingin (m) = =



Qpendingin Cpx(323  301) 8859948,6580 4,187 x(321  301)



= 105803,0649 kg



Neraca Energi Pada Subcooler Condensor (SK-02) Komponen Uap H2O H2O Total



H Masuk (kJ/jam) H Keluar (kJ/jam) Q sensible H kondensasi Aliran 23 Q Pendingin 7414986,2609 988230,6310 70846,8450 527578,6110 988230,6310 7414986,2609 70846,8450 8859948,6580 8930795,5030 8930795,5030



Aliran 20 527578,6110



LAMPIRAN III PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN



IV.1 Centrifuge (CF – 01) Fungsi : Memisahkan abu dari molasse dengan gaya sentrifugal Jumlah : 1 unit Jenis



: Solid Bowl Basket



Toperasi : 30 0C Poperasi : 1 atm Komponen bahan baku masuk Komponen Air Glukosa Fruktosa Abu



Massa (Kg/batch) 10165,04992 13468,69114 16009,9536 11181,55491 50825,2496



X 0.2 0.265 0.315 0.22 1



Densitas (kg/m3) 1000.0000 1562.0000 1561.0000 3320.0000



Densitas cairan Komponen



Massa kg



Fraksi Massa



Air Glukosa Fruktosa ∑



10165,04992 13468,69114 16009,9536 39643,6947



0.2564 0.3397 0.4038 1.0000



Densitas campuran cairan



Densitas (kg/m3) 1000.0000 1562.0000 1561.0000



= 1417,4936 kg/m3 = 1417,4936



kg 1000 g 1m 3 x x 1kg m3 1003 m 3



= 1.417 g/cm3 Volume campuran cairan



=m/



=



cairan



39643,6947kg = 27,9675 kg 1417,4936 m3



Densitas Campuran 256.4103 530.6795 630,4038 1417,4936



Densitas Padatan Komponen Abu ∑ Volume padatan



Massa kg 11181,55491 11181,55491 = m / cairan



Densitas (kg/m3) 3320.0000 3320.0000



11181,55491kg 3,3679 m3 kg 3320 m3 Densitas slurry = Berat slurry / volume slurry



=



= (Berat padatan+berat cairan) / (Volume padatan+volume cairan) = (11181,55491 + 39643,6947 ) / (3,3679 + 27,9675 ) = 1621,9756 kg/m3 = 1.621 gr/cm3 Volume beningan (overflow) =Volume awal – volume akhir 



Volume awal = masssa slurry / densitas slurry = (massa cairan + massa padatan) / densitas slurry = (39643,6947 +11181,55491 )kg / 1621,9756 kg/m3







= 31,3354 m3 Volume akhir = massa padatan / densitas padatan = 11181,55491 kg / 3320 kg/m3



Volume Overflow



= 3,3679 m3 = 31,3354 m3 – 3,3679 m3



Beda densitas (∆ρ)



= 27,9675 m3/jam = 7768,7388 cm3/dtk = 123,1179 gpm =ρslurry - ρcairan = 1,6220 – 1,4175 = 0,2045 g/cm3



Viskositas cairan Komponen



Massa kg



Air 10165,04992 Glukosa 13468,69114 Fruktosa 16009,9536 ∑ 39643,6947 Viskositas slurry = 1,0427 cp



Fraksi Massa 0.2564 0.3397 0.4038 1.0000



Viskositas (cp) 0.7972 1.1890 1.0755



Viskositas Campuran 0.2044 0.4040 0.4343 1.0427



Vg = ∆ ρ d2 g / 18 µ Dimana : ∆ρ



= perbedaan densitas slurry dengan densitas beningan



d



= diameter partikel ( cm ) = 0.2 cm



g



= bilangan gravitasi = 981 cm/dtk2



µ



= viskositas bahan ( cp )



Maka Vg



= 0,2045 g/cm3 x (0,2 cm)2 x 981 cm/dtk2 / 18 (1,0427) = 0,4275 cm/dtk



Maka Q/∑



= 2 x Vg = 0,8550 cm/dtk



Berdasarkan tabel 8 -10 Backhurts, Process Plant Design jadi ; diperoleh centrifuge terpilih jenis : Solid Bowl Basket Dari tabel 18 -12 Perry, edisi 7, hal 18 -112, dipilih centrifuge dengan spesifikasi : Kecepatan putar



: 1800 rpm



Bowl Diameter, d



: 20 in



Daya Motor



: 20 HP



Maximum centrifugal force : 920 IV.3 Tangki Berpengaduk (TP – 01) Fungsi



: Untuk mengencerkan larutan molasse hingga12 % glukosa



Bentuk



: Tangki Silinder tegak



Jumlah



: 1 buah



Data



:



 Tekanan Operasi



: 1 atm



 Temperatur Operasi



: 30 oC



 Laju alir massa



: 78567,3650 Kg/batch



 Densitas



: 1061,8770 Kg/m3



 Bahan Konstruksi



: Stainless Steel SA-240 grade A



 Menghitung Kapasitas Tangki



Direncanakan tangki yang dapat menyimpan selama 7 hari dan diambil faktor keamanan tangki 20 %.  Volume Mollases (Vm)



Vm =



laju alir massa densitas



=



78567,3650 Kg/batch 1061,8770 Kg/m3



 Volume Total (Vt)



Vt = Vm x 1,2



= 88,7870 m3



 Menentukan Diameter Tangki dan Tinggi Tangki Ditetapkan : H/ID = 2, H= 2ID V



=   ID 2  H 4



V



= 1 xxID 2 x2ID  1 xx2ID 3 4 4



ID



 Vtx 2  =    



ID



= 3,8384 m



ID



= 3,8384 m



= 151,1180 in



H



= 2 x ID



= 7,6768 m = 302,2360 in



1



3



maka :



 Menentukan Tebal Dinding Tangki  Tekanan Desain (Pdesain) Poperasi



= 1 atm



Gaya gravitasi (g) = 9,8 m/detik2 Tinggi cairan (h) Vcairan



= π ID2 hcairan /4



73,9891 m3 = (π)( 3,8384 m) 2hcairan/4 hcairan



= 6,3973 m



= 73,9891 m3/batch



= hcairan x ρcairan x g



Phidrostatik



= (6,3973 m) (1061,8770 kg/m3) (9,8 m/detik2) = 66573,1168 N/m2 = 0,6570 atm Pdesain



= 1,2 x (Poperasi + Phidrostatik) = 1,2 x (1 atm + 0,6570) atm = 1,9884 atm = 29,2299 psi



 Tebal dinding tangki (t) t



( P x ri ) ( f x E )  ( 0 ,6 x P )



=



+ C



(Pers.14-34, Brownell & Young)



dimana : t = tebal dinding tangki, in P = tekanan desain = 29,2299 psi ri = radius dalam tangki = Di/2 = 151,1180 in/ 2 = 75,5590 in f = tegangan yang .diijinkan (maximum allowable stresses) = 16.250 psi untuk bahan SA-240 grade A (Brownell & Young, hlm.342) E = welded joint efficiency, efisiensi sambungan = 0,80 (Brownell & Young, Tabel 13.2 hlm.254) C = faktor korosi : 0,0125 in/tahun (Peters, ed. 3, hlm 792). Diperkirakan umur alat 10 tahun sehingga C = 0,125 Maka : t =



(29,2299 psi) (75,5590 in)



+ 0,125



(16250 psi)(0,80) – (0,6)( 29,2299 psi) t = 0,2951 in



) Diambil tebal standar 7/16 in (0,4375 in) 



Penentuan Diameter tangki sesungguhnya



Dluar tangki = Do = Di awal + (2 x t) = 151,1180 in + (2 x 0,2951 in) = 151,7082 in



(Brownell & young, hal 350)



Dari table 5.7 (Brownell & Young, hal 91) diambil diameter luar standar untuk tangki : OD = 156 Karena tebal tangki yang diambil 7/16 in (0,4375 in) maka diameter dalam tangki sesungguhnya menjadi : Di



= OD – (2 x t) = 156 – (2 x 0,4375) = 155,1250 in = 3,9402 m







Penentuan Ukuran Head



Tebal Head Dari Brownell & Young Tabel 5.7, hal.91 untuk OD = 156 in dan tebal shell 7/16, diperoleh : Icr



= 9



Maka :



3 8



r = 144



3 Icr/r =9 /144 = 0,065 8



Icr/r > 6 % sehingga memenuhi untuk torispherical head (Brownell & young, hlm. 88), maka dapat digunakan persamaan : W



= 0,25 (3 + (r/icr)0,5)



(Brownell & Young, Pers. 7.76, hlm.138)



3 = 0,25 (3 + (144/9 )0,5) 8



= 1,7298 sehingga : th =



( P x rc x W ) + C (2 x f x E )  (0,2 x P)



(Brownell & Young ,Pers. 7.77, hlm. 138)



dimana : th



= tebal penutup (head), in



W



= Faktor intensifikasi stress untuk torispherical head



P



= tekanan desain = 29,2299 psi



rc



= knuckle radius = 144 in



f



= tegangan yang diijinkan (maximum allowable stresses) = 16250 psi (Brownell & young, hlm. 342)



E



= welded joint efficiency, efisiensi sambungan = 0,80



( Brownell &



Young, Tabel, 13.2 hlm.254) C



= faktor korosi : 0,0125 in/tahun (Peters, ed. 3, hlm 792). Diperkirakan umur alat 10 tahun sehingga C = 0,125



th



=



((29,2299 psi)( 144 in)( 1,7298)



+ 0,125



[(2)( 16250 psi)(0,80)]-[(0,2) ((29,2299 psi)] = 0,4051 in



Diambil th standar 7/16 in (0,4375 in) (Brownell & Young, Tabel 5.6 hlm. 88)  Tinggi Head Untuk th = 7/16 in `maka sf = 1,5 – 3,5 in (Brownell & Young tabel 5.6 hlm. 88) Diambil sf = 2 in



Berdasarkan gambar 5.8 hlm. 87 (Brownell & Young) untuk penutup kolom Torishperical Head ,maka : a



= Di/2 = 115,1250 in / 2 = 77,5625 in



AB



= (Di/2) – icr = (77,5625 – 9,3750) = 68,1875 in



BC



= r – icr = 144 – 9,3750 = 134,6250 in



AC



= (BC2 – AB2)0,5 = (134,6250 2 – 68,1875 2)0,5 = 116,0791 in



b



= r – AC = 144 – 116,0791 = 27,9209 in



Tinggi penutup tangki (OA) OA



= b + sf + t h = 27,9209 in + 2 in + 0,4375 in = 30,3584 in = 0,7711



 Penentuan Tinggi Total Tangki (HT) HT



= H + 2(OA) = 7,6768 m + 2(0,7711) m = 8,4479 meter



 Volume Head a. Bagian Lengkung Torispherical Head (Vh') Vh' = 0,000049 x ID3



(Pers. 5,11 Brownell & Young, hlm.88)



= 0,000049 x (155,1250 in)3 = 182,9117 ft3 = 316071,4012 in3 b. Bagian Straight Flange (Vsf) Volume torispherical head bagian straight flange (Vsf) dihitung sebagai bentuk suatu silinder dengan ketinggian (H) = sf Vsf = 1/4 x π x ID2 x sf Vsf = 1/4 x π x (155,1250 in)2 x 2 in Vsf = 37780,1120 inch3 = 0,6191 m3 c. Volume total head (Vh) Vh = Vh' + Vsf Vh = 316071,4012 in3 + 37780,1120 inch3 Vh = 353851,5132 inch3 = 5,7986 m3



 Perancangan Pengaduk Desain = Reaktor dilengkapi dengan 4 buah baffle Berdasarkan buku Chemical Reactors ( Pierre Trambouze hlm . 557) untuk pemilihan pengaduk diketahui bahwa : 



Pengaduk cairan-cairan sangat dianjurkan penggunaan tipe turbin







viskositas antara 0,1 – 10 cp dan Reaktor dengan transfer panas menggunakan jaket memuaskan dan efektif menggunakan pengaduk tipe turbin.



Oleh karena itu digunakan pengaduk tipe turbin dengan Impeller 6 curved blades Offset top Baffle



Offset bottom



---Di---



Dt Gambar. Pengaduk



Rancangan pengadukan ini didasarkan pada tipe impeller turbin dengan 6 curved blades, menggunakan 4 buah baffle seperti kurva 3 pada figure 477 Brown hlm 507. Berdasarkan similaritas geometris diambil nilai : 2. Rasio Diameter tangki dan diameter impeller : Dt/Di = 3 Dt = diameter dalam reaktor = 167,1250 inch = 4,2450 m Di = diameter impeller = Dt/3 = 167,1250 /3 = 55,7083 inch = 1,4150 m 3. Rasio tebal blades dan diameter impeller : tebal blade/ Di = 0,2 Tebal blade = 0,2 x 1,4150 m = 0,2850 m 4. Rasio lebar baffle dan diameter impeller : W/Di = 0,1 Lebar Baffle (W) = 0,1Di = 0,1 x 1,4150 = 0,1415 m



*Offset bottom (Tinggi sekat dari dasar reaktor) Offset bottom = Di / 2 = 1,4150/2 = 0,7075 m



(Wallas, hlm.288)



*Offset top (Tinggi sekat dari permukaan cairan) Offset top = W/ 6 = 0,4150/6 = 0,0236 m



(Wallas, hlm. 288)



5. Rasio tinggi impeller dari dasar reaktor dan diameter impeller : Zi/Di =1 Zi = Di = 1,4150 m  Perhitungan Jumlah Impeller a. Menentukan Tinggi Cairan di Reaktor Cairan menempati bagian bawah reaktor berbentuk torisperical dan di shell berbentuk silinder.



.



V cairan = Vol.cairan pada silinder + vol. cairan pada bagian bawah Volume bagian torisperical =



7,19545 m3



Volume cairan



105,6988 m3



=



Sehingga volume di silinder = 105,6988 m3- 7,19545 m3 =



98,5033 m3



Volume cairan = 1/4 x π x Dt2 x h 98,5033 m3 h



= 1/4 x π x (4,2450)2 x h = 6,9636 m



Tinggi cairan = H cairan di silinder + (H cone- tebal cone) H cone - th = 34,5025 in - 0,4375 in = 34,0650 in = 0,8653 m ZL = tinggi cairan di dalam reaktor = 6,6936 m + 0,8653 m = 7,8288 m



b. Jumlah Impeller Berdasarkan similaritas geometris, rasio tinggi cairan dan diameter tangki ZL / Dt = 7,8288 m/ 4,4250 m = 1,8443 Untuk cairan dengan viskositas 6 % sehingga memenuhi untuk torispherical head (Brownell & young, hlm. 88), maka dapat digunakan persamaan : W = 0,25 (3 + (r/icr)0,5)



(Brownell & Young, Pers. 7.76, hlm.138)



= 0,25 (3 + (144/10,1250)0,5) = 1,6928 Sehingga : th =



( P x rc x W ) + C (Brownell & Young ,Pers. 7.77, hlm. 138) (2 x f x E )  (0,2 x P)



Dimana : th = Tebal penutup (head), in W = Faktor intensifikasi stress untuk torispherical head P = Tekanan desain = 37,6715 psi rc = Knuckle radius = 144 in f



= Max allowable stress bahan = 16.250 psi



E = Welded joint efficiency, efisiensi sambungan = 0,80 ( Brownell & Young, Tabel, 13.2 hlm.254) C = Faktor korosi diambil 0,0125 in/tahun. Diperkirakan umur alat 10 tahun sehingga C = 0,125 th =



((37,6715 psi)(144 in)( 1,6928))



+ 0,125



[(2)( 16.250 psi)(0.80)]-[(0,2)((37,6715 psi)] = 0,4783 in = 0,0121 m Diambil th standar 1/2 in (0,5 in) (Brownell & Young,Tabel 5.6 hlm. 88)



b. Tinggi Head Untuk th = 1/2 in maka sf = 1,5 – 3,5 in (Brownell & Young tabel 5.6 hlm. 88), diambil sf = 2



Gambar Penutup Kolom Torishperical Head Berdasarkan gambar 5.8 hlm. 87 (Brownell & Young) untuk penutup kolom Torishperical Head ,maka : a



= Di/2 = 167,1250 in / 2 = 83,56 in AB = (Di/2) – icr = (83,56 – 10,1250) = 73,44 in BC = r – icr = 144 – 10,1250 = 133,8750 in AC = (BC2 – AB2)0,5 = (133,8750 2 – 73,44 2)0,5 = 111,9350 in b = r – AC = 144 – 111,9350 = 32,0650 in Tinggi penutup tangki (OA) OA = b + sf + t h = 32,0650 in + 2 in + 0,5 in = 34,5650 in = 0,8779 meter



c. Volume Head a. Bagian Lengkung Torispherical Head (Vh') Vh' = 0,000049 x ID3



(Pers. 5,11 Brownell & Young, hlm.88)



= 0,000049 x (155,1250 in)3 = 228,7285ft3 = 395242,9017 in3 b. Bagian Straight Flange (Vsf) Volume torispherical head bagian straight flange (Vsf) dihitung sebagai bentuk suatu silinder dengan ketinggian (H) = sf Vsf = 1/4 x π x ID2 x sf Vsf = 1/4 x π x (167,125)2 x 2 in Vsf = 43851,3020 inch3 = 0,7186 m3 c. Volume total head (Vh) Vh = Vh' + Vsf Vh = 395242,9017in3 + 43851,3020 inch3 Vh = 439094,2037 inch3 = 7,1955 m3  Menentukan Tinggi Reaktor a. Tinggi Shell Sesungguhnya Hshell = 2 ID Hshell = 2 x 4,2450 m = 8,4899 m b. Tinggi Reaktor H = Hs + (2 x OA) = 8,4899 m + (2 x 0,8779 m) = 10,2458 m  Perancangan Pengaduk Desain = Reaktor dilengkapi dengan 4 buah baffle Berdasarkan buku Chemical Reactors ( Pierre Trambouze hlm . 557) untuk pemilihan pengaduk diketahui bahwa : 



Pengaduk cairan-cairan sangat dianjurkan penggunaan tipe turbin







viskositas antara 0,1 – 10 cp dan Reaktor dengan transfer panas menggunakan jaket pemanas efektif menggunakan pengaduk tipe turbin.



Oleh karena itu digunakan pengaduk tipe turbin dengan Impeller 6 curved blades Offset top Baffle



Offset bottom



---Di---



Dt Gambar. Pengaduk



Rancangan pengadukan ini didasarkan pada tipe impeller turbin dengan 6 curved blades, menggunakan 4 buah baffle seperti kurva 3 pada figure 477 Brown hlm 507. Berdasarkan similaritas geometris diambil nilai : 6. Rasio Diameter tangki dan diameter impeller : Dt/Di = 3 Dt = diameter dalam reaktor = 167,1250 inch = 4,2450 m Di = diameter impeller



= Dt/3 = 167,1250 /3 = 55,7083 inch = 1,4150 m



7. Rasio tebal blades dan diameter impeller : tebal blade/ Di = 0,2 Tebal blade = 0,2 x 1,4150 m = 0,2830 m 8. Rasio lebar baffle dan diameter impeller : W/Di = 0,1 Lebar Baffle (W) = 0,1Di = 0,1 x 1,4150= 0,1415 m *Offset bottom (Tinggi sekat dari dasar reaktor) Offset bottom = Di / 2 = 0,4150/2 = 0,7075 m



(Wallas, hlm.288)



*Offset top (Tinggi sekat dari permukaan cairan) Offset top = W/ 6 = 0,1415/6 = 0,0236 m



(Wallas, hlm. 288)



9. Rasio tinggi impeller dari dasar reaktor dan diameter impeller : Zi/Di =1 Zi = Di = 0,4150 m  Perhitungan Jumlah Impeller a. Menentukan Tinggi Cairan di Reaktor Cairan menempati bagian bawah reaktor berbentuk torisperical dan di shell berbentuk silinder.



.



V cairan = Vol.cairan pada silinder + vol. cairan pada bagian bawah Volume bagian torisperical =



7,1955 m3



Volume cairan



97,9938 m3



=



Sehingga volume di silinder = 97,9938 m3- 7,1955 m3 =



90,7934 m3



Volume cairan = 1/4 x π x Dt2 x h 90,7934 m3



= 1/4 x π x (4,2450)2 x h



h = 6,4189 m Tinggi cairan = H cairan di silinder + (H cone- tebal cone) H cone - th = 34,5650 in - 0,5 in = 34,0650 in = 0,8653 m ZL= tinggi cairan di dalam reaktor = 6,4189 m + 0,8653 m = 7,2841 m b. Jumlah Impeller Berdasarkan similaritas geometris, rasio tinggi cairan dan diameter tangki ZL/Dt = 7,2841 m/ 4,2450 m = 1,72 Untuk cairan dengan viskositas Wm2, maka beban pengontrolnya adalah Wm1  Luas Minimum Bolting Area Am1 = Wm1/fa Dimana:



(Pers. 12-93 Brownell & Young)



Am1 : Luas minimum bolting area fa : Tekanan maksimum yang diizinkan pada bolt dalam temperatur ruang. Dari App D Brownell & Young untuk jenis SA 193 Grade B8 Type 304, didapat fa :15.000 lb/in2 Maka, Am1 = 866.461,8527 lb / 15.000lb/in2 = 60,6187 in2  Ukuran Bolt Optimum Pemilihan berdasarkan harga optimum: N x Bs



< ((ID + 2) x (1,415 x Go + R))



(Brownell & Young, hal 243)



π Pemilihan ukuran bolt dart tabel 10-4, Brownell & Young Bolt size



Root area



0,875



0,419



1,000



0,551



Bolt spacing (Bs) 3 3



R



e



Nmin…(1)



Nact



(Nact.Bs)/ π



C…..(2)



1,25



1,438



144,6748



148



141,4013



171,7381



1,375



1,625



110,0158



164



156,6879



171,9881



Ukuran bolt diambil atas dasar diameter bolt circle optimum (C) : yaitu jika diameter bolt circle optimum (C) N x (Bs / π) lebih kecil dan atau hampir sama harganya dengan ((ID + 2) x (1,415 x Go + R)) Dimana untuk tipe loose flange. B : ID flange : OD reaktor : 168 inch : 4,2672 m Go : Tebal reaktor : 0,4375 inch : 0,0111 m Jumlah bolt minimum, N min = Amin / root area Karena nilai N x (Bs / π) bolt 156,6879 in lebih mendekati nilainya dengan ((ID + 2) x (1,415 x Go + R)) sehingga diambil ukuran bolt = 1,000 in -



Ukuran baut



= 1 in



-



Standart treat No.



=8



-



Root area



= 0,551 in2



-



Jumlah baut aktual (Nact)



= 164



-



Jarak baut minimum (Bs)



= 3 in



-



Jarak radial minimum ( R ) = 1.375 in



-



Jarak tepi (E)



= 1,063 in



Diameter lingkar baut ( C ) = 171,7381 in = 4,3685 m



 Perhitungan Diameter Luar Flange OD flange = C + 2E = Jarak bolt circle + 2E = 171,7381 + 2 (1,063) = 174,113 inch = 4,4225 m  Menguji Pemilihan Bahan Gasket Ab actual = Jumlah bolt x Root Area = 164 x 0,551 = 90,364 in2 Syarat : Ab = 90,364 in2 x 15000 / (3,14 x 171,1722 in x 164 in) < 2x1600 = 15,377293 psi < 3200 psi Maka pemilihan bahan gasket telah memenuhi syarat.  Beban Flange a. Pada kondisi bolting up (tidak ada tekanan dari dalam) 



Kondisi bolt pada desain flange W = ½ (Ab + Am1)fa







(Pers.12-94 Brownell & Young)



= ½ (90,364 + 60,6187) x 15000 = 1.132.370,4623 lb = 513635,2126 kg Lever Arm hG = ½ (C-G)







= ½ x (171,988 – 171,1722) = 0,4079 in = 0,0104 m Momen Flange MG = W.hG



= 1.132.370,4623 lb x 0,4079 in = 461.947,1429 lb.in b. Pada kondisi operasi  Hidrostatik end force pada daerah didalam flange



HD = 0,785 B2P



(Pers. 12-96 Brownell & Young) 2



= 0,785 x (156) x 37,671 = 834.644,2162lb  Lever Arm hD = ½ (C-B) = ½ (171,9881 – 156) = 1,9941 inch  Momen Operasi MD = HD . hD = 834.644,2162 x 1,9941 inch = 1.664.332,732 lb.in  Perbedaan beban bolt flange design dengan total hidrostatik end force HG = W - H = Wm1 – H



(Pers. 12-98 Brownell & Young)



= 909.280,9247– 866.461,8527 = 4.2819,07197 lb  Lever arm hG = ½ (C-G) = ½ x (171,9881 – 171,1722) = 0,4079 in = 0,0104 m  Momen MG = HG.hG = 4.2819,07197 lb x 0,4079 in = 17.467,91233 lb.in  Perbedaan total hidrostatik end force dengan hidrostatik end force didalam flange HT = H - HD = 866.461,8527 – 676.926,6893 = 31.817,63646 lb  Lever Arm hT = ½ (hD-hG) = ½ (1,9941 –0,4079) = 0,7931 in  Momen MT = HT.hT = 31.817,63646 lb x 0,7931 in = 25.233,22304 lb.in Jumlah total momen untuk kondisi operasi Mmax = MD + MG + MT = 1.664.332,732 + 17.467,9123 +25.233,2231 = 1.707.033,868 lb.in



 Tebal Flange TF =



y x Mmax (Pers.12-109 Brownell & Young) fxB



K = A/B = Do flange/Do reaktor = 174,113 / 168 = 1,0364



Dari Fig 12-22 hal 238 Brownell & Young, untuk K = 1,0364 diperoleh Y = 51



TF



=



51 x 1707033,868 15000 (168 )



= 5,8777 in = 0,1493 m



 Gaya Karena Angin a. Gaya, Stress, dan Momen pada Vessel Karena Angin  Periode Getaran (T) T = 6,35.10-5 x (H/Do)3/2 x (Fmax/Tr)0,5 Dimana:



(Pers hal 151, Bhattacharyya)



H : Tinggi reactor total : 10,2458 m Do : Diameter luar reaktor : 168 inch : 4,2672 m Fmax : 1.931,0704 kN Tr : ts : 0,4375 in : 0,0111 m



Maka: T = 6,35.10-5 x (10,2458 / 34,2672)3/2 x (1.931,0704 / 0,0111)0,5 = 0,09849 detik 



Gaya Akibat Angin (Pw) Pw = K1 x K2 x Wp x H x ODr



(Pers 9,39, Bhattacharrya)



Dimana : K1 : Koefisien yang tergantung pada bentuk (untuk permukaan silinder, K1 : 0,7)



K2 : Koefisien yang tergantung pada periode dari 1 siklus getaran (untuk waktu < 0,5 detik) Wp : Wind pressure dari bagian bawah vessel (untuk daerah dengan kecepatan angin sedang dan tinggi reaktor σzp + σzL, berarti bahan konstruksi Stainless Steel SA 167 grade 3 type 304 sudah memenuhi syarat untuk menahan stress akibat lug dan tekanan operasi.



 Plate Horizontal dan Gusset Bendimg moment max sepanjang sumbu radial (My)



My = P x (1-τ1) 4xπ Bendimg moment max sepanjang sumbu lingkar (Mx) Mx = P x (υ + τ2) 4xπ Dimana : P υ



: kompresi maksimum load per lug : 505,87505 kN : Posion Ratio : 0,3 untuk stainless steel



τ1,τ2



: Konstanta menurut tabel 10-6 Brownell & Young



Dipilih b/l = 1,2, maka τ1 = 0,35 dan τ2 = 0,115 Sehingga : My = 505,87505 x (1-0,35) 4 x 3,14 = 18,7668 kN Mx = 505,87505 x (0,3 + 0,115) = 16,7148 kN 4 x 3,14 Karena My > Mx maka untuk menentukan tebal plate horizontal dipilih My sebagai pengontrol. Tebal Plate Horizontal (Tph) = ((6 x My)/S) ½ = ((6 x 26,1798) / 129.276,75) ½ = 0,03 m = 1,3724 inch Tebal Gusset = 0,5 x Tph = 0,01743 m  Kolom Penyangga Kolom penyangga yang dipilih berbentuk beam, karena menurut hal 355 Brownell & Young paling ekonomis. Pemilihan beam yang benar ada beberapa syarat:







Mampu menahan axial load yang konsentrik







Mampu menahan load (beban) yang aksentri







Mampu menahan bending stress karena angin



Beam yang digunakan adalah beam standar berbentuk I . Dari App G Brownell & Young, hal 354 dipilih beam dengan spesifikasi sebagai berikut : Section index Niminal size R Luas penampang, A Kedalaman beam Lebar flange Tebal web Berat per feet



= = =



24" IB 18 24 x 7 7/8 0,6 inch 2



=



0.0152 M m2 M M M Kg



= = = = =



30,98 in 24 inch 7,875 inch 0,625 inch 105.9 lb



= = = = =



0.7869 0.6096 0.2 0.01587 48.035



Momen Inersia, I



=



2811.5 in4



=



0.00117 m4



Section modulus, Z1-1 Radius of Gyration, rg1



=



234.3 in3



=



0.00383948 m3



=



9,53 in



=



0.2421 M



Momen Inersia, I



=



78,9 in4



=



3.3E-05 m4



Section modulus, Z2-2 Radius of Gyration, rg1



=



20 in3



=



0.00032774 m3



=



1,6 in



=



0.0406 M



Axis 1-1



Axis 2 – 2



 Accentric load dari kolom penyangga Fec



=Pxa Z1-1 = (505,87505 x 0,016) / 0,00384 = 1365,2361 kN/m2



Bending Stress terhadap kolom akibat beban angin Fbw = Pw/n x L , Dimana L = Panjang lug kolom = 4 m



Z 2-2 x 2 = 12,2419 / 4 x 4 = 18.676,1945 kN/m2 0,00032774 x 2 Cek Beam Pers 10,3,9, Bhattacharrya, Allowable compressive stress dalam kolom (Sc) Sc =



120 _ 2 1+(L /(18.000 x rg )) 2



Sc =



120 _ 1+(42/(18.000 x 0,04062))



= 78,0135 MN/m2 = 7.801,35 kN/m2 Beban langsung dan bending yang ditimbulkan oleh beban eksentris secara simultan memenuhi syarat P/A Sc



+ (Fec + Fbw) S



1,5 reaktor tidak perlu baut anchor



R



: Moment arm = 0,42 Do'



Do'



:Diameter luar bearing plate = 0,6096 m



R = 0,42 x (0,6096)= 0,25603 m Jadi , J = 500,229 x 0,25603 = 2,0422 > 1,5 49,2851 Jadi reaktor tersebut sudah stabil dan tidak memerlukan baut anchor



IV.6 Tangki Pengendapan (TS – 01) Fungsi



: Untuk memisahkan larutan dari endapan CaSO4 sebelum dialirkan ke proses selanjutnya



Bentuk



: Tangki Silinder tegak (torispherical head) dengan bagian bawah berbentuk kerucut



Jumlah



: 1 buah



Data



:



 Tekanan Operasi



: 1 atm



 Temperatur Operasi



: 30 oC



 Laju alir massa



: 4732,7484 Kg/jam



 Densitas



: 1006,8231 Kg/m3



 Waktu tinggal



: 1 jam



 Q CaSO4



: 381,6129 kg/jam



 Densitas bulk CaSO4



: 832,2546 kg/m3



 Bahan Konstruksi



: Stainless Steel SA-240 grade A



 Menghitung Kapasitas Tangki



Direncanakan tangki yang dapat menyimpan selama 1 jam dan diambil faktor keamanan tangki 20 %.  Volume campuran (Vc)



Laju alir volumetrik cairan =



laju alir massa densitas



= 4732,7484 Kg/jam 1006,8231 Kg/m3



= 4,7007 m3/jam



Diketahui waktu tinggal 1jam Volume cairan selama 1 jam = 4,7007m 3 / jam 1 jam = 4,7007 m3 Laju alir volumetrik endapan =



laju alir massa endapan keluar densitas bulk endapan



381,6129 kg / jam = 0,4585 m3/jam 3 832,2546 kg / m Volume endapan selama 1 jam = 0,4585 m3/jam x 1 jam = 0,4585 m3



=



 Volume Total (Vt)



Volume total



= Volume cairan + Volume endapan = 4,7007 m3 + 0,4585 m3 = 5,1592 m3



Vt = 5,1592 x 1,2 = 6,1910 m3 A. Diameter konis (d) Debit (Q)



= 0,4585 m3/jam = 0,0076 m3/menit



Kecepatan linier keluar nozzle (v) untuk endapan = 0,04 ft/detik = 0,74 m/menit (Ludwig, volume 1, hlm.135) S = Q/v = 0,0076 m3/menit = 0,0104 m2 0,74 m/menit



Luas (S) = π/4 d2 d = (0,0104 m2 x 4/ π ) 0,5 = 0,115 m



B. Diameter Silinder (D) Diambil Hs = 3 D Volume Silinder = π/4 x D2 x Hs = 2,355 D3 ( α = 30o)



hc = D – d x tg α 2 = 0,287 (D – 0,096) Volume konis = 0,262 x hc x (D2 + D x d + d2)



(Hesse hal 92)



= 0,262 x (0,287 (D – 0,096)) x (D2 + 0,096D + 0,0962) Volume tangki= Volume silinder + Volume konis 6,1910 m3



= 2,355 D3+ {0,262 x (0,287 (D – 0,096)) x (D2 + 0,096D + 0,0962)}



Setelah di trial and error didapatkan diameter (D) = 1,334 m = 52,5196 inchi



C. Tinggi Tangki Tinggi silinder (Hs)



= 3 D = 3 x 1,334 m = 4,002 m



Tinggi konis (hc)



= 0,287(D – 0,07) = 0,287(1,334 – 0,115)= 0,3497 m



H total = Hs + hc = 4,002+ 0,3497 = 4,3517 m



D. Tinggi bahan Volume konis = 0,262 x hc x (D2 + D x d + d2)



(Hesse hal 92)



= 0,262 x (0,3497 (1,334 – 0,096)) x (1,3342 + 0,096 x 1,179 + 0,0962) = 0,5956 m3 Volume bahan = Volume bahan di konis + Volume bahan di silinder Volume bahan di silinder = 5,1592 – 0,5956 = 4,5636 m3 Tinggi bahan di silinder = (V bahan di silinder/(0,25 x 3,14 x D2)) = =



V bahan di silinder 0,25 x 3,14 x D 2











4,5636 = 3,2668 m 0,25 x 3,14 x 1,334 2











Tinggi bahan total = tinggi bahan di silinder + tinggi konis = 3,2668 + 0,3497 = 3,6166 m  Menentukan Tebal Dinding Tangki  Tekanan Desain (Pdesain) Poperasi



= 1 atm



Gaya gravitasi (g) = 9,8 m/detik2 Tinggi cairan (h) hcairan



= 3,6166 m



Phidrostatik



= hcairan x ρcairan x g = (3,6166 m) (1006,8231 kg/m3) (9,8 m/detik2) = 35684,1303 kg/m detik2 = 0,35 atm



Pdesain



= 1,1 x (Poperasi + Phidrostatik) = 1,1 x (1 atm + 0,35) atm = 1,4874 atm = 21,8584 psi



 Tebal dinding tangki (t) t



=



( P x ri ) ( f x E )  ( 0 ,6 x P )



+ C



(Pers.14-34, Brownell & Young)



dimana : t = tebal dinding tangki, in P = tekanan desain = 21,8584 psi ri = radius dalam tangki = Di/2 = 52,5196 in/ 2 = 26,2598 in f = tegangan yang .diijinkan (maximum allowable stresses) = 16.250 psi untuk bahan SA-240 grade A (Brownell & Young, hlm.342) E = welded joint efficiency, efisiensi sambungan = 0,80 (Brownell & Young, Tabel 13.2 hlm.254) C = faktor korosi : 0,0125 in/tahun (Peters, ed. 3, hlm 792). Diperkirakan umur alat 10 tahun sehingga C = 0,125



Maka : (21,8584 psi) (26,2598 in)



t =



+ 0,125



(16250 psi)(0,80) – (0,6)( 21,8584 psi) t = 0,1692 in



) Diambil tebal standar 3/16 in (0,1875 in) 



(Brownell & young, hal 350)



Penentuan Diameter tangki sesungguhnya



Dluar tangki = Do = Di awal + (2 x t) = 52,5196 in + (2 x 0,1875 in) = 52,8947 in Dari table 5.7 (Brownell & Young, hal 91) diambil diameter luar standar untuk tangki : OD = 54 Karena tebal tangki yang diambil 3/16 in (0,1875 in) maka diameter dalam tangki sesungguhnya menjadi : Di



= OD – (2 x t) = 54 - (2 x 0,1875)







= 53,6250 in = 1,3621 m Penentuan Ukuran Head



Tebal Head Dari Brownell & Young Tabel 5.7, hal.91 untuk OD = 40 in dan tebal shell 3/16, diperoleh : Icr



= 3



r



= 48



Maka : Icr/r = 3,25 /48 = 0.0677 Icr/r > 6 % sehingga memenuhi untuk torispherical head (Brownell & young, hlm. 88), maka dapat digunakan persamaan :



W



= 0,25 (3 + (r/icr)0,5)



(Brownell & Young, Pers. 7.76, hlm.138) 0,5



= 0,25 (3 + (48/3,25) ) = 1,7108 sehingga : th =



( P x rc x W ) + C (2 x f x E )  (0,2 x P)



(Brownell & Young ,Pers. 7.77, hlm. 138)



dimana : th



= tebal penutup (head), in



W



= Faktor intensifikasi stress untuk torispherical head



P



= tekanan desain = 21,8584 psi



rc



= knuckle radius = 48 in



f



= tegangan yang diijinkan (maximum allowable stresses) = 16250 psi (Brownell & young, hlm. 342)



E



= welded joint efficiency, efisiensi sambungan = 0,80 ( Brownell & Young, Tabel, 13.2 hlm.254)



C = faktor korosi : 0,0125 in/tahun (Peters, ed. 3, hlm 792). Diperkirakan umur alat 10 tahun sehingga C = 0,125



th



=



((21,8584 psi)( 48 in)( 1,7108)



+ 0,125



[(2)( 16250 psi)(0,80)]-[(0,2) ((21,8584 psi)] = 0,1940 in Diambil th standar 1/16 in (0,25 in) (Brownell & Young, Tabel 5.6 hlm. 88)  Tinggi Head Untuk th = 1/4 in `maka sf = 1,5 – 2,5 in (Brownell & Young tabel 5.6 hlm. 88) Diambil sf = 2 in



Berdasarkan gambar 5.8 hlm. 87 (Brownell & Young) untuk penutup kolom Torishperical Head ,maka : a



= Di/2 = 53,6250 in/ 2 = 26,8125 in = 0,6810 m



AB



= (Di/2) – icr = (26,8125 – 3) = 23,5625 in = 0,5985 m



BC



= r – icr = 48 – 3,25 = 44,75 in = 1,1367 m



AC



= (BC2 – AB2)0,5 = (44,75 2 –23,5625 2)0,5 = 38,0443 in = 0,9663 m



b



= r – AC = 48 – 38,0443 = 9,9557 in = 0,2529 m



Tinggi penutup tangki (OA) OA



= b + sf + t h = 9,9557 in + 2 in + 0,25 in = 12,2057 in = 0,3100 meter



Penentuan Tinggi Total Tangki (HT) HT



= H + OA = 4,3517 m + 0,3100 m = 4,6618 meter



IV.7 Evaporator (EV-01) Fungsi



: Memisahkan produk dari larutan glukosa dan fruktosa pada suhu 175 °C



Tipe



: Vertical Heater.



Jenis



: Shell and Tube Heat Exchanger = 1 atm



Fluida dingin t1 = 30 °C = 86 °F t2 = 175 °C = 347 °F Fluida panas : T1 = 200 °C = 392 °F T2 = 200 °C = 392 °F laju alir massa (Ws) Panas yg diserap(Q)



= 4732,7484 kg/jam = 10433,9118 lb/jam = 11460957,93 kJ/jam



kebutuhan steam (Wt)



= 10869572,4983 Btu/jam = 5911,976647 kg = 13033,6620 lb



 Menetukan True Temperatur Difference (Δttrue):



(T1 - t 2 ) - (T2 - t1 ) T -t ln 1 2 T2 - t1 LMTD = 136,1557 °F LMTD =



LMTD =



(392 - 347) - (392 - 86) 392 - 347 ln 392 - 86



LMTD Correction Factor (FT) R = (T1 - T2 ) / (t 2 - t 1 ) = 0 S = (t 2 - t 1 ) / (T1 - t 1 ) = 0,8529 Untuk 2 pass Shell dan 4 pass Tube dari Fig.19 Kern hal 829, nilai R dan S diatas diperoleh nilai FT = 1 Koreksi LMTD = LMTD x FT = 136,1557 °F  Luas permukaan transfer panas, (A) Dari Tabel 8 Kern, untuk : steam-light organics adalah 100-200 BTU/jam.ft².F Maka: Diambil Ud



= 100 Btu/jam.ft².ºF)



Untuk



: Fluida panas : steam (shell side) Fluida dingin : light organik (tube side)



A =



QC 3.479.333,9827 Btu / jam = U D .LTMD 100 Btu / jam ft 2 F (136,1557) F



= 558,8234 ft2 Spesifikasi :



tm  tm 



Pdesign ( ODt / 2 ) ( f .E ) - ( 0,6 Pdesign )



C [Pers. 14.34, Brownell & Young]



17,635 psia ( 0,5) in  0,125in (17200 psia x 0,8 ) - ( 0,6 x17,635 psia )



Dimana : tm



= tebal tube minimum (in)



Pdesign



= Tekanan desain dalam tubes = 120% (faktor keamanan 20 %) = 17,635 psia



ODt



= Diameter luar tubes, direncanakan = 1 in



F



= Maximum allowable stress = 17200 psia



E



= welded joint efficiency = 0,8



C



= faktor korosi yang diijinkan untuk umur alat 10 tahun = 0,125 in



Maka; tm = 0.126 in



SHELL SIDE



TUBE SIDE



( steam )



(air, asam laktat, glukosa, & fruktosa )



Menentukan Jumlah Tube



Menentukan Ud terkoreksi



L = 7 ft



A = Nt . ao . L



Nt



=



 a o .L



= 244,1343 tubes



Dari Tabel.9, Kern Hal. 841 untuk : ODt



= 1,25 in



Pt



= 1.562 in square pitch



n



= 4 - pass



Nt



= 244 tubes



IDs



= 15,25 in



= 558,5160 ft2 UD =



Qc .LMTD



= 100 Btu/jam.ft2.oF



Menentukan Faktor Kekotoran (Dirty Factor)



 Flow area, as



 Flow area, at



IDs = 15,25 in



at’ = 0,7140 in2



B (1/4IDs), = 3,8125 in



at = Nt.a t ' ;ft2 144.n



Pt : Pitch = 1,5625 in c'



: c' = Pt – ODt = 0,3125 in



aS 



IDS .C'.B Pt .144



[Pers. 7.1,



= 0,3025 ft2



[Pers. 7.48,



Kern]



Kern] as = 0,0808 ft2  Laju alir massa Gs



Gs 



Ws as



 Laju alir massa, Gt [Pers. 7.2,



Gt 



Wt at



= 24147,9155 lb/jam.ft2



Kern] Gs = 112984,0916 lb/jam.ft2  Bilangan Reynold, Res



 Bilangan Reynold, Re t



untuk ODt 1,25”



ID = 0,9540 in = 0,0795 ft



De = 1,48in



Tc = 1/2(T1+T2) = 216,5 oF



= 0,1233 ft



[Fig. 28, Kern]



µ = 1,2577lb/ft, jam



tc = 1/2(t1+t2) = 392 oF



Kern]



µ = 0,1362 cp



Re t 



= 0,3296 lb/ft,hr D .G Re s  e S 



[Pers. 7.3,



[Fig. 14,



ID t  G t 



Re t = 2180,6233



Kern] Res = 60395,8710



 Koefisien perpindahan pipa



jH = 17



lapisan luar, ho jH = 130



(pada Res)



 Perpindahan pipa lapisan luar, hi



[Fig. 28,



[Fig. 24,



Kern] o



Kern]



Tc = 216,5



F:



tc = 392 oF :



Cp = 3,6120 Btu/lb.oF



Cp = 0,8179 Btu/lb.oF k



k = 0,4604 Btu/ft².jam(ºF/ft)



= 0,7088 Btu/ft².jam(ºF/ft) 1



hi 



1 jH . k  Cp .   3



  ( t ) [Pers. 6.15a, ID t  k 



jH . k  Cp .   3 ho    (s ) [Pers. 6.15b, De  k 



Kern]



Kern]



h i  t = 336,6413 Btu/ft².jam.ºF



h o s = 541,3061 Btu/ft².jam.ºF



tw = 265,7494 oF



tw = t c 



h o s (Tc  t c ) (hio t )  (h o s )



= 265,7494 oF



[Pers. 5.31,



Kern]



 a = (µ/µw) 0.14



µw = 0,3565 lb/ft.hr



 t = (µ/µw) 0.14 = 1,1930 hi = 251,9195 Btu/ft².jam(ºF/ft) IDt [Pers. 6.37, Kern] hio  hi ( ) ODt



tw = 265,7494 oF



= 192,2650 Btu/ft².jam.ºF



µw = 0,0315 lb/ft.hr



 a = 1,3894 ho = 752,1001 Btu/ft².jam(ºF/ft)  Clean Overall Coefficient, Uc



h io × h o = 153,1214 h io + h o



Uc =



 Dirt Factors, Rd Rd =



UC - UD = 0.0035 ft².jam.ºF/Btu U C .U D



Menentukan Perubahan Tekanan (Pressure Drop) Shell side (steam ) f = 0.0018



Tube side (air, asam laktat, glukosa, [Fig. 29,



& fruktosa))



Kern]



f = 0.0003 (pada Ret ) [Fig. 26,



N+1 = 12 x L/B = 22,0328 ft



Kern]



Ds



= IDs/12 = 1,2708 ft



Sg



= 1



PS 



f .Gs2 .IDs .( N  1) 5,22 x1010.De .Sg. s



Sg = 0,7495 Pt 



Kern]



f .Gt2 .L.n [Pers. 7.45, 5,22 x1010.IDt . Sg .t



∆PS = 0,1468 psi



∆Pt = 0,0013 psi



[Pers. 7.52,



= 24147,9155 lb/jam.ft2,



Kern]



Gt



∆PS < 10 psi ( Maka Rancangan



v 2 62.5  0,0007 [Fig. 27, Kern] 2 g ' 144



memenuhi)



4n v 2 62.5 Pr  [Pers. 7.46, s 2 g ' 144 Kern] = 0,0149 psi Maka; ∆PT =(∆Pt+∆Pr) = 0,0176 psi ∆PT < 10 psi



(Maka Rancangan



memenuhi)



IV.8 Flash Drum (FD-01) Fungsi



: Memisahkan cairan dari gas H2



Tipe



: Vertical Vessel



Kondisi operasi : Temperatur



: 100 °C = 373 K



Tekanan



: 1 atm = 14,6960psia



Densitas uap Komponen gas Komponen H2O



m (kg)



BM



n (kmol)



3.378,2369



18



187,6798



3.378,2370



Maka : ρgas



= ( P * BM camp ) / ( R * T )



ρgas



= 0,5881 kg/m3



187,6798



yi 1



BM camp. 18 18



Densitas Cair Komponen H2O Asam Laktat



m (kg) 126,2346 505,0759 631,3105



BM 18 90



n (kmol) 7,0130 5,6120 12,6250



xi 0,2 0,8 1



ρL = 825,5105 kg/m3 ρcairgas = 130,4736 kg/m3  Penentuan Laju Alir Volumetrik Cairan dan uap Laju Alir Volumetrik Liquid (QL) QL =



WL



L



dimana : QL



= Laju Volumetrik cairan (m3/jam)



WL



= Laju alir massa cairan



ρL



= 631,3105 kg/jam = densitas cairan = 825,5105 kg/m3



Maka : QL QL



= 631,3105 kg/jam / 825,5105 kg/m3 = 0,7648 m3/jam = 0,0002 m3/detik



Laju Alir Volumetrik Uap (Qv) Qv =



Wv v



dimana : Qv



= Laju Volumetrik uap (m3/jam)



Wv



= Laju alir massa uap



ρv



= 3.378,2370 kg/jam = densitas uap = 0,5881 kg/m3



ρ (kg/m3) 1000 781



ρ camp. 199,9564 625,5541 825,5105



Maka : = 3.378,2370kg/jam / 0,5881 kg/m3 = 5744,5756 m3/jam = 1,5957 m3/detik



Qv Qv



 Penentuan Volume Vessel Volume Cairan,VL VL =



QL t



dimana : VL



= volume ruang cair (m3)



t



= waktu tinggal (menit)



ditetapkan : 2 menit = 120 detik maka : VL



= QL x t



VL



= 0,0002 m3/detik x 120



VL = 0,0255 m3 Perancangan separator yang diinginkan 90 % volume tangki terisi cairan dan 10 % volume tangki terisi oleh gas. Jadi Vtangki = VL/0.9 = 0,0283 m3 Faktor keamanan = 10% - 20% Faktor keamanan = 20%, sehingga : V



= 1.2 x 0,0198 m3



V



= 0,0238 m3



Volume Uap, Vv Vv =



Qv x t



dimana : Vv



= volume ruang uap (m3)



t



= waktu tinggal uap = 2 menit = 120 detik



maka : Vv



= Qv x t



Vv Vv



= 1,5957 m3/detik x 120 detik = 191,4859 m3



Jadi volume vessel



= VL + Vv = 0,0255 m3 + 191,4859 m3 = 191,5113 m3



Faktor keamanan = 20%, sehingga : 229,8136 m3 = 60710,3223 gal Penentuan dimensi Vessel Tinggi cairan Ditetapkan H/D = 3, maka H = 3 x D dimana : H = tinggi cairan (m) D = diameter vessel (m) maka : Volume Vessel =



D3 



V (1 / 4). .3



D3 



0,0340m 3 2.3550



 .ID 2 .H 4



D 3  0,0144m



Maka D = 0,2435 m = 8,5110 in H = 3 x 0,2435 m H = 0,7304 m = 28,7565 in



Penentuan ketinggian ruang cair dan uap VL (1 / 4). .D 2



HL



=



Hv



= H - HL



dimana : HL = Ketinggian ruang cair (m) Hv = Ketinggian ruang uap (m) maka : HL = 0,0255 m3 / 0,0465 HL = 0,5478 m Hv = 0,7304 m – 0,5478 m Hv = 0,1826 m Penentuan tebal dinding Vessel (ts) ts 



Pdesign ( ODt / 2 ) ( f .E ) - ( 0,6 Pdesign )



C



dimana : P hidrostatik (gh)



= 8 atm



ts



= tebal vessel (inch)



P tekanan design



= 1,7147 atm = 25,1994 psi = efisiensi sambungan (doeble welded) = 0.8



E



Korosi yang diizinkan = 0,0125/tahun, diperkirakan umur alat 10 tahun maka: C



= 0.1250



Berdasarkan data, untuk bahan Stainless Steel SA-167 Grade 11 tipe 316 (tabel 13.1, Brownell and Young) F



= Maximum allowable working Stress = 18750 psi



maka : r



= 1/2 D



ID r



= 9,5855 in = 4,7928 in



maka nilai ts : ts



= 0,1331 in



Digunakan tebal dinding standar ts = 0,1875 (3/16) in



(Tabel 5.6 Brownell and Young)



 Menentukan Dimensi Head Vessel Bentuk



: Torispherical head



Bahan



: Stainless Steel SA-167 Grade 11 tipe 316



(tabel 13.1, Brownell and Young)



Menentukan Tebal Head P design F



= 25,1994 psi = Allowable working Stress = 18750 psi



E (double welded)



= Effisiensi sambungan = 0.8



C



= Faktor korosi = 0.125



OD



= ID + 2 t



ID



= 9,5855 + 0,3750



OD



= 9,9605 in = 0,2530 m Digunakan OD standar, OD = 12 in



(Dari tabel 5.7, Brownell and Young)



ID standar = 11,6250 icr = 0,75 in r = 12 in Maka : icr/r = 0.0625 Maka perhitungan tebal head :



th 



Pdesign ( ODt / 2 ) ( f .E ) - ( 0,6 Pdesign )



W = 1/4 [ 3 + (r/icr)0,5 ] dimana :



C



(Pers. 7.76, Brownell and Young)



th



= tebal head



W



= faktor intensifikasi stress



r : radius of crown icr : inside corner radius Maka : W



= 1,75



sehingga : th = 0,1426 inch Digunakan tebal penutup vessel standar th = 0,1875 (3/16) in  Menentukan Tinggi Head Dari Brownell & Young, tabel 5.6, untuk th = 0,1875 inch diperoleh sf ( standart straight flange ) = 1 1/2 - 2 inch, diambil sf = 2



(Tabel 5.6, Brownell and Young)



Dari Fig 5.8 (Brownell and Young) : a AB BC



= ID / 2 = (ID / 2) - (icr) = r - (icr)



= 9,5855/ 2 = 4,7928 in = 4,0428 in = 12 – 0,75 = 11,25 in



AC b



= (BC2 - AB2)0,5 = 10,4985 in = r - (BC2 - AB2)0,5 = 1,5015 in



Maka : Tinggi Head : OA = th + b + sf OA = 0,1875 + 1,5015 + 2 OA = 3,6890 in OA = 0,0937 m  Menentukan ukuran Total Vessel Menentukan Tinggi Total Vessel Ht = Hs + 2Hh Dimana : Ht



= Tinggi total vessel



Hs



= Tinggi vessel



Hh 2Hh



= 0,7304 m = Tinggi Head = OA = 3,6890 in = 0,0937 m = 7,3780 in = 0,1874 m



Maka : Ht



= 0,9178 m = 36,1345 in



 Perancangan Noozle Noozle untuk aliran gas Di opt = 3,9 xqf



0.45



x 0.13



(pers. 13,15 Peters)



Dimana : Diopt



= optimum inside diameter ,in



qf



=W/ρ



qf



= fluid flow rate ,ft 3/s



ρ



= fluid density , lb/ft 3



W gas = 3378,2370 kg/jam = 2,0645 lb/s ρ = 0,5881 kg/m3 = 0,0367 lb/ft3 qf =56,2341 ft3/s Maka Di opt = 15,5593 in Noozle untuk aliran cair Diopt



= 3,9 xqf



0.45



x 0.13



Dimana : Diopt



= optimum inside diameter ,in



qf



=W/ρ



qf



= fluid flow rate ,ft 3/s



ρ



= fluid density , lb/ft 3



W gas



= 631,3105 kg/jam = 0,3858 lb/s = 825,5105 kg/m3 = 51,5348 lb/ft3



ρ



(pers. 13,15 Peters)



qf



= 0,0075 ft3/s



Diopt



= 0,7195 in



IV.9 Cooler (C-01) Fungsi : Mendinginkan produk keluaran subcooler condensor parsial Jenis



: Double pipe



Kondisi operasi : P



= 1 atm



= 14,696 psi



A. Fluida dingin adalah air pendingin t1



= 28 °C



= 82,4 °F



t2



= 48 °C



= 118,4 °F



Laju alir



=



kg/jam



= 1992,4996 lb/jam



B. Fluida panas adalah larutan yang akan didinginkan T1



= 100 °C



= 212 °F



T2



= 30 °C



= 86 °F



Laju alir



= 441,9173 kg/jam



= 974,2661 lb/jam



Panas yang dipertukarkan ( Q ) = 75682,3628 kJ/jam = 71730,0377 Btu/jam  LMTD



Menentukan Logarithmic Mean Temperature Difference ( LMTD ) =



T1  t 2   T2  t1  T t  ln  1 2   T2  t1 



(Sumber : Pers.(5.14), Kern, hal 89)



, satuan dalam °F



LMTD



=



212  118,4  86  82,4  212  118,4  ln    86  82,4 



= 27,6235 °F



T T  =  1 2   t 2  t1 



R



 212  86  =    118,4  82,4 



= 3,5 °F



t t  =  2 1   T1  t1 



S



 118,4  82,4  =    212  82,4 



= 0,2778 °F Dari Fig.19 Kern (hal 829), untuk harga R dan S diperoleh 1 - 2 exchanger dan FT’ = 0,9 maka : t



= FT’  LMTD = 0,9  27,6235 °F = 24,8611 °F







Menentukan Temperatur Kalorik



Tc



=



T1  T2 2



=



212  86 2



= 149 °F



(Sumber : Pers. (5.28), Kern, hal 95-96)



tc



=



t1  t 2 2



=



82,4  118,4 2



= 100,4 °F







Menentukan Luas Permukaan Transfer Panas (A)



Fluida panas : Medium organics Fluida dingin : Air pendingin Dari Tabel 8 Kern, hal 840, diperoleh : UD



= 50 – 125 Btu/jam.ft2.°F



Diambil : UD



= 70 Btu / jam.ft 2.°F



A



=



Q U D  t



Dimana : A



= Luas Permukaan Transfer Panas (ft 2)



Q



= Panas yang dipertukarkan (Btu/jam) = 71730,0377 Btu/jam



Δt



= 24,8611 °F



A



=



71730,0377 70  24,8611



= 41,2175 ft2 Jenis alat penukar panas yang disarankan adalah : Double Pipe Exchanger (Sumber : Kern, hal 103)







Menentukan Dimensi Double Pipe



Dari Kern, hal 103, diperoleh informasi : “Double Pipe Exchangers are usually asembled in : 12, 15, 20 Effective lengths” Dipilih : Panjang pipa (L)



= 20 ft



Dari Tabel 6.2 Kern (hal 110), diperoleh : = 2 in  1,25 in



Exchanger, IPS Flow Area



Annulus



1,19



in2



Pipe



1,5



in2



De



0,915



in



De'



0,4



in



Annulus



Dari Tabel 11 Kern, hal 844 diperoleh : Nominal pipe size, IPS, in.



Schedule



OD, in



No.



ID, in



Flow Area per pipe, in



Surface per lin ft, ft2/ft



2



Outside



Inside



1,25



1,66



40



1,380



1,5



0,435



0,362



2



2,38



40



2,067



3,35



0,622



0,542



Sehingga, diketahui : Annulus: IPSa



=



2



in



Pipe: IPSp



ODa



=



2.38



in



ODp



=



1.66



in



IDa



=



2.067



in



IDp



=



1.38



in



a'tp



=



1.5



in2



2



=



1.25



in



a'ta



=



3.35



in



aoa



=



0.622



ft2/ft



aop



=



0.435



ft2/ft



aia



=



0.542



ft2/ft



aip



=



0.362



ft2/ft







Menentukan Koefisien Transfer Panas



Inner Pipe



: Steam



Alasan



: Laju alir massa steam lebih besar dibandingkan dengan laju alir larutan sehingga dipilih didalam pipe.



(Sumber : Kern, hal



113) 



Flow Area : αp



=



π  D2 4



(Sumber : Kern, hal 111)



Dimana : D



αp 



= IDp = 2,067 in = 0,17225 ft 22  0,17225 2 7 = 4



= 0,0233 ft2 Mass Velocity (Gp) : Gp



=



w n  αp



(Sumber : Kern, hal 111)



Dimana : w n



= 2.846,4281 lb/jam = Jumlah aliran paralel = 1







αp



= 0,0233 ft2



Gp



=



2.846,4281 1  0,0233



= 122.100,4048 lb/jam. ft2 Bilangan Reynold (Rep) :



D  Gp



Rep



=



Temperatur



= 100,4 °F



μ



= 0,6922 cp



μ



= 1,6745 lb/ft.jam



(Sumber : Kern, hal 111)



Dimana : D



= IDp = 1,38 in



= 0,115 ft



Gp



= 191751,1229 lb/jam. ft2



Rep



=



0,115  191751,1229 1,6747



= 13168,9203 



Koefisien Transfer Panas (hio) : Rep = 12.560,03205 Dari Fig. 24 Kern, hal 834 diperoleh : jH



= 48



Pada temperatur 100,4 °F diperoleh : c



= Specific heat = 0,9992 Btu/lb. °F



k



= Thermal conductivities = 0,3599 Btu/ft.jam. °F



D



= IDp = 2,067 in



= 00,17225 ft k  cμ     φP D  k  1/3



hi



= jH 



(Sumber : Pers. (6.15a), Kern, hal 111) Dimana :   



0,14



p



 μ =   μw



hi



0,3599  1,6690  1,6745  = 48    1 0,115  0,1723 



= 1



(Sumber : Kern, hal 111) 1/3



= 167,3856 Btu/jam.ft2. °F hio



P



=



hi



p







ID , karena p = 1, maka : OD



= hi 



hio



ID OD



(Sumber : Pers. (6.5), Kern, hal 105) Dimana: ID



= IDp



OD



= 2,067 in = ODp



= 00,17225 ft



= 2,38 in



= 0,198 ft 2,067 = 167,3856  2,38



hio



= 145,3723 Btu/jam.ft2. °F Annulus



: Larutan bahan



Alasan



: Laju alir massa larutan lebih kecil dibandingkan dengan laju alir massa steam sehingga dipilih didalam annulus. (Sumber : Kern, hal 113)







Flow Area : αa



=







π  D 2  D1 4 2



2







(Sumber : Kern, hal 111)



Dimana: D2



= IDa = 2,067 in



D1



= 0,1723 ft



= ODp = 1,66 in



αa



= 0,1383 ft







22  0,17232  0,13832 7 = 4







= 0,0083 ft2 



Diameter Equivalen (De) : De



=



D



 D1 D1



2 2



2







(Sumber : Pers. (6.3), Kern, hal 105)



Dimana : D2



= IDa = 3,068 in = ODp



= 0,2557 ft



D1



= 2,38 in



= 0,1983 ft



De



=



0,2557



 0,19832  0,2557 2



= 0,1312 ft 



Mass Velocity (Ga) : Ga



=



w n  αa



(Sumber : Kern, hal 112)



Dimana : w αa n



= 1.391,8087 lb/jam = 0,0205 ft2 = Jumlah aliran paralel = 1



Ga



=



1.391,8087 1  0,0205



= 68.053,7150 lb/jam. ft2 



Bilangan Reynold (Rea) : Rea



=



D  Ga μ



Temperatur



= 149 °F



μ



= 0,2951 cp



(Sumber : Kern, hal 112)



= 0,7052 lb/ft.jam Dimana : D Ga Rea



= De = 0,1312 ft = 68.053,7150 lb/jam. ft2 0,1312  68053,7150 = = 12.665,6249 0,7052







Koefisien Transfer Panas (ho) : Rea



= 12.665,6249



Dari Fig. 24 Kern, hal 834 diperoleh : jH



= 42



Pada temperatur 149 °F diperoleh : c



= Specific heat = 1,3207 Btu/lb. °F



k



= Thermal conductivities = 0,1313 Btu/ft.jam. °F



D



= De = 0,0761 ft k  cμ  = jH     φa De  k  1/3



ho



(Sumber : Pers. (6.15a), Kern, hal 112) Dimana :   



0,14



a



 μ =   μw



ho



0,1313  1,3207  0,7052  = 42    1 0,1312  0,1313 



= 1



(Sumber : Kern, hal 112) 1/3



= 80,7341 Btu/jam.ft2. °F 



Menentukan Clean Overall Coefficient ( UC)



UC



=



hio  ho hio  ho 



(Sumber : Pers. (6.7), Kern, hal 106)



Dimana : hio ho UC



= 145,3722 Btu/jam.ft2. °F = 80,7341 Btu/jam.ft2. °F 145,3722  80,7341 = 145,3722  80,7341 = 51,907 Btu/jam.ft2. °F







Menentukan Design Overall Coefficient ( UD )



Dari tabel 12 Kern, hal 845 diperoleh : Rd organic liquid



= 0,001



Rd water



= 0,001



Rd total



= 0,001 + 0,001 = 0,002



1 UD



=



1  Rd UC



UD



=



UC R R d  U C   1 d



=



80,7341  0,002 0,002  80,7341  1



(Sumber : Pers. (6.10), Kern, hal 107)



= 47,0251 Btu/jam.ft2. °F 



Menentukan Luas Permukaan Transfer Panas (A)



A



=



Q U D  Δt



Dimana : Q



= 71730,0377 Btu/jam



UD



= 71,5065 Btu/jam.ft 2. °F



Δt



= 24,8611 °F



A



=



71730,0377 24,8611  71,5065



= 40,3492 ft2







Menentukan Koreksi Luas Transfer Panas



Dari tabel 11 Kern, hal 844, untuk ukuran nominal pipa = 1,25 inch diperoleh : aop Maka,



= 0,622 ft2/ft



Panjang pipa yang diperlukan



=



87,6499 0,622



= 140,9164 ft Maka luas permukaan = Panjang total  aop = 140,9164 ft  0,622 ft2/ft = 87,6499854 ft2 UC  UD = (Sumber : Pers. (6.13), Kern, hal 108) UC  UD



Rd Dimana :



= 51,9070 Btu/jam.ft2. °F = 47,0251 Btu/jam.ft2. °F 51,9070  47,0251 = 51,9070  47,0251



UC UD Rd



= 0,0020 Dimana : Rd min



= 0,002



Maka, spesifikasi memenuhi syarat 



Menentukan Presure Drop



Inner pipe f  0.0035 



Rep f



0.264 Re p 0.42



= 12.560,03205 = 0,00851 4  f  G P  LP = 2  g  ρ2  D 2



Fp Dimana : f



= 0,00851



Gp Lp g



= 12.2100,4048 lb/jam. ft2 = 140,9163 ft = 4,18  108



D



= IDp



(Sumber : Pers. (3.44), Kern, hal 52)



Temperatur



= 0,172 ft = 149 °F







= 62,4283 lb/ft3



Fp



=



4  0,00841  191751,1229 2  92,7567 2  4,18  108  62,42832  0,115



= 0,3063 ft = ΔFP  ρ



Pp



= 0,3063 ft  62,4283 = 19,1218



lb ft 3



lb ft 2



lb  1 ft  = 19,1218 2    ft  12 inch 



= 0,1328



2



lb in 2



= 0,1328 psi Allowable ΔPp = 10 psi Maka, spesifikasi memenuhi syarat



Annulus = (D2 – D1)



De' Dimana : D2



= IDa = 0,1723 ft



D1



= ODp = 0,1383 ft



De'



= (0,1723 – 0,1383) = 0,0339 ft



(Sumber : Pers. (6.4), Kern, hal 105)



Re'a



=



De'  G a μ



Dimana : Ga



= 117712,2370 lb/jam. ft 2



μ



= 0,7052 lb/ft.jam



Re'a



=



0,0339  117712,2370 0,7052



= 5661,6397 f  0.0035 



0.264 Re p 0.42



f = 0,0105 4  f  G a  La 2  g  ρ2  D 2



Fa



=



(Sumber : Pers. (3.44), Kern, hal 52)



Dimana : f



= 0,0105



Ga



= 117712,2370 lb/jam. ft 2



La



= 64,8701 ft



g



= 4,18  108



D



= De' = 0,0339 ft



Temperatur



= 149 °F







= 49,82 lb/ft3



Fa



=



4  0,0105  117712,2370 2  64,8701 2  4,18  108  49,82 2  0,0339



= 0,5366 ft V



=



Ga 3600  ρ



=



117712,2370 3600  49,82



= 0,6563 fps



Fl



= n



V2 2  g'



Dimana : n



= Jumlah hairpin = 3 ’



g



= 32,20 ft/dt2



V



= 0,6563 fps



0,6563 2 = 3 2  32,2



ΔFl



= 0,0201 ft Pa



= (Fa - ΔFl)  



Pa



= (0,5366 - 0,0201)  49,82 = 4,1904 lb/ft2  1 ft  = 25,7320 lb/ft     12 inch 



2



2



= 0,1787 lb/in2 = 0,1787 psi Allowable ΔPp = 10 psi Maka, spesifikasi memenuhi syarat



IV.10 Subcooler Condensor Fungsi



: Mendinginkan dan mengembunkan air setelah subcooler kondensor



parsial



Tipe



: Horizontal Condenser.



Jenis



: Shell and Tube Heat Exchanger



Tekanan Operasi



: 1 atm



Fluida dingin t1



=



28



°C =



82,4



°F



t2



=



48



°C =



118,4 °F



Fluida panas T1



=



100 °C = 212 °F



T2



=



30 °C = 86 °F



laju alir massa (Ws)



= = = = = =



Kebutuhan panas yg diserap(Q) kebutuhan air pendinggin (Wt)



3378,236979 7447,7288 8859948,658 8402775,3072 105803,0649 233255,5529



kg/jam lb/jam kJ/jam Btu/jam kg lb



 Menetukan True Temperatur Difference (Δttrue):



LMTD =



(T1 - t 2 ) - (T2 - t1 ) T -t ln 1 2 T2 - t1



LMTD =



(212 - 118,4) - (86 - 82,4) 212 - 118,4 ln 86 - 82,4



LMTD = 27,6235 °F LMTD Correction Factor (FT) R



= (T1 - T2 ) / (t 2 - t 1 )



= 3,5



S



= (t 2 - t 1 ) / (T1 - t 1 )



= 0,2778



Untuk 2 pass Shell dan 4 pass Tube dari Fig.19 Kern hal 829, nilai R dan S diatas diperoleh nilai FT = 0,9 Koreksi LMTD = LMTD x FT = 24,8611 °F Spesifikasi : tm 



Pdesign ( ODt / 2)



 C Brownell & Young] ( f .E ) - ( 0,6 Pdesign )



[Pers. 14.34,



Dimana : tm



= tebal tube minimum (in)



Pdesign



= Tekanan desain dalam tubes = 120% (faktor keamanan 20 %) = 17,6352 psi



ODt



= Diameter luar tubes, direncanakan = 0,75 in



F



= Maximum allowable stress



= 17900 psia E



= welded joint efficiency = 0,8



C



= faktor korosi yang diijinkan untuk umur alat 10 tahun = 0,125 in



tm 



17,6352 psia ( 0,75) in  0,125in (17900 psia x 0,8 ) - ( 0,6 x17,6352 psia)



Maka; tm = 0,1259 in



SHELL SIDE



TUBE SIDE



( air & asam laktat )



( steam )



Menentukan Jumlah Tube



Menentukan Ud terkoreksi



L = 18 ft, ao = 0,1963 ft 2/in ft



A = Nt . ao . L



Nt



=



 a o .L



= 915,1197 tubes



Dari Tabel.9, Kern Hal. 841 untuk : ODt



= 0,75 in



Pt



= 0,9275 in triangular pitch



n



= 2 - pass



Nt



= 938 tubes



IDs



= 33 in



= 3314,3292 ft2 UD =



Qc .LMTD



= 64 Btu/jam.ft2.oF



 Menentukan Tw h o s (Tc  t c ) (hio t )  (h o s )



Tw = t c 



 Flow area, at n (jumlah passed) = 2 Nt (jumlah tubes) = 938



diambil h = 200 maka:



a’t (flow area) = 0,1820 in 2



Tw = 121,66 °F



at = Nt.a t ' ;ft2 144.n



= 0,5928



 Menentukan Tf : Tf  1



2



[Pers. 7.48, Kern]



 (T c  T w )



 Laju alir massa, Gt o



Tf = 135,333 F Maka :



Gt 



sgf = 1



Wt at



= 275453,4989 lb/jam.ft2



μf = 1 cp = 2,42 lb/ft.hr kf = 0,2562 Btu/ft².jam(ºF/ft  Menentukan ho : dari fig. 12,9 Kern hal 267 ho = 200 



Menetukan Clean Overall Coefficient,



 V 



hio + ho = 112,4854 Btu/ft².jam(ºF/ft)



Gt 3600  



V = 1,2242 ft/ dt 



Menentukan koefisien perpindahan pipa lapisan



Uc kondensasi: Uc = hio x ho



Menentukan nilai V :



dalam, hi: Fig 25 kern hal 835 hi = 393,7094 Btu/jam.ft2.oF hio = hi x ID/OD







= 253,0239 Btu/jam.ft2.oF



Luas permukaan yang dibutuhkan untuk kondensasi



Qc U c x t dimana : Ac 







Menetukan Clean Overall Coefficient, Uc :



Uc 



Q A  t



Qc = 5.190.490,3826 kJ/jam = 4.922.661,0789 Btu/jam



Uc = 77,1503 Btu/ft².jam(ºF/ft)



Ac = 1760,2836 ft²



Menentukan Faktor Kekotoran (Dirty Factor) Luas permukaanyangdibutuhkan  untuk subcooling :







Menetukan Clean Overall Coefficient Design, UD : Total Luas permukaan = 1582,4113 ft²



Q pendingin (air) = 6.201.964,0606 kJ/jam = 5.881.942,7151 Btu/jam



U



D



Submergence = 83,6911 % As = 1473,2003 ft² Total Luas area yang dibutuhkan : Ac = 3233,4839 ft²







Q A  t



=22  Dirt Factors, Rd Rd =



UC - UD = 0.0328 ft².jam.ºF/Btu U C .U D [Pers. 6.13, Kern]



Rd  0,003 (rancangan memenuhi)



Perubahan Tekanan (Pressure Drop  Flow area, as



 Bilangan Reynold, Re t



IDs = 33 in



ID = 0,4820 in = 0,0402 ft



B (1/4IDs), = 8,25 in



tc = 1/2(t1+t2) = 100,4 oF



Pt : Pitch = 0,9275 in



µ = 1,6751 lb/ft, jam



: c' = Pt – ODt = 0,1775 in



c'



aS 



IDS .C'.B Pt .144



[Pers. 7.1, Kern]



as = 0,3650 ft2



[Fig. 14,



Kern] Re t 



ID t  G t 



Re t = 8002,6854



f = 0,00032 (pada Ret ) [Fig. 26,  Laju alir massa Gs



Gs 



Kern]



Ws as



[Pers. 7.2, Kern]



Sg = 1 tw = 121,666 oF



Gs = 20403,7660 lb/jam.ft2



µw = 0,5575 lb/ft.hr



 t = (µ/µw) 0.14 = 1,1665  Bilangan Reynold, Res Pt 



untuk ODt (3/4)” De = 0,55 in = 0,0458 ft 1



[Fig. 28, Kern]



o



f .Gt2 .L.n [Pers. 7.45, 5,22 x1010.IDt . Sg .t



Kern]



Tc = /2(T1+T2) = 149 F



∆Pt = 0,3574 psi



µ = 0,4337 cp



Gt



= 1,0495 lb/ft,hr Re s 



D e .G S 



[Pers. 7.3, Kern]



Res = 1992,6928



f = 0,0035 = IDs/12



Sg



= 1



v 2 62.5  0,01[Fig. 27, Kern] 2 g ' 144 Pr 



[Fig. 29, Kern]



N+1 = 12 x L/B = 26,1818 ft De



= 275453,4989 lb/jam.ft2,



= 2,7500 ft



f .Gs2 .IDs .( N  1) PS  5,22 x1010.De .Sg. s



4n v 2 62.5 [Pers. 7.46, s 2 g ' 144



Kern] = 0,1250 psi Maka; ∆PT (∆Pt+∆Pr) = 0,3083 psi ∆PT < 10 psi memenuhi)



(Maka Rancangan



∆PS = 0.0221 psi



[Pers. 7.52, Kern]



∆PS < 10 psi ( Maka Rancangan memenuhi)



IV. 11 Pompa (P-01) Fungsi : Memompa molasse dari T-01 ke CF-01 Jenis 



: Pompa sentrifugal



Data :



Densitas molasse = 1647,05 kg/m3 = 102,853 lb/ft3 Laju alirmassa : G = 50825,249 kg/jam = 112069,6753 lb/jam Viskositas molasse (  ) = 1,234 cp = 0,0008 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Kecepatan volumetrik = Qf = G/ρ = (112069,6753lb/jam)/( 102,853 lb/ft3) = 1089,6117 ft3/jam Dopt = 3,9 x Qf0,45 x ρ 0.13



(Prs.15. Peters, hlm 525)



Qf : laju alir volumetrik = 1089,6117



ft3/jam



= 0,3027 ft3/det ρ : densitas: 102,8529 lb/ft3 Dopt = 3,9 x (0,3027 ft3/det) 0,45 x (102,853 lb/ft3) 0.13 = 4,1600 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut: Nominal pipe size : 6,0 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 6,625 in



Diameter dalam : 6,0650 in = 0,5054 ft Flow area per pipe : a = 28,9 in2 = 0,2007 ft2







Penentuan Velocity head



Kecepatan alir masuk, V2 = 0,3027 ft3/det / 0,2007 ft2



V2 = Qf/a



= 1,5082 ft/dtk



Velocity head



= ΔV2 = (V22-V12) 2xgc



2xgc



= ((1,5082 ft/dtk) 2- 0) 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf = 0,0353 ft lbf/lbm 



Penentuan bilangan Reynold



Re = ρ x D x V/μ ρ = densitas



= 102,8529 lb/ft3



μ = viskositas



= 0,0008 lb / ft dtk



D = ID pipa



= 6,065 in = 0,5054 ft



V = V2



= 1,5082 ft/dtk



Re = 102,8529 lb/ft3 x 0,5054 ft x 1,5082 ft/dtk 0,0008 lb / ft dtk = 94556,2602 



Penentuan tenaga yang hilang karena friksi



Dari fig.126, Brown, hal 141, untuk commercial steel ( = 0,00015) Dengan ID = 6,0650 in, diperoleh /D = 0,0003 Dari fig.125, Brown, hal 140, untuk Re = 94556,2602 dan /D = 0,0003 diperoleh : f = 0,02



Asumsi panjang pipa lurus ( L ) = 4 m =13,1240 ft Standard Elbow 90 yang digunakan : 3



buah



Gate valve yang digunakan



: 1



buah



Globe valve yang digunakan



: 2



buah



Dari fig.127, Brown, hal 141, diperoleh panjang ekuivalen (Le): Standard elbow 90



=



12



ft



Gate valve



=



60



ft



Globe valve



=



1,3



ft



Maka total panjang pipa = Lt = L + Le = 111,7240 ft



Tenaga yang hilang karena friksi (F) F



2 x f x Lt x V22



=



gc x ID F = 0,02 x 111,7240 ft x(1,5082 ft/dtk)2 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2lbf x 0,5054 ft = 0,1563 ft.lbf/lbm 



Penentuan pressure head



P1 = 1 atm= 14,7



lbf/in2



P2 = 1 atm = 14,7



lbf/in2



ΔP = 0 Maka pressure head = 0 



Penentuan daya pompa



Beda ketinggian Diasumsikan Z = 1,5 m = 4,9215 ft g x ΔZ = 32,174 ft. /dtk2 x 4,9215 ft = 4,9215 ft lbf/lbm 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf



gc Kerja Pompa



Dengan hukum Bernoulli (Pers.10 Peters, hal 486), didapatkan kerja pompa : W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F ρ



2 gc



gc



= 0 + 0,0353 + 4,9215 + 1,563 = 5,1131 ft lbf/lbm







Daya Pompa



P=GxW = 112069,6753 lbm/jam x 5,1131 ft lbf/lbm = 573027,9896 ft lbf/jam = 573027,9896 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 0.2894 Hp Q = 1089,6117 ft3/jam = 134,9394 gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 134,9394 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 50 %, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 0.2894 Hp/0.5 = 0,5788 Hp Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 0,5788 Hp diperoleh efisiensi motor = 80 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 0,5788 Hp/0,8 = 0,7235 Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 1 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



IV. 11.1 Pompa (P-02) Fungsi : Memompa larutan dari CF-01 ke TP-01 Jenis 



: Pompa sentrifugal



Data :



Densitas molasse = 1175,19 kg/m3 = 73,3867 lb/ft3 Laju alirmassa :



G = 39643,6947 kg/jam = 87414,3467 lb/jam



Viskositas molasse (  ) = 1,2338 cp = 0,0008 lb/ft.dt







Penentuan D opt Pipa



Kecepatan volumetrik = Qf = G/ρ = (87414,3467 lb/jam)/( 73,3867 lb/ft3) = 1191,1467 ft3/jam Dopt = 3,9 x Qf0,45 x ρ 0.13



(Prs.15. Peters, hlm 525)



Qf : laju alir volumetrik = 1191,1467



ft3/jam



= 0,3309 ft3/det ρ : densitas: 73,3867 lb/ft3 Dopt = 3,9 x (0,3309 ft3/det) 0,45 x (73,3867 lb/ft3) 0.13 = 4,1442 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut: Nominal pipe size : 4,0 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 4,5 in



Diameter dalam : 4,0260 in = 0,3355 ft Flow area per pipe : a = 12,7 in2 = 0,882 ft2 



Penentuan Velocity head



Kecepatan alir masuk, V2 = 0,3309 ft3/det / 0,882 ft2



V2 = Qf/a



= 3,7519 ft/dtk



Velocity head



= ΔV2 = (V22-V12) 2xgc



2xgc



= ((3,7519 ft/dtk) 2- 0) 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf = 0,2188 ft lbf/lbm 



Penentuan bilangan Reynold



Re = ρ x D x V/μ ρ = densitas



= 73,3867 lb/ft3



μ = viskositas



= 0,0008 lb / ft dtk



D = ID pipa



= 4,026 in = 0,3355 ft



V = V2



= 3,7519 ft/dtk



Re = 73,3867 lb/ft3 x 0,3355 ft x 3,7519 ft/dtk 0,0008 lb / ft dtk = 111409,4363 



Penentuan tenaga yang hilang karena friksi



Dari fig.126, Brown, hal 141, untuk commercial steel ( = 0,00015) Dengan ID = 4,0260 in, diperoleh /D = 0,0004 Dari fig.125, Brown, hal 140, untuk Re = 111409,4363 dan /D = 0,0004 diperoleh : f = 0,022



Asumsi panjang pipa lurus ( L ) = 10 m =32,8100 ft Standard Elbow 90 yang digunakan : 4



buah



Gate valve yang digunakan



: 1



buah



Globe valve yang digunakan



: 2



buah



Dari fig.127, Brown, hal 141, diperoleh panjang ekuivalen (Le): Standard elbow 90



=



3



ft



Gate valve



=



60



ft



Globe valve



=



1,3



ft



Maka total panjang pipa = Lt = L + Le = 105,4100 ft



Tenaga yang hilang karena friksi (F) F



=



f x Lt x V22 2 x gc x ID



F = 0,022 x 105,4100 ft x(3,7519 ft/dtk)2 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2lbf x 0,3355 ft = 1,5121 ft.lbf/lbm







Penentuan pressure head



P1 = 1 atm= 14,7



lbf/in2



P2 = 1 atm = 14,7



lbf/in2



ΔP = 0 Maka pressure head = 0 



Penentuan daya pompa



Beda ketinggian Diasumsikan Z = 6,5 m = 21,3265 ft g x ΔZ = 32,174 ft. /dtk2 x 21,3265 ft = 21,3265 ft lbf/lbm 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf



gc Kerja Pompa



Dengan hukum Bernoulli (Pers.10 Peters, hal 486), didapatkan kerja pompa : W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F ρ



2 gc



gc



= 0 + 0,2188 + 21,3265 + 1,5121 = 23,0574 ft lbf/lbm 



Daya Pompa



P=GxW = 87414,3467 lbm/jam x 23,0574 ft lbf/lbm = 2015547,6615 ft lbf/jam = 2015547,6615 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 1,0180 Hp Q = 1191,1467 ft3/jam = 147,5137 gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 147,5137 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 40%, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 1,0180 Hp/0.4 = 2,5449 Hp



Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 2,5449 Hp diperoleh efisiensi motor = 80 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 2,5449 Hp/0,8 = 3,1811 Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 3,5 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



IV. 11.2 Pompa (P-03) Fungsi : Memompa larutan dari TP-01 ke FR-01 Jenis 



: Pompa sentrifugal



Data :



Densitas molasse = 1061,88 kg/m3 = 66,3109 lb/ft3 Laju alirmassa :



G = 112239,0928 kg/jam = 247487,1997 lb/jam



Viskositas molasse (  ) = 1,5088 cp = 0,001 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Kecepatan volumetrik = Qf = G/ρ = (247487,1997 lb/jam)/( 66,3109 lb/ft3) = 3732,2236 ft3/jam Dopt = 3,9 x Qf0,45 x ρ 0.13



(Prs.15. Peters, hlm 525)



Qf : laju alir volumetrik = 3732,2236



ft3/jam



= 1,0367 ft3/det ρ : densitas: 66,3109 lb/ft3 Dopt = 3,9 x (1,0367 ft3/det) 0,45 x (66,3109 lb/ft3) 0.13 = 6,8379 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut: Nominal pipe size : 8,0 in Schedule number : 40



Diameter luar



: 8,6250 in



Diameter dalam : 7,9810 in = 0,6651 ft Flow area per pipe : a = 50,0 in2 = 0,3472 ft2 



Penentuan Velocity head



Kecepatan alir masuk, V2 = 1,0367 ft3/det / 0,3472 ft2



V2 = Qf/a



= 2,9860 ft/dtk



Velocity head



= ΔV2 = (V22-V12) 2xgc



2xgc



= ((2,9860 ft/dtk) 2- 0) 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf = 0,1386 ft lbf/lbm 



Penentuan bilangan Reynold



Re = ρ x D x V/μ ρ = densitas



= 66,3109 lb/ft3



μ = viskositas



= 0,0010 lb / ft dtk



D = ID pipa



= 7,981 in = 0,6651 ft



V = V2



= 2,9860 ft/dtk



Re = 66,3109 lb/ft3 x 0,6651 ft x2,9860 ft/dtk 0,0010 lb / ft dtk = 129874,9701 



Penentuan tenaga yang hilang karena friksi



Dari fig.126, Brown, hal 141, untuk commercial steel ( = 0,00015) Dengan ID = 7,9810 in, diperoleh /D = 0,0002 Dari fig.125, Brown, hal 140, untuk Re = 129874,9701 dan /D = 0,0002 diperoleh : f = 0,018



Asumsi panjang pipa lurus ( L ) = 10 m =32,8100 ft Standard Elbow 90 yang digunakan : 4



buah



Gate valve yang digunakan



: 1



buah



Globe valve yang digunakan



: 2



buah



Dari fig.127, Brown, hal 141, diperoleh panjang ekuivalen (Le): Standard elbow 90



=



3



ft



Gate valve



=



60



ft



Globe valve



=



1,3



ft



Maka total panjang pipa = Lt = L + Le = 105,4100 ft



Tenaga yang hilang karena friksi (F) F



=



f x Lt x V22 2 x gc x ID



F = 0,018 x 105,4100 ft x(2,9860 ft/dtk)2 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2lbf x 0,6651 ft = 0,3953 ft.lbf/lbm 



Penentuan pressure head



P1 = 1 atm= 14,7



lbf/in2



P2 = 1 atm = 14,7



lbf/in2



ΔP = 0 Maka pressure head = 0 



Penentuan daya pompa



Beda ketinggian Diasumsikan Z = 6,5 m = 21,3265 ft g x ΔZ = 32,174 ft. /dtk2 x 21,3265 ft = 21,3265 ft lbf/lbm gc



32,174 ft.lbm/dtk2 lbf



Kerja Pompa Dengan hukum Bernoulli (Pers.10 Peters, hal 486), didapatkan kerja pompa :



W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F ρ



2 gc



gc



= 0 + 0,1386 + 21,3265 + 0,3953 = 21,8604 ft lbf/lbm 



Daya Pompa



P=GxW = 247487,1997 lbm/jam x 21,8604 ft lbf/lbm = 5410160,1641 ft lbf/jam = 5410160,1641 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 2,7324 Hp Q = 3732,2236 ft3/jam = 462,2050 gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 462,2050 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 52%, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 2,7324 Hp/0.52 = 5,2546 Hp Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 5,2546 Hp diperoleh efisiensi motor = 82 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 5,2546 Hp/0,82 = 6,4081 Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 6,5 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



IV. 11.3 Pompa (P-04) Fungsi : Memompa larutan dari FR-01 ke TI-01 Jenis



: Pompa sentrifugal







Data :



Densitas molasse = 1060,53 kg/m3 = 66,2266 lb/ft3 Laju alirmassa :



G = 121285,5637 kg/jam = 267434,6680 lb/jam



Viskositas molasse (  ) = 1,5147 cp = 0,001 lb/ft.dt







Penentuan D opt Pipa



Kecepatan volumetrik = Qf = G/ρ = (267434,6680 lb/jam)/( 66,2266 lb/ft3) = 4038,1768 ft3/jam Dopt = 3,9 x Qf0,45 x ρ 0.13



(Prs.15. Peters, hlm 525)



Qf : laju alir volumetrik = 4038,1768 ft3/jam = 1,1217 ft3/det ρ : densitas: 66,2266 lb/ft3 Dopt = 3,9 x (1,1217 ft3/det) 0,45 x (66,2266 lb/ft3) 0.13 = 7,0835 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut: Nominal pipe size : 8,0 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 8,6250 in



Diameter dalam : 7,9810 in = 0,6651 ft Flow area per pipe : a = 50,0 in2 = 0,3472 ft2 



Penentuan Velocity head



Kecepatan alir masuk, V2 V2 = Qf/a



= 1,1217 ft3/det / 0,3472 ft2 = 3,2307 ft/dtk



Velocity head



= ΔV2 = (V22-V12) 2xgc



2xgc



= ((3,2307 ft/dtk) 2- 0) 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf = 0,1622 ft lbf/lbm 



Penentuan bilangan Reynold



Re = ρ x D x V/μ ρ = densitas



= 66,2266 lb/ft3



μ = viskositas



= 0,0010 lb / ft dtk



D = ID pipa



= 7,981 in = 0,6651 ft



V = V2



= 3,2307 ft/dtk



Re = 66,2266 lb/ft3 x 0,6651 ft x 3,2307 ft/dtk 0,0010 lb / ft dtk = 139794,8793 



Penentuan tenaga yang hilang karena friksi



Dari fig.126, Brown, hal 141, untuk commercial steel ( = 0,00015) Dengan ID = 7,9810 in, diperoleh /D = 0,0002 Dari fig.125, Brown, hal 140, untuk Re = 139794,8793dan /D = 0,0002 diperoleh : f = 0,019



Asumsi panjang pipa lurus ( L ) = 8 m =26,2480 ft Standard Elbow 90 yang digunakan : 4



buah



Gate valve yang digunakan



: 1



buah



Globe valve yang digunakan



: 2



buah



Dari fig.127, Brown, hal 141, diperoleh panjang ekuivalen (Le): Standard elbow 90



=



3



ft



Gate valve



=



60



ft



Globe valve



=



1,3



ft



Maka total panjang pipa = Lt = L + Le = 139794,8793ft



Tenaga yang hilang karena friksi (F) F



f x Lt x V22



=



2 x gc x ID F = 0,019 x 139794,8793ft x(3,2307 ft/dtk)2 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2lbf x 0,6651 ft = 0,4581 ft.lbf/lbm 



Penentuan pressure head



P1 = 1 atm= 14,7



lbf/in2



P2 = 1 atm = 14,7



lbf/in2



ΔP = 0 Maka pressure head = 0 



Penentuan daya pompa



Beda ketinggian Diasumsikan Z = 5,5 m = 18,0455 ft g x ΔZ = 32,174 ft. /dtk2 x 18,0455 ft = 18,0455 ft lbf/lbm 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf



gc Kerja Pompa



Dengan hukum Bernoulli (Pers.10 Peters, hal 486), didapatkan kerja pompa : W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F ρ



2 gc



gc



= 0 + 0,1622 + 18,0455 + 0,4581 = 18,6658 ft lbf/lbm 



Daya Pompa



P=GxW = 267434,6680 lbm/jam x 18,6658 ft lbf/lbm = 4991876,6316 ft lbf/jam = 4991876,6316 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 2,5211Hp



Q = 4038,1768 ft3/jam = 500,0948 gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 500,0948 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 52%, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 2,5211Hp/0.52 = 4,8484 Hp Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 4,8484 Hp diperoleh efisiensi motor = 83 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 4,8484 Hp/0,83 = 5,8414 Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 6 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



IV. 11.4 Pompa (P-05) Fungsi : Memompa larutan dari TI-01 ke CF-02 Jenis 



: Pompa sentrifugal



Data :



Densitas molasse = 1060,53 kg/m3 = 66,2266 lb/ft3 Laju alirmassa :



G = 5053,5652 kg/jam = 11143,1112 lb/jam



Viskositas molasse (  ) = 1,5147 cp = 0,001 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Kecepatan volumetrik = Qf = G/ρ = (11143,1112 lb/jam)/( 66,2266 lb/ft3) = 168,2574 ft3/jam Dopt = 3,9 x Qf0,45 x ρ 0.13 Qf : laju alir volumetrik = 168,2574 ft3/jam = 0,0457 ft3/det



(Prs.15. Peters, hlm 525)



ρ : densitas: 66,2266 lb/ft3 Dopt = 3,9 x (0,0457 ft3/det) 0,45 x (66,2266 lb/ft3) 0.13 = 1,6949 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut: Nominal pipe size : 2,0 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 2,38 in



Diameter dalam : 2,0670 in = 0,1722 ft Flow area per pipe : a = 3,35 in2 = 0,0233 ft2 



Penentuan Velocity head



Kecepatan alir masuk, V2 = 0,0457 ft3/det / 0,0233 ft2



V2 = Qf/a



= 2,0092 ft/dtk



Velocity head



= ΔV2 = (V22-V12) 2xgc



2xgc



= ((2,0092 ft/dtk) 2- 0) 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf = 0,0627 ft lbf/lbm 



Penentuan bilangan Reynold



Re = ρ x D x V/μ ρ = densitas



= 66,2266 lb/ft3



μ = viskositas



= 0,0010 lb / ft dtk



D = ID pipa



= 2,067 in = 0,1722 ft



V = V2



= 2,0092ft/dtk



Re = 66,2266 lb/ft3 x 0,1722 ft x 2,0092 ft/dtk 0,0010 lb / ft dtk = 22515,8520 



Penentuan tenaga yang hilang karena friksi



Dari fig.126, Brown, hal 141, untuk commercial steel ( = 0,00015) Dengan ID = 2,067 in, diperoleh /D = 0,0008 Dari fig.125, Brown, hal 140, untuk Re = 22515,8520 dan /D = 0,0008 diperoleh : f = 0,028



Asumsi panjang pipa lurus ( L ) = 5 m = 16,4050 ft Standard Elbow 90 yang digunakan : 4



buah



Gate valve yang digunakan



: 1



buah



Globe valve yang digunakan



: 2



buah



Dari fig.127, Brown, hal 141, diperoleh panjang ekuivalen (Le): Standard elbow 90



=



3



ft



Gate valve



=



60



ft



Globe valve



=



1,3



ft



Maka total panjang pipa = Lt = L + Le = 89,0050 ft



Tenaga yang hilang karena friksi (F) F



=



f x Lt x V22 2 x gc x ID



F = 0,028 x 89,0050 ft x(2,0092 ft/dtk)2 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2lbf x 0,1722 ft = 0,9077 ft.lbf/lbm 



Penentuan pressure head



P1 = 1 atm= 14,7



lbf/in2



P2 = 1 atm = 14,7



lbf/in2



ΔP = 0 Maka pressure head = 0







Penentuan daya pompa



Beda ketinggian Diasumsikan Z = 1,5 m = 4,9215 ft g x ΔZ = 32,174 ft. /dtk2 x 4,9215 ft = 4,9215 ft lbf/lbm 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf



gc Kerja Pompa



Dengan hukum Bernoulli (Pers.10 Peters, hal 486), didapatkan kerja pompa : W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F ρ



2 gc



gc



= 0 + 0,0627 + 4,9215 + 0,9077 = 5,8919 ft lbf/lbm 



Daya Pompa



P=GxW = 11143,1112 lbm/jam x 5,8919 ft lbf/lbm = 65654,1742 ft lbf/jam = 65654,1742 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 0,0332 Hp Q = 168,2574 ft3/jam = 20,8373 gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 20,8373 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 30%, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 0,0332 Hp/0.3 = 0,1105 Hp Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 0,1105 Hp diperoleh efisiensi motor = 80 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 0,1105 Hp/0,8 = 0,1382Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 0,5 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



IV. 11.5 Pompa (P-06) Fungsi : Memompa larutan dari CF-02 ke TA-01 Jenis 



: Pompa sentrifugal



Data :



Densitas molasse = 1027,2115 kg/m3 = 64,1462 lb/ft3 Laju alirmassa :



G = 4833,7636 kg/jam = 10658,4487 lb/jam



Viskositas molasse (  ) = 1,5147 cp = 0,001 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Kecepatan volumetrik = Qf = G/ρ = (10658,4487 lb/jam)/( 64,1462 lb/ft3) = 166,1588 ft3/jam Dopt = 3,9 x Qf0,45 x ρ 0.13



(Prs.15. Peters, hlm 525)



Qf : laju alir volumetrik = 166,1588 ft3/jam = 0,0462 ft3/det ρ : densitas: 64,1462 lb/ft3 Dopt = 3,9 x (0,0462 ft3/det) 0,45 x (64,1462 lb/ft3) 0.13 = 1,6784 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut: Nominal pipe size : 2,0 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 2,38 in



Diameter dalam : 2,0670 in = 0,1722 ft Flow area per pipe : a = 3,35 in2 = 0,0233 ft2 



Penentuan Velocity head



Kecepatan alir masuk, V2 V2 = Qf/a



= 0,0462 ft3/det / 0,0233 ft2 = 1,9841 ft/dtk



Velocity head



= ΔV2 = (V22-V12) 2xgc



2xgc



= ((1,9841 ft/dtk) 2- 0) 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf = 0,0612 ft lbf/lbm 



Penentuan bilangan Reynold



Re = ρ x D x V/μ ρ = densitas



= 66,2266 lb/ft3



μ = viskositas



= 0,0010 lb / ft dtk



D = ID pipa



= 2,067 in = 0,1722 ft



V = V2



= 1,9841 ft/dtk



Re = 66,2266 lb/ft3 x 0,1722 ft x 1,9841 ft/dtk 0,0010 lb / ft dtk = 21536,5395 



Penentuan tenaga yang hilang karena friksi



Dari fig.126, Brown, hal 141, untuk commercial steel ( = 0,00015) Dengan ID = 2,067 in, diperoleh /D = 0,0009 Dari fig.125, Brown, hal 140, untuk Re = 21536,5395dan /D = 0,0008 diperoleh : f = 0,04



Asumsi panjang pipa lurus ( L ) = 5 m = 16,4050 ft Standard Elbow 90 yang digunakan : 5



buah



Gate valve yang digunakan



: 1



buah



Globe valve yang digunakan



: 2



buah



Dari fig.127, Brown, hal 141, diperoleh panjang ekuivalen (Le): Standard elbow 90



=



3



ft



Gate valve



=



60



ft



Globe valve



=



1,3



ft



Maka total panjang pipa = Lt = L + Le = 91,5050 ft



Tenaga yang hilang karena friksi (F) F



f x Lt x V22



=



2 x gc x ID F = 0,04 x 91,5050 ft x(1,9841 ft/dtk)2 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2lbf x 0,1722 ft = 1,3001 ft.lbf/lbm 



Penentuan pressure head



P1 = 1 atm= 14,7



lbf/in2



P2 = 1 atm = 14,7



lbf/in2



ΔP = 0 Maka pressure head = 0 



Penentuan daya pompa



Beda ketinggian Diasumsikan Z = 2,5 m = 8,2025 ft g x ΔZ = 32,174 ft. /dtk2 x 8,2025 ft = 8,2025 ft lbf/lbm 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf



gc Kerja Pompa



Dengan hukum Bernoulli (Pers.10 Peters, hal 486), didapatkan kerja pompa : W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F ρ



2 gc



gc



= 0 + 0,0612 + 8,2025 + 1,3001 = 9,5637 ft lbf/lbm 



Daya Pompa



P=GxW = 10658,4487 lbm/jam x 9,5637 ft lbf/lbm = 101934,5184 ft lbf/jam



= 101934,5184 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 0,0515 Hp Q = 166,1588 ft3/jam = 20,5774 gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 20,5774 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 20%, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 0,0515 Hp/0.2 = 0,2574 Hp Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 0,2574 Hp diperoleh efisiensi motor = 80 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 0,2574 Hp/0,8 = 0,3218 Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 0,5 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



IV. 11.6 Pompa (P-07) Fungsi : Memompa larutan dari TA-01 ke TS-01 Jenis 



: Pompa sentrifugal



Data :



Densitas molasse = 1116,4160 kg/m3 = 69,7167 lb/ft3 Laju alirmassa :



G = 5114,3613 kg/jam = 11277,1667 lb/jam



Viskositas molasse (  ) = 1,6318 cp = 0,0011 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Kecepatan volumetrik = Qf = G/ρ = (11277,1667 lb/jam)/( 69,7167 lb/ft3) = 161,7570 ft3/jam



Dopt = 3,9 x Qf0,45 x ρ 0.13



(Prs.15. Peters, hlm 525) 3



Qf : laju alir volumetrik = 161,7570 ft /jam = 0,0449 ft3/det ρ : densitas: 69,7167 lb/ft3 Dopt = 3,9 x (0,0449 ft3/det) 0,45 x (69,7167 lb/ft3) 0.13 = 1,6763 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut: Nominal pipe size : 2,0 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 2,38 in



Diameter dalam : 2,0670 in = 0,1722 ft Flow area per pipe : a = 3,35 in2 = 0,0233 ft2 



Penentuan Velocity head



Kecepatan alir masuk, V2 = 0,0449 ft3/det / 0,0233 ft2



V2 = Qf/a



= 1,9316 ft/dtk



Velocity head



= ΔV2 = (V22-V12) 2xgc



2xgc



= ((1,9316 ft/dtk) 2- 0) 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf = 0,0580 ft lbf/lbm 



Penentuan bilangan Reynold



Re = ρ x D x V/μ ρ = densitas



= 69,7167 lb/ft3



μ = viskositas



= 0,0011 lb / ft dtk



D = ID pipa



= 2,067 in = 0,1722 ft



V = V2



= 1,9316 ft/dtk



Re = 69,7167 lb/ft3 x 0,1722 ft x 1,9316 ft/dtk 0,0010 lb / ft dtk = 21152,0175 



Penentuan tenaga yang hilang karena friksi



Dari fig.126, Brown, hal 141, untuk commercial steel ( = 0,00015) Dengan ID = 2,067 in, diperoleh /D = 0,0008 Dari fig.125, Brown, hal 140, untuk Re = 21152,0175dan /D = 0,0008 diperoleh : f = 0,04



Asumsi panjang pipa lurus ( L ) = 5 m = 16,4050 ft Standard Elbow 90 yang digunakan : 4



buah



Gate valve yang digunakan



: 1



buah



Globe valve yang digunakan



: 2



buah



Dari fig.127, Brown, hal 141, diperoleh panjang ekuivalen (Le): Standard elbow 90



=



3



ft



Gate valve



=



60



ft



Globe valve



=



1,3



ft



Maka total panjang pipa = Lt = L + Le = 89,0050 ft



Tenaga yang hilang karena friksi (F) F



=



f x Lt x V22 2 x gc x ID



F = 0,04 x 89,0050 ft x(1,9316 ft/dtk)2 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2lbf x 0,1722 ft = 1,1984 ft.lbf/lbm 



Penentuan pressure head



P1 = 1 atm= 14,7



lbf/in2



P2 = 1 atm = 14,7



lbf/in2



ΔP = 0 Maka pressure head = 0 



Penentuan daya pompa



Beda ketinggian Diasumsikan Z = 3 m = 9,8430 ft g x ΔZ = 32,174 ft. /dtk2 x 9,8430 ft = 9,8430 ft lbf/lbm 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf



gc



Kerja Pompa Dengan hukum Bernoulli (Pers.10 Peters, hal 486), didapatkan kerja pompa : W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F ρ



2 gc



gc



= 0 + 0,0580 + 9,8430 + 1,1984 = 11,0994 ft lbf/lbm 



Daya Pompa



P=GxW = 11277,1667 lbm/jam x 11,0994 ft lbf/lbm = 125169,7998 ft lbf/jam = 125169,7998 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 0,0632 Hp Q = 161,7570 ft3/jam = 20,0323gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 20,0323 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 20%, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 0,0632 Hp/0.2 = 0,3161 Hp Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 0,3161 Hp diperoleh efisiensi motor = 80 %, maka :



Daya pompa yang sebenarnya = 0,3161 Hp/0,8 = 0,3951 Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 0,5 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



IV. 11.7 Pompa (P-08) Fungsi : Memompa larutan dari TS-01 ke EV-01 Jenis 



: Pompa sentrifugal



Data :



Densitas molasse = 1022,5109 kg/m3 = 63,8526 lb/ft3 Laju alirmassa :



G = 2163,5420 kg/jam = 4770,6101 lb/jam



Viskositas molasse (  ) = 1,5220 cp = 0,001 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Kecepatan volumetrik = Qf = G/ρ = (4770,6101 lb/jam)/( 63,8526 lb/ft3) = 74,7128 ft3/jam Dopt = 3,9 x Qf0,45 x ρ 0.13



(Prs.15. Peters, hlm 525)



Qf : laju alir volumetrik = 74,7128ft3/jam = 0,0208 ft3/det ρ : densitas: 63,8526 lb/ft3 Dopt = 3,9 x (0,0208 ft3/det) 0,45 x (63,8526 lb/ft3) 0.13 = 1,1707 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut: Nominal pipe size : 1,25 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 1,66 in



Diameter dalam : 1,3080 in = 0,1090 ft



Flow area per pipe : a = 1,5 in2 = 0,0104 ft2 



Penentuan Velocity head



Kecepatan alir masuk, V2 = 0,0208 ft3/det / 0,0104 ft2



V2 = Qf/a



= 1,9925ft/dtk



Velocity head



= ΔV2 = (V22-V12) 2xgc



2xgc



= ((1,9925 ft/dtk) 2- 0) 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf = 0,0617 ft lbf/lbm 



Penentuan bilangan Reynold



Re = ρ x D x V/μ ρ = densitas



= 63,8526 lb/ft3



μ = viskositas



= 0,001 lb / ft dtk



D = ID pipa



= 1,308 in = 0,1090 ft



V = V2



= 1,9925 ft/dtk



Re = 63,8526 lb/ft3 x 0,1090 ft x 1,9925 ft/dtk 0,0010 lb / ft dtk = 13557,9884 



Penentuan tenaga yang hilang karena friksi



Dari fig.126, Brown, hal 141, untuk commercial steel ( = 0,00015) Dengan ID = 1,308 in, diperoleh /D = 0,0013 Dari fig.125, Brown, hal 140, untuk Re = 13557,9884 dan /D = 0,0013 diperoleh : f = 0,045



Asumsi panjang pipa lurus ( L ) = 5 m = 16,4050 ft



Standard Elbow 90 yang digunakan : 4



buah



Gate valve yang digunakan



: 1



buah



Globe valve yang digunakan



: 2



buah



Dari fig.127, Brown, hal 141, diperoleh panjang ekuivalen (Le): Standard elbow 90



=



3



ft



Gate valve



=



60



ft



Globe valve



=



1,3



ft



Maka total panjang pipa = Lt = L + Le = 89,0050 ft



Tenaga yang hilang karena friksi (F) F



=



f x Lt x V22 2 x gc x ID



F = 0,045 x 89,0050 ft x(1,9925 ft/dtk)2 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2lbf x 1,308 ft = 2,2671 ft.lbf/lbm 



Penentuan pressure head



P1 = 1 atm= 14,7



lbf/in2



P2 = 1 atm = 14,7



lbf/in2



ΔP = 0 Maka pressure head = 0







Penentuan daya pompa



Beda ketinggian Diasumsikan Z = 1 m = 3,2810 ft g x ΔZ = 32,174 ft. /dtk2 x 3,2810 ft = 3,2810 ft lbf/lbm gc



32,174 ft.lbm/dtk2 lbf



Kerja Pompa Dengan hukum Bernoulli (Pers.10 Peters, hal 486), didapatkan kerja pompa : W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F ρ



2 gc



gc



= 0 + 0,0617 + 3,2810 + 2,2671 = 5,6098 ft lbf/lbm 



Daya Pompa



P=GxW = 4770,6101 lbm/jam x 5,6098 ft lbf/lbm = 26762,0281ft lbf/jam = 26762,0281 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 0,0135 Hp Q = 74,7128 ft3/jam = 9,2526 gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 9,2526 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 20%, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 0,0135 Hp/0.2 = 0,0676 Hp Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 0,0676 Hp diperoleh efisiensi motor = 80 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 0,0676 Hp/0,8 = 0,0845 Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 0,5 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



IV. 11.8 Pompa (P-09) Fungsi : Memompa larutan dari SCK-01 ke C-01 Jenis



: Pompa sentrifugal







Data :



Densitas molasse = 1160,0087 kg/m3 = 72,4389 lb/ft3 Laju alirmassa :



G = 631,3105 kg/jam = 1392,0396 lb/jam



Viskositas molasse (  ) = 1,4040 cp = 0,0009 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Kecepatan volumetrik = Qf = G/ρ = (1392,0396 lb/jam)/( 72,4389 lb/ft3) = 19,2167 ft3/jam Dopt = 3,9 x Qf0,45 x ρ 0.13



(Prs.15. Peters, hlm 525)



Qf : laju alir volumetrik = 19,2167 ft3/jam = 0,0053 ft3/det ρ : densitas: 72,4389 lb/ft3 Dopt = 3,9 x (0,0053 ft3/det) 0,45 x (72,4389 lb/ft3) 0.13 = 0,6459 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut: Nominal pipe size : 0,75 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 1,05 in



Diameter dalam : 0,8240 in = 0,0687 ft Flow area per pipe : a = 0,5340 in2 = 0,0037 ft2 



Penentuan Velocity head



Kecepatan alir masuk, V2 V2 = Qf/a



= 0,0053 ft3/det / 0,0037 ft2 = 1,4395 ft/dtk



Velocity head



= ΔV2 = (V22-V12) 2xgc



2xgc



= ((1,4395 ft/dtk) 2- 0) 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf = 0,0322 ft lbf/lbm 



Penentuan bilangan Reynold



Re = ρ x D x V/μ ρ = densitas



= 72,4389 lb/ft3



μ = viskositas



= 0,0009 lb / ft dtk



D = ID pipa



= 0,824 in = 0,0687 ft



V = V2



= 1,4395 ft/dtk



Re = 72,4389 lb/ft3 x 0,0687 ft 1,4395 ft/dtk 0,0009 lb / ft dtk = 7589,0896 



Penentuan tenaga yang hilang karena friksi



Dari fig.126, Brown, hal 141, untuk commercial steel ( = 0,00015) Dengan ID = 0,0687 in, diperoleh /D = 0,0021 Dari fig.125, Brown, hal 140, untuk Re = 7589,0896dan /D = 0,0021 diperoleh : f = 0,068



Asumsi panjang pipa lurus ( L ) = 5 m = 16,4050 ft Standard Elbow 90 yang digunakan : 3



buah



Gate valve yang digunakan



: 1



buah



Globe valve yang digunakan



: 2



buah



Dari fig.127, Brown, hal 141, diperoleh panjang ekuivalen (Le): Standard elbow 90



=



3



ft



Gate valve



=



60



ft



Globe valve



=



1,3



ft



Maka total panjang pipa = Lt = L + Le = 86,5050 ft



Tenaga yang hilang karena friksi (F) F



f x Lt x V22



=



2 x gc x ID F = 0,068 x 86,5050 ft x(1,4395 ft/dtk)2 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2lbf x 0,0687 ft = 2,7589 ft.lbf/lbm 



Penentuan pressure head



P1 = 1 atm= 14,7



lbf/in2



P2 = 1 atm = 14,7



lbf/in2



ΔP = 0 Maka pressure head = 0 



Penentuan daya pompa



Beda ketinggian Diasumsikan Z = 1 m = 3,2810 ft g x ΔZ = 32,174 ft. /dtk2 x 3,2810 ft = 3,2810 ft lbf/lbm 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf



gc



Kerja Pompa Dengan hukum Bernoulli (Pers.10 Peters, hal 486), didapatkan kerja pompa : W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F ρ



2 gc



gc



= 0 + 0,0322 + 3,2810 + 2,7589 = 6,0721 ft lbf/lbm 



Daya Pompa



P=GxW = 1392,0396 lbm/jam x 6,0721 ft lbf/lbm = 8452,6323 ft lbf/jam



= 8452,6323 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 0,0043 Hp Q = 19,2167 ft3/jam = 2,3798 gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 2,3798 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 20%, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 0,0043 Hp/0.2 = 0,0213 Hp Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 0,0213 Hp diperoleh efisiensi motor = 80 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 0,0213 Hp/0,8 = 0,0267 Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 0,5 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



IV. 11.9 Pompa (P-10) Fungsi : Memompa larutan dari C-01 ke T-07 Jenis 



: Pompa sentrifugal



Data :



Densitas molasse Laju alirmassa :



= 1160,0087 kg/m3 = 72,4389 lb/ft3 G = 631,3105 kg/jam = 1392,0396 lb/jam



Viskositas molasse (  ) = 1,4040 cp = 0,0009 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Kecepatan volumetrik = Qf = G/ρ = (1392,0396 lb/jam)/( 72,4389 lb/ft3) = 19,2167 ft3/jam



Dopt = 3,9 x Qf0,45 x ρ 0.13



(Prs.15. Peters, hlm 525) 3



Qf : laju alir volumetrik = 19,2167 ft /jam = 0,0053 ft3/det ρ : densitas: 72,4389 lb/ft3 Dopt = 3,9 x (0,0053 ft3/det) 0,45 x (72,4389 lb/ft3) 0.13 = 0,6459 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut:



Nominal pipe size : 0,75 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 1,05 in



Diameter dalam : 0,8240 in = 0,0687 ft Flow area per pipe : a = 0,5340 in2 = 0,0037 ft2 



Penentuan Velocity head



Kecepatan alir masuk, V2 = 0,0053 ft3/det / 0,0037 ft2



V2 = Qf/a



= 1,4395 ft/dtk



Velocity head



= ΔV2 = (V22-V12) 2xgc



2xgc



= ((1,4395 ft/dtk) 2- 0) 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf = 0,0322 ft lbf/lbm 



Penentuan bilangan Reynold



Re = ρ x D x V/μ ρ = densitas



= 72,4389 lb/ft3



μ = viskositas



= 0,0009 lb / ft dtk



D = ID pipa



= 0,824 in = 0,0687 ft



V = V2



= 1,4395 ft/dtk 3



Re = 72,4389 lb/ft x 0,0687 ft 1,4395 ft/dtk 0,0009 lb / ft dtk = 7589,0896 



Penentuan tenaga yang hilang karena friksi



Dari fig.126, Brown, hal 141, untuk commercial steel ( = 0,00015) Dengan ID = 0,0687 in, diperoleh /D = 0,0021 Dari fig.125, Brown, hal 140, untuk Re = 7589,0896dan /D = 0,0021 diperoleh : f = 0,068



Asumsi panjang pipa lurus ( L ) = 10 m = 32,8100 ft Standard Elbow 90 yang digunakan : 4



buah



Gate valve yang digunakan



: 1



buah



Globe valve yang digunakan



: 2



buah



Dari fig.127, Brown, hal 141, diperoleh panjang ekuivalen (Le): Standard elbow 90



=



3



ft



Gate valve



=



60



ft



Globe valve



=



1,3



ft



Maka total panjang pipa = Lt = L + Le = 105,4100 ft



Tenaga yang hilang karena friksi (F) F



=



f x Lt x V22 2 x gc x ID



F = 0,068 x 105,4100 ft x(1,4395 ft/dtk)2 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2lbf x 0,0687 ft = 3,3619 ft.lbf/lbm 



Penentuan pressure head



P1 = 1 atm= 14,7



lbf/in2



P2 = 1 atm = 14,7



lbf/in2



ΔP = 0 Maka pressure head = 0 



Penentuan daya pompa



Beda ketinggian Diasumsikan Z = 6,5 m = 21,3265 ft g x ΔZ = 32,174 ft. /dtk2 x 21,3265 ft = 21,3265 ft lbf/lbm 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf



gc



Kerja Pompa Dengan hukum Bernoulli (Pers.10 Peters, hal 486), didapatkan kerja pompa : W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F ρ



2 gc



gc



= 0 + 0,0322 + 21,3265 + 3,3619 = 24,7206 ft lbf/lbm 



Daya Pompa



P=GxW = 1392,0396 lbm/jam x 24,7206 ft lbf/lbm = 34411,9994 ft lbf/jam = 34411,9994 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 0,0174 Hp Q = 19,2167 ft3/jam = 2,3798 gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 2,3798 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 20%, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 0,0174 Hp/0.2 = 0,0869 Hp



Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 0,0869 Hp diperoleh efisiensi motor = 80 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 0,0869 Hp/0,8 = 0,1086 Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 0,5 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



IV. 11.10 Pompa (P-11) Fungsi : Memompa larutan dari SCK-02 ke T-02 Jenis 



: Pompa sentrifugal



Data : = 1000 kg/m3 = 62,4469 lb/ft3



Densitas molasse Laju alirmassa :



G = 3378,2370 kg/jam = 7449,0125 lb/jam



Viskositas molasse (  ) = 1,7179 cp = 0,001 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Kecepatan volumetrik = Qf = G/ρ = (7449,0125 lb/jam)/( 62,4469 lb/ft3) = 119,2855 ft3/jam Dopt = 3,9 x Qf0,45 x ρ 0.13



(Prs.15. Peters, hlm 525)



Qf : laju alir volumetrik = 119,2855 ft3/jam = 0,0331 ft3/det ρ : densitas: 62,4469 lb/ft3 Dopt = 3,9 x (0,0331 ft3/det) 0,45 x (62,4469 lb/ft3) 0.13 = 1,4408 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut: Nominal pipe size : 2,0 in Schedule number : 40



Diameter luar



: 2,38 in



Diameter dalam : 2,067 in = 0,1722 ft Flow area per pipe : a = 3,35 in2 = 0,0233 ft2 



Penentuan Velocity head



Kecepatan alir masuk, V2 = 0,0331 ft3/det / 0,0233 ft2



V2 = Qf/a



= 1,4244 ft/dtk



Velocity head



= ΔV2 = (V22-V12) 2xgc



2xgc



= ((1,4244 ft/dtk) 2- 0) 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf = 0,0315 ft lbf/lbm 



Penentuan bilangan Reynold



Re = ρ x D x V/μ ρ = densitas



= 62,4469 lb/ft3



μ = viskositas



= 0,001 lb / ft dtk



D = ID pipa



= 2,067 in = 0,1722 ft



V = V2



= 1,4244 ft/dtk



Re = 62,4469 lb/ft3 x 0,1722 ft 1,4244 ft/dtk 0,001 lb / ft dtk = 13271,3894 



Penentuan tenaga yang hilang karena friksi



Dari fig.126, Brown, hal 141, untuk commercial steel ( = 0,00015) Dengan ID = 0,1722 in, diperoleh /D = 0,0018 Dari fig.125, Brown, hal 140, untuk Re = 13271,3894 dan /D = 0,0018 diperoleh : f = 0,056



Asumsi panjang pipa lurus ( L ) = 20 m = 65,6200 ft Standard Elbow 90 yang digunakan : 4



buah



Gate valve yang digunakan



: 1



buah



Globe valve yang digunakan



: 2



buah



Dari fig.127, Brown, hal 141, diperoleh panjang ekuivalen (Le): Standard elbow 90



=



3



ft



Gate valve



=



60



ft



Globe valve



=



1,3



ft



Maka total panjang pipa = Lt = L + Le = 138,2200 ft



Tenaga yang hilang karena friksi (F) F



=



f x Lt x V22 2 x gc x ID



F = 0,056 x 138,2200 ft x(1,4244 ft/dtk)2 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2lbf x 0,1722 ft = 1,4169 ft.lbf/lbm 



Penentuan pressure head



P1 = 1 atm= 14,7



lbf/in2



P2 = 1 atm = 14,7



lbf/in2



ΔP = 0 Maka pressure head = 0 



Penentuan daya pompa



Beda ketinggian Diasumsikan Z = 4,5 m = 14,7649 ft g x ΔZ = 32,174 ft. /dtk2 x 14,7649 ft = 14,7649 ft lbf/lbm gc



32,174 ft.lbm/dtk2 lbf



Kerja Pompa Dengan hukum Bernoulli (Pers.10 Peters, hal 486), didapatkan kerja pompa : W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F ρ



2 gc



gc



= 0 + 0,0315 + 14,7649 + 1,4169 = 16,2129 ft lbf/lbm 



Daya Pompa



P=GxW = 7449,0125 lbm/jam x 16,2129 ft lbf/lbm = 120770,4277 ft lbf/jam = 120770,4277 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 0,0610 Hp Q = 119,2855 ft3/jam = 14,7725 gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 14,7725 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 20%, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 0,0610 Hp/0.2 = 0,3050 Hp Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 0,3050 Hp diperoleh efisiensi motor = 80 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 0,3050 Hp/0,8 = 0,3812Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 0,5 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



IV. 11.11 Pompa (P-12) Fungsi : memompa larutan dari T-02 ke TP-01 Jenis



: Pompa sentrifugal







Data : = 1000 kg/m3 = 62,4469 lb/ft3



Densitas molasse Laju alirmassa :



G = 72595,3981 kg/jam = 160072,8529 lb/jam



Viskositas molasse (  ) = 1,7179 cp = 0,001 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Kecepatan volumetrik = Qf = G/ρ = (160072,8529 lb/jam)/( 62,4469 lb/ft3) = 2563,3435 ft3/jam Dopt = 3,9 x Qf0,45 x ρ 0.13



(Prs.15. Peters, hlm 525) 3



Qf : laju alir volumetrik = 2563,3435 ft /jam = 0,7120 ft3/det ρ : densitas: 62,4469 lb/ft3 Dopt = 3,9 x (0,7120 ft3/det) 0,45 x (62,4469 lb/ft3) 0.13 = 5,7294 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut: Nominal pipe size : 6,0 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 6,6250 in



Diameter dalam : 6,0625 in = 0,5052 ft Flow area per pipe : a = 28,9 in2 = 0,2007 ft2 



Penentuan Velocity head



Kecepatan alir masuk, V2 V2 = Qf/a



= 0,7120 ft3/det / 0,2007 ft2 = 3,5481 ft/dtk



Velocity head



= ΔV2 = (V22-V12) 2xgc



2xgc



= ((3,5481 ft/dtk) 2- 0) 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf = 0,1956 ft lbf/lbm 



Penentuan bilangan Reynold



Re = ρ x D x V/μ ρ = densitas



= 62,4469 lb/ft3



μ = viskositas



= 0,001 lb / ft dtk



D = ID pipa



= 6,063 in = 0,5052 ft



V = V2



= 3,5481 ft/dtk



Re = 62,4469 lb/ft3 x 0,5052 ft x 3,5481 ft/dtk 0,001 lb / ft dtk = 96960,2240 



Penentuan tenaga yang hilang karena friksi



Dari fig.126, Brown, hal 141, untuk commercial steel ( = 0,00015) Dengan ID = 0,5052 in, diperoleh /D = 0,0003 Dari fig.125, Brown, hal 140, untuk Re = 96960,2240 dan /D = 0,0003 diperoleh : f = 0,044



Asumsi panjang pipa lurus ( L ) = 15 m = 49,2150 ft Standard Elbow 90 yang digunakan : 4



buah



Gate valve yang digunakan



: 1



buah



Globe valve yang digunakan



: 2



buah



Dari fig.127, Brown, hal 141, diperoleh panjang ekuivalen (Le): Standard elbow 90



=



3



ft



Gate valve



=



60



ft



Globe valve



=



1,3



ft



Maka total panjang pipa = Lt = L + Le = 121,8150 ft



Tenaga yang hilang karena friksi (F) F



f x Lt x V22



=



2 x gc x ID F = 0,044 x 121,8150 ft x(3,5481 ft/dtk)2 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2lbf x 0,5052 ft = 2,0757 ft.lbf/lbm 



Penentuan pressure head



P1 = 1 atm= 14,7



lbf/in2



P2 = 1 atm = 14,7



lbf/in2



ΔP = 0 Maka pressure head = 0 



Penentuan daya pompa



Beda ketinggian Diasumsikan Z = 6,5 m = 21,3265 ft g x ΔZ = 32,174 ft. /dtk2 x 21,3265 ft = 21,3265 ft lbf/lbm 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf



gc



Kerja Pompa Dengan hukum Bernoulli (Pers.10 Peters, hal 486), didapatkan kerja pompa : W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F ρ



2 gc



gc



= 0 + 0,1956 + 21,3265 + 2,0757 = 23,5978 ft lbf/lbm 



Daya Pompa



P=GxW = 160072,8529 lbm/jam x 23,5978 ft lbf/lbm = 3777369,1770 ft lbf/jam



= 3777369,1770 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 1,9078 Hp Q = 2563,3435 ft3/jam = 317,4489 gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 317,4489 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 50%, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 1,9078 Hp/0.5 = 3,8155 Hp Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 3,8155 Hp diperoleh efisiensi motor = 80 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 3,8155 Hp/0,8 = 4,7694 Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 5 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



IV. 11.12 Pompa (P-13) Fungsi : Memompa larutan dari T-04 ke FR-01 Jenis 



: Pompa sentrifugal



Data :



Densitas molasse Laju alirmassa :



= 1000 kg/m3 = 62,4469 lb/ft3 G = 1908,0646 kg/jam = 4207,2824 lb/jam



Viskositas molasse (  ) = 1,0360 cp = 0,0007 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Kecepatan volumetrik = Qf = G/ρ = (4207,2824 lb/jam)/( 62,4469 lb/ft3) = 67,3738 ft3/jam



Dopt = 3,9 x Qf0,45 x ρ 0.13



(Prs.15. Peters, hlm 525) 3



Qf : laju alir volumetrik = 67,2738 ft /jam = 0,0187 ft3/det ρ : densitas: 62,4469 lb/ft3 Dopt = 3,9 x (0,0187 ft3/det) 0,45 x (62,4469 lb/ft3) 0.13 = 1,1142 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut: Nominal pipe size : 1,25 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 1,66 in



Diameter dalam : 1,3080 in = 0,1090 ft Flow area per pipe : a = 1,5 in2 = 0,0104 ft2 



Penentuan Velocity head



Kecepatan alir masuk, V2 = 0,0187 ft3/det / 0,0104 ft2



V2 = Qf/a



= 1,7967 ft/dtk



Velocity head



= ΔV2 = (V22-V12) 2xgc



2xgc



= ((1,7967 ft/dtk) 2- 0) 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf = 0,0502 ft lbf/lbm 



Penentuan bilangan Reynold



Re = ρ x D x V/μ ρ = densitas



= 62,4469 lb/ft3



μ = viskositas



= 0,0007 lb / ft dtk



D = ID pipa



= 1,380 in = 0,1150 ft



V = V2



= 1,7967 ft/dtk



Re = 62,4469 lb/ft3 x 0,1150 ft x 1,7967 ft/dtk 0,0007 lb / ft dtk = 18533,1666 



Penentuan tenaga yang hilang karena friksi



Dari fig.126, Brown, hal 141, untuk commercial steel ( = 0,00015) Dengan ID = 1,380 in, diperoleh /D = 0,0013 Dari fig.125, Brown, hal 140, untuk Re = 18533,1666dan /D = 0,0003 diperoleh : f = 0,056



Asumsi panjang pipa lurus ( L ) = 15 m = 49,2150 ft Standard Elbow 90 yang digunakan : 4



buah



Gate valve yang digunakan



: 1



buah



Globe valve yang digunakan



: 2



buah



Dari fig.127, Brown, hal 141, diperoleh panjang ekuivalen (Le): Standard elbow 90



=



3



ft



Gate valve



=



60



ft



Globe valve



=



1,3



ft



Maka total panjang pipa = Lt = L + Le = 121,8150 ft



Tenaga yang hilang karena friksi (F) F



=



f x Lt x V22 2 x gc x ID



F = 0,056 x 121,8150 ft x(1,7967 ft/dtk)2 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2lbf x 0,1150 ft = 2,9761 ft.lbf/lbm 



Penentuan pressure head



P1 = 1 atm= 14,7



lbf/in2



P2 = 1 atm = 14,7



lbf/in2



ΔP = 0



Maka pressure head = 0 



Penentuan daya pompa



Beda ketinggian Diasumsikan Z = 6,5 m = 21,3265 ft g x ΔZ = 32,174 ft. /dtk2 x 21,3265 ft = 21,3265 ft lbf/lbm 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf



gc



Kerja Pompa Dengan hukum Bernoulli (Pers.10 Peters, hal 486), didapatkan kerja pompa : W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F ρ



2 gc



gc



= 0 + 0,0502 + 21,3265 + 2,9761 = 24,3528 ft lbf/lbm 



Daya Pompa



P=GxW = 4207,2824 lbm/jam x 24,3528 ft lbf/lbm = 102458,9894 ft lbf/jam = 102458,9894 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 0,0517 Hp Q = 67,3738 ft3/jam = 8,3437gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 8,3437gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 20%, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 0,0517 Hp/0.2 = 0,2587 Hp Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 0,2587 Hp diperoleh efisiensi motor = 80 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 0,2587 Hp/0,8 = 0,3234 Hp



Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 0,5 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



IV. 11.13 Pompa (P-14) Fungsi : Memompa larutan dari T-05 ke FR-01 Jenis 



: Pompa sentrifugal



Data : = 2000 kg/m3 = 124,8938 lb/ft3



Densitas molasse Laju alirmassa :



G = 3367,1728 kg/jam = 7424,6160 lb/jam



Viskositas molasse (  ) = 1,0644 cp = 0,0007 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Kecepatan volumetrik = Qf = G/ρ = (7424,6160 lb/jam)/( 124,8938 lb/ft3) = 59,4474 ft3/jam Dopt = 3,9 x Qf0,45 x ρ 0.13



(Prs.15. Peters, hlm 525)



Qf : laju alir volumetrik = 59,4474 ft3/jam = 0,0165 ft3/det ρ : densitas: 124,8938 lb/ft3 Dopt = 3,9 x (0,0165 ft3/det) 0,45 x (124,8938 lb/ft3 ) 0.13 = 1,1525 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut: Nominal pipe size : 1,25 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 1,66 in



Diameter dalam : 1,3080 in = 0,1090 ft Flow area per pipe : a = 1,5 in2 = 0,0104 ft2







Penentuan Velocity head



Kecepatan alir masuk, V2 = 0,0165 ft3/det / 0,0104 ft2



V2 = Qf/a



= 1,5854 ft/dtk



Velocity head



= ΔV2 = (V22-V12) 2xgc



2xgc



= ((1,7967 ft/dtk) 2- 0) 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf = 0,0391 ft lbf/lbm 



Penentuan bilangan Reynold



Re = ρ x D x V/μ ρ = densitas



= 124,8938 lb/ft3



μ = viskositas



= 0,0007 lb / ft dtk



D = ID pipa



= 1,380 in = 0,1150 ft



V = V2



= 1,5854 ft/dtk



Re = 124,8938 lb/ft3 x 0,1150 ft x 1,5854 ft/dtk 0,0007 lb / ft dtk = 31832,9475 



Penentuan tenaga yang hilang karena friksi



Dari fig.126, Brown, hal 141, untuk commercial steel ( = 0,00015) Dengan ID = 1,380 in, diperoleh /D = 0,0013 Dari fig.125, Brown, hal 140, untuk Re = 31832,9475 dan /D = 0,0013 diperoleh : f = 0,055



Asumsi panjang pipa lurus ( L ) = 15 m = 49,2150 ft Standard Elbow 90 yang digunakan : 4



buah



Gate valve yang digunakan



buah



: 1



Globe valve yang digunakan



: 2



buah



Dari fig.127, Brown, hal 141, diperoleh panjang ekuivalen (Le): Standard elbow 90



=



3



ft



Gate valve



=



60



ft



Globe valve



=



1,3



ft



Maka total panjang pipa = Lt = L + Le = 121,8150 ft



Tenaga yang hilang karena friksi (F) F



f x Lt x V22



=



2 x gc x ID F = 0,055 x 121,8150 ft x(1,5854 ft/dtk)2 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2lbf x 0,1150 ft = 2,2757 ft.lbf/lbm 



Penentuan pressure head



P1 = 1 atm= 14,7



lbf/in2



P2 = 1 atm = 14,7



lbf/in2



ΔP = 0 Maka pressure head = 0 



Penentuan daya pompa



Beda ketinggian Diasumsikan Z = 6,5 m = 21,3265 ft g x ΔZ = 32,174 ft. /dtk2 x 21,3265 ft = 21,3265 ft lbf/lbm 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf



gc



Kerja Pompa Dengan hukum Bernoulli (Pers.10 Peters, hal 486), didapatkan kerja pompa : W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F ρ



2 gc



gc



= 0 + 0,0391 + 21,3265 + 2,2757 = 24,6412 ft lbf/lbm 



Daya Pompa



P=GxW = 7424,6160 lbm/jam x 24,6412 ft lbf/lbm = 175526,9695 ft lbf/jam = 175526,9695 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 0,0886 Hp Q = 59,4474 ft3/jam = 7,3621 gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 7,3621 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 20%, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 0,0886 Hp/0.2 = 0,4432 Hp Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 0,4432 Hp diperoleh efisiensi motor = 80 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 0,4432 Hp/0,8 = 0,5541 Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 0,7 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



IV. 11.14 Pompa (P-15) Fungsi : Memompa larutan dari T-06 ke TA-01 Jenis 



: Pompa sentrifugal



Data :



Densitas molasse Laju alirmassa :



= 1823,2 kg/m3 = 113,8532 lb/ft3 G = 280,5977 kg/jam = 618,7180 lb/jam



Viskositas molasse (  ) = 17,1501 cp = 0,01 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Kecepatan volumetrik = Qf = G/ρ = (618,7180 lb/jam)/( 113,8532 lb/ft3) = 5,4343 ft3/jam Dopt = 3,9 x Qf0,45 x ρ 0.13



(Prs.15. Peters, hlm 525)



Qf : laju alir volumetrik = 5,4343 ft3/jam = 0,0015 ft3/det ρ : densitas: 113,8532 lb/ft3 Dopt = 3,9 x (0,0015 ft3/det) 0,45 x (113,8532 lb/ft3 ) 0.13 = 1,1525 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut: Nominal pipe size : 0,5 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 0,84 in



Diameter dalam : 0,622 in = 0,0518 ft Flow area per pipe : a = 0,304 in2 = 0,0021 ft2 



Penentuan Velocity head



Kecepatan alir masuk, V2 V2 = Qf/a



= 0,0015 ft3/det / 0,0021 ft2 = 0,7151 ft/dtk



Velocity head



= ΔV2 = (V22-V12) 2xgc



2xgc



= ((1,7151 ft/dtk) 2- 0) 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf = 0,0079 ft lbf/lbm







Penentuan bilangan Reynold



Re = ρ x D x V/μ ρ = densitas



= 113,8532 lb/ft3



μ = viskositas



= 0,01 lb / ft dtk



D = ID pipa



= 0,622 in = 0,0518 ft



V = V2



= 0,7151 ft/dtk



Re = 113,8532 lb/ft3 x 0,0518 ft x 0,7151 ft/dtk 0,01 lb / ft dtk = 366,1537 



Penentuan tenaga yang hilang karena friksi



Dari fig.126, Brown, hal 141, untuk commercial steel ( = 0,00015) Dengan ID = 0,622 in, diperoleh /D = 0,003 Dari fig.125, Brown, hal 140, untuk Re = 366,1537dan /D = 0,003 diperoleh : f = 0,14



Asumsi panjang pipa lurus ( L ) = 10 m = 32,81 ft Standard Elbow 90 yang digunakan : 4



buah



Gate valve yang digunakan



: 1



buah



Globe valve yang digunakan



: 2



buah



Dari fig.127, Brown, hal 141, diperoleh panjang ekuivalen (Le): Standard elbow 90



=



3



ft



Gate valve



=



60



ft



Globe valve



=



1,3



ft



Maka total panjang pipa = Lt = L + Le = 105,41 ft



Tenaga yang hilang karena friksi (F) F



=



f x Lt x V22 2 x gc x ID



F = 0,14 x 105,41 ft x(0,7151 ft/dtk)2



2 x 32,174 ft.lbm/dtk2lbf x 0,0518 ft = 2,2626 ft.lbf/lbm 



Penentuan pressure head



P1 = 1 atm= 14,7



lbf/in2



P2 = 1 atm = 14,7



lbf/in2



ΔP = 0 Maka pressure head = 0 



Penentuan daya pompa



Beda ketinggian Diasumsikan Z = 2,5 m = 8,2025 ft g x ΔZ = 32,174 ft. /dtk2 x 8,2025 ft = 8,2025 ft lbf/lbm 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf



gc



Kerja Pompa Dengan hukum Bernoulli (Pers.10 Peters, hal 486), didapatkan kerja pompa : W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F ρ



2 gc



gc



= 0 + 0,0079 + 8,2025 + 2,2626 = 10,4730 ft lbf/lbm 



Daya Pompa



P=GxW = 618,7180 lbm/jam x 10,4730 ft lbf/lbm = 6479,8586 ft lbf/jam = 6479,8586 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 0,0033 Hp Q = 5,4343 ft3/jam = 0,6730 gpm



Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 7,3621 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 20%, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 0,0033 Hp/0.2 = 0,0164 Hp Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 0,0164 Hp diperoleh efisiensi motor = 80 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 0,0164 Hp/0,8 = 0,0205 Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 0,5 Hp Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



Kode



Tabel Spesifikasi Pompa:



Fungsi



∆Z



Q (gpm)



Daya (HP)



Daya Standar (H



P-01



memompa molasse dari T-01 ke CF-01



1,50



134,9394



0,7235



1



P-02



memompa larutan dari CF-01 ke TP-01



6,50



147,5137



3,1811



3,5



P-03



memompa larutan dari TP-01 ke FR-01



6,50



462,2050



6,4081



6,5



P-04



memompa larutan dari FR-01 ke TI-01



5,50



500,0948



5,8414



6



P-05



memompa larutan dari TI-01 ke CF-02



1,50



20,8373



0,1382



0,5



P-06



memompa larutan dari CF-02 ke TA-01



2,50



20,5774



0,3218



0,5



P-07



memompa larutan dari TA-01 ke TS-01



3,00



20,0323



0,3951



0,5



P-08



memompa larutan dari TS-01 ke EV-01



1,00



9,2526



0,0845



0,5



P-09



memompa larutan dari SCK-01 ke C-01



1,00



2,3798



0,0267



0,5



P-10



memompa larutan dari C-01 ke T-07



6,50



2,3798



0,1086



0,5



P-11 P-12 P-13 P-14 P-15



memompa larutan dari SCK-02 ke tangki demineralisasi memompa larutan dari T-02 ke TP-01 memompa larutan dari T-04 ke FR-01 memompa larutan dari T-05 ke FR-01 memompa larutan dari T-06 ke TA-01 Total



4,50 6,50 6,50 6,50 2,50



14,7725 317,4489 8,3437 7,3621 0,6730



0,3812 4,7694 0,3234 0,5541 0,0205 23,2775



0,5 5 0,5 1 0,5 27,50



LAMPIRAN IV UTILITAS



IV.1 Unit Penyediaan Air Kebutuhan air dalam pabrik meliputi kebutuhan air untuk air proses, air pendingin, bahan pembuat steam, kebutuhan sehari-hari (air minum, MCK, perawatan lingkungan, laboratorium, dan lainnya). Unit pengolahan air dipabrik ini mendapatkan pasokan air dari PAM dengan kapasitas 5,6396 m3/jam. Kebutuhan air pada pabrik ini dapat dibagi menjadi 4 bagian besar, yaitu : e. Penyedian steam f. Air sebagai media pendingin g. Air domestik h. Air proses (pengencer)



IV.1.1



Penyediaan Steam



Jenis Boiler adalah Shell and Tube ( Fire Tube )



Steam yang digunakan adalah saturated steam. Data : (steam table, Chemical Engineering Thermodynamics.hal. 691) Temperatur



: 200 ºC



Tekanan



: 1554,9 kPa Tabel 4.1 Kebutuhan Steam untuk Peralatan Utama.



No



Jenis Alat



1



Fermentor (FR-01)



2



Tangki Acidifier (TA-01)



3



Evaporator (EV-01)



Total



Kebutuhan (lb/jam)



(kg/jam)



1998,4151



906,4811



45,2163



20,5101



4172,2710



5911,9767



6215,9024



5911,9767



Dengan memperhitungkan faktor keamanan dan kehilangan panas di masingmasing alat, kebutuhan steam dilebihkan 10 %, : Maka total kebutuhan steam yang dibutuhkan 



= 6503,1744 kg/jam



Boiler



Jenis



: Fire Tube Boiler



Fungsi



: Untuk menghasilkan steam (saturated steam).



Steam yang dibutuhkan = 6503,1744 kg/jam Direncanakan untuk memakai 1 unit boiler yang mampu menghasilkan steam dengan kapasitas : 6503,1744 kg/jam x 2,2046 lb/kg = 14339,4995 lb/jam 



Menghitung Daya Penggerak Boiler (BHP) BHP 



dimana : ms



msteam  ( h  h f ) C f  34.5



= massa steam (lb/jam).



h



= Entalphi steam (saturated = hv, superheated = Hv).



hf



= Entalpi air umpan (Btu/lb).



Cf = Correction factor for steam = 970,3 Btu/lb Dari steam table , Introduction to Chemical Engineering Thermodynamics hal. 689 dan 691 : Air umpan masuk pada temperatur 30 ºC dan tekanan 1 atm. Maka : hf = 125,7 kJ/kg = 54,0310 Btu/lb Saturated steam pada temperatur 200oC dan tekanan 1554,9 kPa, maka : h = hv = 2790,9 kJ/kg = 1199,6440 Btu/lb Kebutuhan saturated steam = 6503,1744 kg/jam = 14339,4995 lb/jam Maka BHP =



14339,4995 lb / jam x 1199,6440  54,0310  Btu / lb = 4600,3461 HP lb / jam 970,3 Btu / lb x 34,5 HP







Menghitung Heating Surface Boiler.



Diketahui heating surface boiler tiap 1 HP = 10 ft2 Maka : Heating Surface Boiler yang dipakai



(Severn, hal 140)



= 460,03461 HP × 10 ft2/hp = 4600,346 ft2







Menghitung Air Untuk Make Up Boiler



Air yang dibutuhkan



=



m s × (h v - h f ) Cf



=



14339,4995 lb / jam x 1199,6440  54,0310  Btu / lb 970,3 Btu / lb Maka jumlah air



= 16930,3477 lb/jam x 0,4536 kg/lb = 7679,6057 kg/jam / 988,928 kg/m3 = 7,7656 m3/jam



Diambil : Steam kondensat yang hilang karena kebocoran, steam trap dan blow down adalah 10 %, maka : Jumlah air make up steam boiler = 10 % × 7679,6057 kg/jam = 767,9606 kg/jam Densitas air make up boiler (pada 28 oC) = 988,928 kg/m3 Volume make up air boiler yang harus disediakan : Dimana m/V Maka V =







767,9606 kg / jam = 0,7766 m3/jam 3 988,928 kg / m



Menghitung Kebutuhan Bahan Bakar.



Bahan bakar yang digunakan adalah biodiesel dengan Heating value (Hv) = 17280 Btu/lb dan effesiensi pembakaran, η = 85% maka; msteam  ( h  h f ) mbiodiesel  E  Hv



=



14339,4995 lb / jam x 1199,6440  54,0310  Btu / lb 970,3 Btu / lb



Maka jumlah biodiesel yang dibutuhkan adalah



= 1118,4311 lb/jam = 507,3204 kg/jam



IV.1.2 Air Sebagai Media Pendingin 



Kebutuhan Air Pendingin Penggunaan air sebagai media pendingin karena air mudah didapat, murah,



dan memiliki kemampuan perpindahan panas yang cukup baik. Air pendingin tersebut diolah terlebih dahulu (sampai diperoleh air bersih) untuk mencegah terjadinya korosi pada alat proses. Air pendingin ini digunakan sebagai media pendingin pada cooler dan kondensor subcooler. Pendingin yang digunakan adalah air pada suhu 28 oC. Untuk keperluan penyediaan air pendingin 28 oC digunakan menara pendingin (cooling tower) yang berfungsi mendinginkan kembali air yang keluar dari proses.



Tabel 4.2 Kebutuhan Air Pendingin untuk Peralatan Utama. No



Nama Alat



Kebutuhan lb/jam



kg/jam



1



Sub-cooler kondensor parsial (SK-01)



50902,8388



23089,5277



2



Cooler (C-01)



2846,3651



1291,1112



3



Sub-cooler kondensor (SK-02)



233251,9070



105803,065



Total



287001,1109 130183,7039



Dengan memperhitungkan faktor keamanan 10%, : Maka total kebutuhan air



= 143202,0744 kg/jam



Air pendingin yang telah digunakan, ditampung dalam bak penampung dan didinginkan kembali dengan cooling tower secara kontinyu.







Perancangan Cooling Tower. Fungsi



: Mendinginkan kembali air yang sudah digunakan sebagai media



pendingin



Jenis



: Counter Flow Induced Draft



Cara Kerja



: Air yang sudah digunakan sebagai media pendingin dialirkan kedalam Cooling tower. Disini air akan mengalami pendinginan karena adanya panas yang hilang akibat penguapan dan adanya tiupan angin dari kipas (fan). Panas yang diperlukan untuk penguapan itu diambil dari bahan air itu sendiri sehingga sebagian sisanya yang tidak teruapkan (tidak menguap) menjadi dingin dan dapat disirkulasi kembali sebagai media pendingin.



Bahan Panas



Bahan dingin



Heat Exchanger Air pendingin keluar 48oC



Air pendingin masuk 28oC



Make up cooling water



Cooling Tower



Blow down, evaporation, drift loss



Gambar 4.1 Siklus Cooling water



Data : Bahan masuk = 143202,0744 kg/jam Densitas air (pada 28 oC) = 988,928 kg/m3 T air masuk



= 48ºC = 118,4 ºF



T air keluar



= 28 ºC = 82.4 ºF



Laju alir, Wc =



143202,0744 kg/jam = 144,8054 m3/jam 3 988,928 kg/m = (144,8054 m3/jam) × (264,172 gal/1 m3) × (1 jam/60 menit) = 637,5780 gpm



Dari psychometric chart (fig.12-2 , Perrys) dengan temperatur rata-rata sekitar pabrik 28oC (82,4 oF) dan kelembaban relatif sebesar 65 % diperoleh temperatur bola basah, Tw = 73 ºF Dari Perry’s hal 12-15 dipilih Cooling Tower jenis Induced Draft Cooling Tower dengan pola aliran counter current.



Cooling range



= T1 – T2 = 36 ºF



Temp. approach = T2 – Tw = 9,4 ºF Diambil tinggi menara = 8 m Dari fig 12-14 Perry’s pada temperatur air panas, T1 = 118,4 ºF Vs Temperatur air dingin, T2 = 82,4 ºF dengan temperatur bola basah, Tw = 73 ºF, diperoleh kandungan air = 1,775 gal/min.ft 2 



Perhitungan Luas Menara



Luas menara =



Wc 637,5780 gal/min = = 359,1989 ft2 2 Kandungan air 1,775 gal/min.ft



Diperkirakan effesiensi menara = 90 % Maka luas menara aktual = 359,1989 ft2 / 0,9 = 399,1099 ft2







Menghitung daya fan. Dari fig. 12–15 Perry’s untuk effisiensi kerja cooling tower 90% diperoleh daya fan = 0,03 Hp/ft2.



Daya fan aktual = 0,03 Hp/ft 2 × 11,9733 ft2 = 11,9733 Hp ≈ 12 Hp 



Menghitung jumlah air make up. Make up water, Wm = We + Wb + Wd



(Perry’s, pers. 12-9)



Menghitung jumlah air yang menguap, We :



(Perry’s, Pers 12-10)



We = 0,00085 × Wc × (T1-T2) We = 0,00085 x gpm x (118,4-82,4)oF = 13,6569 gpm Menghitung jumlah blow down dalam air, Wb : Wb = =



We ; siklus = 3 – 5 (diambil siklus = 4) Siklus - 1



19,5099 gpm = 6,5033 gpm 4 -1



Menghitung drift loss, Wd Wd = 0,1 s/d 0,2 % Wc, ( diambil 0,15 % Wc) = 0,0015 × 144,8054 gpm = 0,9564 gpm



maka, Wm = We + Wb + Wd = 19,5099 + 6,5033 + 0,9564 = 26,9695 gpm 0,227 m 3 /jam = 26,9695 gpm × = 6,1253 m3/jam 1 gpm



= 6,1253 m3/jam × 988,928 kg/m3 = 6057,4477 kg/jam = 6057,4477 kg/jam ×



2,20462 lb = 13356,6723 lb/jam 1 kg



IV.1.3 Penyediaan Air Domestik Air domestik, yang terbagi atas:



(Perry’s,pers.12-12)







Air sanitasi, digunakan untuk perkantoran. Menurut standar WHO, kebutuhan air untuk 1 orang ± 150 lt/hari. Terdapat 121 orang karyawan didalam pabrik, sehingga jumlah air sanitasi yang terpakai adalah: = 121 × (145 lt/hari) × 8/24 = 5850 lt/hari







Air laboratorium dan lain-lain diperkirakan = 25 lt/jam Laboratorium digunakan selama 24 jam, sehingga kebutuhan air untuk laboratorium = 600 lt/hari



Maka jumlah kebutuhan air domestik



= 5850 lt/hari + 600 lt/hari = 6450 lt/hari = 6,45 m3/hari = 0,2688 m3/jam



Densitas air pada suhu 28 oC = 988,928 kg/m3 Maka massa air domestik total = 265,7744 kg/jam Dengan mengambil faktor keamanan 10 %, maka : Jumlah air domestik yang disediakan = 292,3518 kg/jam



IV.1.4 Penyediaan Air Proses (Air Pengencer) Air yang digunakan dalam proses pengenceran adalah air demin. Air yang dihasilkan dari akhir proses produksi dapat digunakan kembali sebagai air pengencer Kebutuhan air untuk proses pengenceran = 50816.7787 kg/hari = 2117,3657 kg/jam Make up air tidak diperhitungkan karena air yang di recycle dari subcooler condenser (SK-02) ke tangki pengenceran (T-02) jumlahnya melebihi kebutuhan air untuk pengenceran. Kelebihan air proses dapat digunakan sebagai make up cooling water. Air yang dihasilkan pada SK-02



= 2364,7659 kg/jam



Air yang dibutuhkan untuk pengenceran



= 2117,3657 kg/jam



Sisa air proses (digunakan untuk make up cooling water) = 247,0293 kg/jam



IV.1.5 Unit Pengolahan Air Tabel 4.3 Kebutuhan Air yang harus disediakan No



Jenis



Start Up



Kontinu



(kg/jam)



(kg/jam)



1



Air umpan Boiler



7679,6057



-



2



Make Up Boiler



-



767,9606



3



Air Pendingin (28oC)



143202,0744



-



4



Make Up Cooling water (recycle



-



352,899



dari SK-02) 5



Make up cooling water (utilitas)



6



Air Domestik



7



Air proses (pengenceran)



6057,4477



292,3518



292.3518



21173657,7917



-



Total



5070,1377 21324831,8236



Jumlah total make up cooling water = 6057,4477 kg/jam Sisa air proses yang digunakan untuk make up cooling water = 352,899 kg/jam Make up cooling water yang harus ditambahkan dari utilitas = (7829,5362352,899)



= 3993,1047 kg/jam Jumlah air yang harus disediakan = 7117,7602 kg/jam / 988,928 kg/m3 = 7,1975 m3/jam Faktor keamanan = 10 %, maka jumlah air yang harus tersedia = 1,1 × 7,1975 m3/jam = 7,9172 m3/jam = 7,9172 m3/jam × 988,928 kg/m3 = 7829,5362 kg/jam Air yang digunakan adalah air yang berasal dari PAM yang sudah bersih dan melalui proses khlorinasi, sehingga air tersebut bisa langsung dialirkan menuju Bak penampung Air Bersih. Skema proses pengolahan air dapat digambarkan sebagai berikut. Tangki Demineralisasi



Tangki Umpan Boiler Bak Air Bersih



PAM



Tangki penampung air proses Tangki Penampung Cooling Water



Tangki Air Domestik



Gambar 4.2 Unit Pengolahan Air 



Spesifikasi Unit Pengolahan Air :



IV.1.5.1 Bak Penampungan Air Bersih (BPAB) Fungsi



: Menampung air bersih yang berasal dari PAM



Bentuk



: Empat persegi panjang



Bahan konstruksi : Beton Jumlah



: 1(satu) buah



Waktu tinggal



: 48 jam



Volume air yang harus ditampung = 7,9172 m3/jam × 48 jam = 380,0254 m3



Volume bak dengan 20% faktor keamanan = 1,2 × 380,0254 m3 = 456,0305 m3



Dimensi bak air bersih, P : L : T = 3 : 2 : 1, maka : V



=3×T×2×T×T =456,0305 m3 = 6 × T3 = (456,0305 m3 / 6)1/3



T



= 4,2359 m P



= 3 × 4,2359 m = 12,7078 m



L



= 2 × 4,2359 m = 8,4718 m



Ukuran bak : (12,71 × 8,48 × 4,24) m



IV.1.5.2 Tangki Penampung Air Domestik (TAD) Fungsi



: Menampung air domestik (sanitasi + laboratorium)



Bentuk



: Tangki silinder tegak



Bahan Konstruksi



: Stainless Steel SA-167 grade 11 tipe 316



Jumlah



: 1 (satu) buah



Waktu Tinggal



: 6 jam



Volume air yang harus ditampung = 0,2956 m3/jam × 6 jam = 1,7738 m3 Volume tangki penampung dengan 20% faktor keamanan, = 1,2 × 1,7738 m3 = 2,1285 m3



 Menentukan Diameter Tangki dan Tinggi Tangki Diambil H = 1,5 D V



=   D2  H 4



V



= 1 xxID 2 x1,5ID  1 xx1,5ID 3 4 4



D



 Vtx 4  =   1,5 x 



1



3



D = (1,8076)1/3 = 1,2128 m maka : D



= 1,2128 m



= 47,9589 in



H



=1,5 x ID



= 1,8272 m = 71,9384 in



 Menentukan Tebal Dinding Tangki  Tekanan Desain (Pdesain) Poperasi



= 1 atm



Gaya gravitasi (g) = 9,8 m/detik2 Tinggi cairan (h) Vcairan



= π D2 hcairan /4



1,7738 m3 = (π)( 1,2128 m) 2hcairan/4 hcairan



= 1,5227 m



Phidrostatik



= hcairan x ρcairan x g = (1,5227 m) (988,928 kg/m3) (9,8 m/detik2) = 14757,2355 kg/m detik2 = 0,1456 atm



Pdesain



= 1,1 x (Poperasi + Phidrostatik) = 1,1 x (1 atm + 0,1456) atm = 1,2602 atm = 18,5199 psi



 Tebal dinding tangki (t) t



=



( P x ri ) ( f x E )  ( 0 ,6 x P )



dimana : t = tebal dinding tangki, in P = tekanan desain = 18,5199 psi



+ C



(Pers.14-34, Brownell & Young)



ri = radius dalam tangki = Di/2 = 47,9589 in/ 2 = 23,9795 in f = tegangan yang .diijinkan (maximum allowable stresses) = 18750 psi untuk bahan SA-167 grade 11 tipe 316 (Brownell & Young, hlm.342) E = welded joint efficiency, efisiensi sambungan = 0,80 (Brownell & Young, Tabel 13.2 hlm.254) C = faktor korosi : 0,0125 in/tahun (Peters, ed. 3, hlm 792). Diperkirakan umur alat 10 tahun sehingga C = 0,125



Maka : (18,5199 psi) (23,9795 in)



t =



+ 0,125



(18750 psi)(0,80) – (0,6)( 18,5199 psi) t = 0,1546 in



) Diambil tebal standar 3/16 in (0,1875 in) 



(Brownell & young, hal 350)



Penentuan Diameter tangki sesungguhnya



Dluar tangki = Do = Di awal + (2 x t) = 47,9589 in + (2 x 1875 in) = 48,3339 in Dari table 5.7 (Brownell & Young, hal 91) diambil diameter luar standar untuk tangki : OD = 54 Karena tebal tangki yang diambil 3/16 in (0,1875 in) maka diameter dalam tangki sesungguhnya menjadi : Di



= OD – (2 x t) = 54– (2 x 0,1875) = 53,6250 in = 1,3621 m



IV.1.5.3 Tangki Demineralisasi (Pelunakan) Dengan Ion Exchanger (TD) Fungsi



: Untuk menghilangkan kesadahan air dan kandungan mineral dalam air untuk pembuatan steam.



Bentuk



: Tangki silinder tegak



Bahan konstruksi



: Stainless Steel SA - 167 grade 11 tipe 316



Jenis resin



: mixed cation and strong base anion



Laju alir air (Q) yg akan dilunakkan (mair Boiler): = 767,9606 kg/jam = 0,7766 m3/jam Untuk faktor keamanan 10 %, laju alir air menjadi : = 1,1 × 0,7766 m3/jam = 0,8542 m3/jam Dari tabel 16-9, Perry, hal 16-66, diperoleh : Jenis Resin



: Mixed cation & strong base anion



Kecepatan alir untuk mixed cation and strong base anion, max 40 m/jam digunakan 5 m/jam Tinggi bed minimum = 1,2 m Luas Penampang tangki, A = Q/V = (0,8542 m3/jam) / (5 m/jam) = 0,1708 m2 Penentuan diameter tangki; A = ¼ π D2 D = [(4 × A) / π]0.5 = [(4 × 0,1708 m2) / π]0.5 = 0,4665 m = 18,3666 in Diambil tinggi bed =1/2 × tinggi tangki Maka tinggi tangki = 1,2 m x 2 = 2,4 m



Menentukan Ukuran Tangki Tebal tangki =



PxD +C (2 x f x E) - (1,2 x P)



Dimana; P = tekanan perancangan (faktor keamanan 20%) = 1,2 × 14,7 psi = 17,64 psi f = max. Allowable stress = 18750 psi



E = efisiensi sambungan = 0,8 C = corrotion factor = 0,125 in/ 10 thn Maka tebal tangki =



17,64 psi x18,3666 in  0,125 = 0,1358 in (2 x18750 psi x 0,8)  (1,2 x17,64)



Digunakan tebal tangki standar = 0,1875 in = 3/16 in Diameter luar = 18,3666 in + (2 × 0, 1875 in) = 18,7416 in = 0,4668 m



IV.1.5.4 Tangki Penampung Umpan Boiler (TUB) Fungsi



: Menampung air untuk feed boiler



Bentuk



: Tangki silinder tegak



Bahan konstruksi : Stainless Steel SA-167 grade 11 tipe 316 Jumlah



: 1 unit



Waktu tinggal



: 6 jam



Volume air yang harus ditampung = 8,5421 m3/jam × 6 jam = 51,2529 m3 Volume bak penampung dengan faktor keamanan 20%, = 1,2 × 51,2529 m3 = 51,2529 m3  Menentukan Diameter Tangki dan Tinggi Tangki Diambil H = 1,5 D V



=   D2  H 4



V



= 1 xxID 2 x1,5ID  1 xx1,5ID 3 4 4



D



 Vtx 4  =   1,5 x 



1



3



D = (36,5626)1/3 = 3,3190 m maka : D



= 3,7381 m



= 147,1672 in



H



= 1,5 x ID



= 5,6071 m = 220,7509 in



 Menentukan Tebal Dinding Tangki  Tekanan Desain (Pdesain) Poperasi



= 1 atm



Gaya gravitasi (g) = 9,8 m/detik2 Tinggi cairan (h) Vcairan



= π D2 hcairan /4



8,5421 m3 = (π)( 3,7381 m) 2hcairan/4 hcairan Phidrostatik



= 4,6726 m = hcairan x ρcairan x g = (4,6726 m) (988,928 kg/m3) (9,8 m/detik2) = 45.284,2244 kg/m detik2 = 0,4469 atm



Pdesain



= 1,1 x (Poperasi + Phidrostatik) = 1,1 x (1 atm + 0,4469) atm = 1,5916 atm = 23,3903 psi



 Tebal dinding tangki (t) t



=



( P x ri ) ( f x E )  ( 0 ,6 x P )



+ C



(Pers.14-34, Brownell & Young)



dimana : t = tebal dinding tangki, in P = tekanan desain = 23,3903 psi ri = radius dalam tangki = Di/2 = 147,1672 in/ 2 = 73,5836 in f = tegangan yang .diijinkan (maximum allowable stresses) = 18750 psi untuk bahan SA-167 grade 11 tipe 316 (Brownell & Young, hlm.342) E = welded joint efficiency, efisiensi sambungan = 0,80 (Brownell & Young, Tabel 13.2 hlm.254) C = faktor korosi : 0,0125 in/tahun (Peters, ed. 3, hlm 792). Diperkirakan umur alat 10 tahun sehingga C = 0,125



Maka : t =



(23,3903 psi) (73,5836 in) + 0,125 (18750 psi)(0,80) – (0,6)( 23,3903 psi)



t = 0,2399 in Diambil tebal standar 1/4 in (0,2500 in) 



(Brownell & young, hal 350)



Penentuan Diameter tangki sesungguhnya



Dluar tangki = Do = Di awal + (2 x t) = 147,1672 in + (2 x 0,25 in) = 147,6672 in Dari table 5.7 (Brownell & Young, hal 91) diambil diameter luar standar untuk tangki : OD = 132 Karena tebal tangki yang diambil 1/4 in (0,25 in) maka diameter dalam tangki sesungguhnya menjadi : = OD – (2 x t)



Di



= 132– (2 x 0,25) = 131,5000 in = 3,3401 m



IV.1.5.5 Tangki Penampung Air Untuk Cooling Water (TCW) Fungsi



: Untuk menampung air sebagai feed cooling water



Bentuk



: Tangki silinder tegak



Bahan konstruksi : Stainless steel SA-167 grade 11 tipe 316 Jumlah



: 3 unit



Waktu tinggal



: 6 jam



Vol. air yang harus ditampung = 105,6514 m3/jam × 6 jam = 301,8613 m3 Volume bak penampung dengan faktor keamanan 20 %, = 1,2 × 301,8613 m3 = 362,2335 m3  Menentukan Diameter Tangki dan Tinggi Tangki Diambil H = 1,5 D V



=   D2  H 4



V



= 1 xxID 2 x1,5ID  1 xx1,5ID 3 4 4



D



 Vtx 4  =   1,5 x 



1



3



D = (307,6293)1/3 = 6,7506 m maka : D



= 6,7506 m



= 265,7710 in



H



= 1,5 x D



= 10,1259 m = 398,6565 in



 Menentukan Tebal Dinding Tangki  Tekanan Desain (Pdesain) Poperasi



= 1 atm



Gaya gravitasi (g) = 9,8 m/detik2 Tinggi cairan (h) Vcairan



= π D2 hcairan /4



301,8613 m3 = (π)( 6,7506 m) 2 hcairan/4 hcairan Phidrostatik



= 8,4383 m = hcairan x ρcairan x g = (8,4383 m) (988,928 kg/m3) (9,8 m/detik2) = 81.779,2887 kg/m detik2 = 0,8071 atm



Pdesain



= 1,1 x (Poperasi + Phidrostatik) = 1,1 x (1 atm + 0,8071) atm = 1,9878 atm = 29,2127 psi



 Tebal dinding tangki (t) t



=



( P x ri ) ( f x E )  ( 0 ,6 x P )



+ C



(Pers.14-34, Brownell & Young)



dimana : t = tebal dinding tangki, in P = tekanan desain = 29,2127 psi ri = radius dalam tangki = Di/2 = 362,2335 in/ 2 = 117,9896 in f = tegangan yang .diijinkan (maximum allowable stresses) = 18750 psi untuk bahan SA-167 grade 11 tipe 316 (Brownell & Young, hlm.342)



E = welded joint efficiency, efisiensi sambungan = 0,80 (Brownell & Young, Tabel 13.2 hlm.254) C = faktor korosi : 0,0125 in/tahun (Peters, ed. 3, hlm 792). Diperkirakan umur alat 10 tahun sehingga C = 0,125



Maka : (27,7502 psi) (117,9896 in)



t =



+ 0,125



(18750 psi)(0,80) – (0,6)( 27,7502 psi) t = 0,3435 in



) Diambil tebal standar (11/4) in (1,25 in) 



(Brownell & young, hal 350)



Penentuan Diameter tangki sesungguhnya



Dluar tangki = Do = Di awal + (2 x t) = 362,2335 in + (2 x 1,25 in) = 365,4835 in Dari table 5.7 (Brownell & Young, hal 91) diambil diameter luar standar untuk tangki : OD = 240 Karena tebal tangki yang diambil 5/16 in (0,3125 in) maka diameter dalam tangki sesungguhnya menjadi : = OD – (2 x t)



Di



= 240– (2 x 1,25) = 237,5 in = 6,0325 m



IV. 1.5.6 Pompa (P-01) Fungsi : Memompa molasse dari T-01 ke CF-01 Jenis







: Pompa sentrifugal



Data :



Densitas molasse = 1647,05 kg/m3 = 102,853 lb/ft3 Laju alirmassa : G = 50825,249 kg/jam = 112069,6753 lb/jam Viskositas molasse (  ) = 1,234 cp



= 0,0008 lb/ft.dt 



Penentuan D opt Pipa



Kecepatan volumetrik = Qf = G/ρ = (112069,6753lb/jam)/( 102,853 lb/ft3) = 1089,6117 ft3/jam Dopt = 3,9 x Qf0,45 x ρ 0.13



(Prs.15. Peters, hlm 525)



Qf : laju alir volumetrik = 1089,6117



ft3/jam



= 0,3027 ft3/det ρ : densitas: 102,8529 lb/ft3 Dopt = 3,9 x (0,3027 ft3/det) 0,45 x (102,853 lb/ft3) 0.13 = 4,1600 in Dari tabel 11, Kern, hal 844, dipilih pipa dengan spesifikasi sebagai berikut: Nominal pipe size : 6,0 in Schedule number : 40 Diameter luar



: 6,625 in



Diameter dalam : 6,0650 in = 0,5054 ft Flow area per pipe : a = 28,9 in2 = 0,2007 ft2 



Penentuan Velocity head



Kecepatan alir masuk, V2 = 0,3027 ft3/det / 0,2007 ft2



V2 = Qf/a



= 1,5082 ft/dtk



Velocity head



= ΔV2 = (V22-V12) 2xgc



2xgc



= ((1,5082 ft/dtk) 2- 0) 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf = 0,0353 ft lbf/lbm 



Penentuan bilangan Reynold



Re = ρ x D x V/μ ρ = densitas



= 102,8529 lb/ft3



μ = viskositas



= 0,0008 lb / ft dtk



D = ID pipa



= 6,065 in = 0,5054 ft



V = V2



= 1,5082 ft/dtk



Re = 102,8529 lb/ft3 x 0,5054 ft x 1,5082 ft/dtk 0,0008 lb / ft dtk = 94556,2602 



Penentuan tenaga yang hilang karena friksi



Dari fig.126, Brown, hal 141, untuk commercial steel ( = 0,00015) Dengan ID = 6,0650 in, diperoleh /D = 0,0003 Dari fig.125, Brown, hal 140, untuk Re = 94556,2602 dan /D = 0,0003 diperoleh : f = 0,02



Asumsi panjang pipa lurus ( L ) = 4 m =13,1240 ft Standard Elbow 90 yang digunakan : 3



buah



Gate valve yang digunakan



: 1



buah



Globe valve yang digunakan



: 2



buah



Dari fig.127, Brown, hal 141, diperoleh panjang ekuivalen (Le): Standard elbow 90



=



12



ft



Gate valve



=



60



ft



Globe valve



=



1,3



ft



Maka total panjang pipa = Lt = L + Le = 111,7240 ft Tenaga yang hilang karena friksi (F) F



=



2 x f x Lt x V22 gc x ID



F = 0,02 x 111,7240 ft x(1,5082 ft/dtk)2 2 x 32,174 ft.lbm/dtk2lbf x 0,5054 ft = 0,1563 ft.lbf/lbm 



Penentuan pressure head



P1 = 1 atm= 14,7



lbf/in2



P2 = 1 atm = 14,7



lbf/in2



ΔP = 0



Maka pressure head = 0 



Penentuan daya pompa



Beda ketinggian Diasumsikan Z = 1,5 m = 4,9215 ft g x ΔZ = 32,174 ft. /dtk2 x 4,9215 ft = 4,9215 ft lbf/lbm 32,174 ft.lbm/dtk2 lbf



gc Kerja Pompa



Dengan hukum Bernoulli (Pers.10 Peters, hal 486), didapatkan kerja pompa : W = ΔP + ΔV2 + g ΔZ + F ρ



2 gc



gc



= 0 + 0,0353 + 4,9215 + 1,563 = 5,1131 ft lbf/lbm 



Daya Pompa



P=GxW = 112069,6753 lbm/jam x 5,1131 ft lbf/lbm = 573027,9896 ft lbf/jam = 573027,9896 ft lbf/jam x 1 jam/3600 det x 1 hp/550(ft.lbf/det) = 0.2894 Hp Q = 1089,6117 ft3/jam = 134,9394 gpm Dari fig 13-37,Peters, hal 550, untuk Q = 134,9394 gpm diperoleh efisiensi pompa sebesar = 50 %, maka : Broke Horse Power (BHP) = P/effesiensi = 0.2894 Hp/0.5 = 0,5788 Hp Dari fig 13-38,Peters, hal 551, untuk BHP = 0,5788 Hp diperoleh efisiensi motor = 80 %, maka : Daya pompa yang sebenarnya = 0,5788 Hp/0,8 = 0,7235 Hp Diambil pompa yang biasa dijual dipasaran dengan daya = 1 Hp



Dengan cara yang sama, dihitung daya pompa untuk masing-masing pompa yang digunakan dalam utilitas.



Tabel 4.4 Spesifikasi Pompa Utilitas Unit Penyediaan Air Kode



Fungsi



Daya Standar (HP)



PU-01 memompa air dari bak air bersih menuju



0.50



tangki demineralisasi PU-02 memompa air dari bak air bersih menuju



0.50



tangki air domestik PU-03 memompa air dari tangki demin menuju



0.50



tangki air umpan boiler PU-04 memompa air dari tangki demin menuju



0.50



tangki umpan cooling water PU-05 memompa air dari tangki penyimpan air ke



0.50



tangki cooling water PU-06 memompa air dari bak umpan cooling



0.50



water menuju cooling tower



IV.2



Unit Penyediaan Listrik Secara garis besar, kebutuhan listrik dalam pabrik dapat dibagi menjadi 2,



yaitu 3. Listrik untuk penggerak motor 4. Listrik untuk peralatan penunjang



IV.2.1 Listrik Untuk Penggerak Motor IV.2.1.1 Peralatan proses Beberapa peralatan proses menggunakan tenaga listrik sebagai penggerak motor. Daya yang dibutuhkan masing-masing alat :



Tabel 4.5 Daya Peralatan Proses No



Nama Alat



Daya standar (HP)



1



Pompa dari proses (total)



22,5



2



Centrifuge I (CF-01)



28,5



3



Centrifuge II (CF-01)



28,5



4



Motor pengaduk (total)



700



Total



779,5



IV.2.1.2 Listrik Untuk Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah Tabel 4.6 Daya Peralatan Utilitas dan Pengolahan Air Limbah No



Nama Alat



1



Pompa



2



Fan Cooling Tower



3



Aerator



Daya standar (HP) 5,5 9 0,5



Total



15



IV.2.2 Listrik Untuk Peralatan Penunjang 1. Peralatan bengkel Dalam suatu pabrik diperlukan fasilitas pemeliharaan dan perbaikan peralatan pabrik.



Daya listrik yang dibutuhkan untuk fasilitas ini



diperkirakan = 75 kW/hari = 4,1907 HP/jam 2. Instrumentasi Alat – alat instrumentasi yang digunakan berupa alat – alat control dan alat pendeteksi. Daya listrik yang dibutuhkan diperkirakan sebesar = 25 kW/hari = 1,3639 HP/jam 3. Penerangan lampu jalan, pendingin ruangan dan perkantoran Alat–alat penerangan yang dibutuhkan untuk pabrik, kantor dan lingkungan sekitar pabrik.



Selain itu dibutuhkan pendingin ruangan



untuk kantor dan laboratorium, perlu diberikan daya listrik untuk



mengoperasikan peralatan laboratorium. Alat–alat tersebut memerlukan daya listrik sebesar = 50 kW/hari = 2,7938 HP/jam Selain itu peralatan kantor seperti komputer, pengeras suara dan lainnya membutuhkan tenaga listrik sebesar = 75 kW/hari = 4,1907 HP/jam Total kebutuhan listrik untuk peralatan penunjang : = 4,1907 + 1,3639 + 2,7938 + 4,1907 = 12,5721 HP/jam Tabel 4.7 Kebutuhan Listrik Secara Keseluruhan No



Jenis Penggunaan



Daya standar (Hp/jam)



1



Listrik untuk alat proses



779,5000



2



Listrik untuk utilitas



15,0000



3



Listrik untuk peralatan penunjang



12,5721



Total



807,0721



Kebutuhan listrik total = 807,0721 HP/jam Diperkirakan kebutuhan listrik tak terduga = 10 % Total daya listrik yang dibutuhkan = 1,1 × 807,0721 HP/jam = 887,7793 HP/jam = 887,7793 HP/jam x 0,7457 kW/HP Maka daya listrik total



= 662,0170 kW/jam



Persediaan listrik yang berasal dari PLN sebesar = 662,0170 kW/jam Diasumsikan dalam 1 hari listrik padam selama 1 jam. Maka untuk menjamin kontinuitas produksi dan kinerja perusahaan disediakan 1 unit generator dengan kapasitas 600 kW/ unit. Generator (TD) ini dilengkapi dengan Uninterrupted Power System (UPS) yang menjalankan generator 7 detik setelah pemadaman terjadi.



IV.3



Unit Penyediaan Bahan Bakar



IV.3.1 Menghitung Kebutuhan Biodiesel Untuk Generator Diket : Heating value biodiesel = 17280 Btu/lb Effisiensi generator = 85 % Terjadi pemadaman listrik selama 1 jam/hari



Generator yang digunakan : 600 kW = 600 kw/jam ×



3412 Btu/jam = 2047200 Btu/jam 1 kw/jam



Kebutuhan biodiesel untuk generator : mbiodiesel



=



Kebutuhan listrik 2047200 Btu/jam = = 139,3791 lb/jam  x Hv 0,85 x 17280 Btu/lb



= 139,3791 lb/jam ×



1 kg = 63,2224 kg/jam 2,20462 lb



Kebutuhan biodiesel untuk generator apabila diasumsikan terjadi pemadaman listrik selama 1 jam/hari adalah : Total mbiodisel



= 63,2224 kg/hari



IV.3.1.1 Kebutuhan Biodiesel Untuk Boiler Kebutuhan biodisel untuk boiler = 507,3204 kg/jam × 24 jam/hari = 12175,6886 kg/hari IV.3.1.2 Total Bahan Bakar Biodiesel Yang Diperlukan = (63,2224 + 12175,6886) kg/hari = 12238,9109 kg/hari



IV.3.1.3 Penentuan Ukuran Tangki Bahan Bakar Bahan bakar yang digunakan



: Biodiesel



Heating value Biodiesel



: 17280 Btu/lb



Densitas Biodiesel



: 870 kg/m3



Fungsi



: menampung bahan bakar biodiesel



Waktu tinggal



: 7 hari



Bentuk



: tangki silinder tegak



Bahan



: Carbon Steel SA-285 grade C



Jumlah



: 1 tangki



Total kebutuhan biodisel



: 12238,9109 kg/hari



Volume biodisel =



12238,9109 kg / hari x 7 hari = 98,4740 m3 3 870 kg / m



Volume tangki dengan faktor keamanan 20 %



= 1.2 x 98,4740 m3 = 118,1688 m3



H/D =1,5 V = ¼ x  x D2 x H = ¼ x  x D2 x 1,5 D = ¼ x  x 1,5 D3 118,1688 = ¼ x  x 1,5 D3 D3 =



118,1688 x 4 3,14 x 1,5



D = 4,2222 m = 166,2263 in H = 1,5 x D = 1,5 x 4,2222 m = 6,3332 m Tebal tangki =



PxD +C (2 x f x E) - (1,2 x P)



Dimana; P = tekanan perancangan (faktor keamanan 20%) = 1,2 × 14,7 psi = 17,64 psi f = max. Allowable stress = 18750 psi E = efisiensi sambungan = 0,8 C = corrotion factor = 0,125 in/ 10 thn Maka tebal tangki =



17,64 psi x166,2263 in = 0,2583 in (2 x18750 x 0,8)  (1,2 x17,64)



Digunakan tebal tangki standar = 0,25 in = ¼ in



IV.4



Unit Pengolahan Limbah Pada proses pembuatan asam laktat dihasilkan limbah cair dari keluaran



CF-02 dan EV-01. Limbah yang dihasilkan berupa limbah organik yaitu bakteri, malt sprouts, glukosa dan fruktosa. Pengolahan ini bertujuan agar saat dibuang ke badan air tidak berbahaya atau mencemari lingkungan. Adapun pengolahan yang dilakukan terdapat 2 tahap penting yaitu :



2. Tahap primer



Tahap ini merupakan tahap pertama yang bertujuan mempersiapkan limbah cair agar dapat diolah secara biologis, di mana limbah dikumpulkan dalam bak penampung dan dilakukan penetralan sesuai dengan pH yang dibutuhkan.



2. Tahap Sekunder Tahap ini merupakan tahap di mana limbah yang telah dipersiapkan di tahap primer diolah secara biologis dengan menggunakan lumpur aktif. Adapun cara kerjanya sebagai berikut : e. Air limbah yang mengandung suspensi bakteri diaerasi Pada proses ini bakteri akan menguraikan bahan-bahan organik dalam limbah menjadi komponen yang lebih sederhana. Aerasi berguna untuk menghasilkan oksigen (kondisi aerob) agar bakteri aerob dapat hidup. f. Padatan lumpur yang dihasilkan masuk ke bak sedimentasi untuk dipisahkan lumpur dan cairan . g. Cairan jernih dikeluarkan (effluent) h. Biomass sebagian dikembalikan sebagai starter (seeding) ke dalam bak aerasi , karena mikroorganisme dalam bak aerasi lama kelamaan akan berkurang /habis. Sehingga pengembalian (resirkulasi) lumpur perlu dilakukan.



Pengolahan limbah yang dilakukan dapat digambarkan sebagai berikut : CF-02 Bak Penampungan Limbah



Bak Netralisasi



Bak Aerasi



EV-01



Sungai



Bak Sedimentasi



Sludge



Gambar 4.3 Unit Pengolahan Limbah



IV.4.1 Bak Penampungan Limbah Fungsi



: Untuk menampung air limbah dari proses



Bentuk



: Empat persegi panjang



Bahan konstruksi : Beton Jumlah



: 1 unit



Waktu tinggal



: 2 hari = 48 jam



Densitas limbah



: 1190,7348 kg/m3



Limbah yang harus ditampung = 660,1018 kg/jam Volume limbah =



660,1018 kg / jam x 48 jam = 26,6095 m3 1190,7348 kg / m 3



Volume bak penampung dengan faktor keamanan 20 % =1,2 x 26,6095 m3 = 31,9314 m3 Dimensi bak, P : L : T = 3 : 2 : 1, maka V 31,9314 m3



T



=3×T×2×T×T = 6 × T3



= (31,9314 m3 / 6)1/3 = 1,7459 m



P



= 3 × 1,7459 m = 5,2377 m



L



= 2 × 1,7459 m = 3,4918 m



Ukuran Bak : (5,24 × 3,50 × 1,74) m



IV.4.2 Bak Ekualisasi Fungsi



: Untuk menetralkan limbah agar sesuai dengan kondisi proses pada bak aerob



Bentuk



: Empat persegi panjang



Bahan konstruksi : Beton Jumlah



: 1 unit



Waktu tinggal



: 1 jam



Densitas limbah



: 1190,7348 kg/m3



Limbah yang harus ditampung = 660,1018 kg/jam Volume limbah =



660,1018 kg / jam x1 jam = 0,5544 m3 3 1190,7348 kg / m



Volume bak penampung dengan faktor keamanan 20 % =1,2 x 0,5544 m3 = 0,6652 m3 Dimensi bak, P : L : T = 3 : 2 : 1, maka V 0,6652 m3 T



=3×T×2×T×T = 6 × T3 = (0,6652 m3 / 6)1/3 = 0,4804 m



P



= 3 × 0,4804 m = 1,4412 m



L



= 2 × 0,4804 m = 0,9608 m



Ukuran Bak : (1,44 × 0,96 × 0,48) IV.4.3 Bak Aerasi Fungsi



: Sebagai tempat terurainya limbah oleh bakteri pada kondisi aerob



Bentuk



: Empat persegi panjang



Bahan konstruksi : Beton Jumlah



: 1 unit



Waktu tinggal



: 24 jam



Densitas limbah



: 1190,7348 kg/m3



Limbah yang harus ditampung = 660,1018 kg/jam Volume limbah =



660,1018 kg / jam x 24 jam = 13,3048 m3 3 1190,7348 kg / m



Volume bak penampung dengan faktor keamanan 20 % =1,2 x 13,3048 m3 = 15,9657 m3 Dimensi bak, P : L : T = 3 : 2 : 1, maka V 15,9657 m3 T



=3×T×2×T×T = 6 × T3 = (15,9657 m3 / 6)1/3 = 1,3857 m



P



= 3 × 1,3857 m = 4,1572 m



L



= 2 × 1,3857 m = 2,7715 m



Ukuran Bak : (4,16 × 2,77 × 1,39) m



IV.4.4 Bak Sedimentasi Fungsi



: Mengendapkan lumpur yang terbentuk di bak aerasi



Bentuk



: Empat persegi panjang dengan bagian bawah berbentuk



prisma Bahan konstruksi : Beton Jumlah



: 1 unit



Waktu tinggal



: 4 jam



Densitas limbah



: 1190,7348 kg/m3



Limbah yang harus ditampung = 660,1018 kg/jam Volume limbah =



660,1018 kg / jam x 4 jam = 2,2175 m3 3 1190,7348 kg / m



Volume bak penampung dengan faktor keamanan 20 % =1,2 x 2,2175 m3 = 2,6610 m3 Kedalaman bak (T) = 10 - 20 ft ( Powel, water conditioning for industry)



Diambil kedalaman bak = 15 ft



= 4,5720 m



P/ L = 1 - 2,5 ( Powel,water conditioning for industry) Diambil P/L = 2,5 A = V/T = 2,6610 m3 / 4,5720 m = 0,5820 m2 A=PxL = 2,5 x L x L = 2,5 x L2 0,5820 = 2,5 x L2 L = 0,4825 m P = 2,5 x L = 1,2062 m Volume prisma = ½ x P x T x L = ½ x 1,2062 x 4,5720 x 0,4825 = 1,3305 m3 Volume total = 2,6610 + 1,3305 = 3,9914 m3



IV.4.5 Bak Penampung CaSO4 Fungsi



: Untuk menampung CaSO4 yang keluar dari tangki pengendapan (TS-01)



Bentuk



: Bak empat persegi panjang



Jumlah



: 1 unit



Laju alir CaSO4



: 267,1290 kg/jam



Densitas bulk CaSO4 : 832,2546 kg/m3 Waktu tinggal



: 7 hari x 24 jam/hari = 168 jam



Bahan Konstriuksi



: beton



Kecepatan volumetrik = = Volume CaSO4



laju alir CaSO4 densitas bulk CaSO4 267,1290 kg / jam = 0,3210 m3/jam 3 832,2546 kg / m



= 0,3210 m3/jam x 168 jam = 53,9280 m3



Volume CaSO4 (20% faktor keamanan) = 1,2 x 53,9280 m3



= 64,7136 m3



Dimensi bak, P : L : T = 3 : 2 : 1, maka V



=3×T×2×T×T



64,7136 m3



= 6 × T3 = (64,7136 m3 / 6)1/3



T



= 2,2094 m P



= 3 × 2,2094 m = 6,6282 m



L



= 2 × 2,2094 m = 4,4188 m



Ukuran Bak : (6,63 × 4,42 × 2,21) m



Tabel 4.8 Spesifikasi Pompa Utilitas Pengolahan Limbah Kode



Fungsi



Daya Standar (HP)



PU-07



memompa limbah dari bak penampung



0.50



limbah ke bak ekualisasi PU-08



memompa limbah dari bak ekualisasi ke



0.50



bak aerasi PU-09



memompa limbah dari bak aerasi ke bak



0.50



sedimentasi PU-10



memompa bahan hasil samping dari CF-



0.50



02 ke IPAL PU-11



memompa bahan hasil samping dari EV-



0.50



01 ke IPAL Total



5.50



LAMPIRAN V PERHITUNGAN ANALISA EKONOMI Dalam



perancangan



pabrik



diperlukan



analisa



ekonomi



untuk



mendapatkan perkiraan-perkiraan mengenai jumlah investasi modal. yang meliputi analisa : 1. Struktur kepemilikan modal. 2. Besarnya keuntungan yang didapat. 3. Lama investasi modal kembali. 4. Break Event Point. Pada perancangan pabrik Asam Laktat ini, perkiraan mengenai perhitungan ekonomi dapat dilakukan dengan berbagai metode diantaranya berdasarkan penentuan kapasitas dari alat tersebut. Sedangkan perkiraan alat – alat produksi dan penunjang diambil dari buku Plant Design and Economics for Chemical Engineers karangan Max S Peters, dari berbagai Web Site serta menggunakan Chemical Engineering Plant Cost Index. Beberapa asumsi yang digunakan dalam analisa ekonomi pra rancangan pabrik Asam Laktat ini adalah : 



Pembangunan fisik pabrik akan dilaksanakan pada awal tahun 2012 dengan masa konstruksi dan instalasi selama 3 tahun sehingga pabrik mulai beroperasi pada awal tahun 2015.







Jumlah hari kerja pabrik adalah 330 hari dalam setahun.







Untuk melakukan perawatan menyeluruh dilakukan shut down selama 30 hari dalam satu tahun.







Kurs mata uang US $ terhadap rupiah adalah 1 US $ = Rp. 9.500.-







Pada tahun 2014 kondisi pasar stabil dengan tingkat suku bunga bank adalah 20 % tahun.







Salvage Value sebesar 10 % dari DFCl tanpa tanah dan bangunan.







Terjadi kenaikan harga bahan baku dan produk sebesar 10% setiap tahunnya.



V.1 Metode Penaksiran Harga Metode penaksiran harga dalam perhitungan ekonomi pabrik Asam Laktat ini menggunakan Chemical Engineering Plant Cost Index seperti yang ditunjukan Tabel VI.1, Tabel 5.1 Indeks harga tahun 1997 – 2010 Tahun 1998



Index 389,5



1999



390,6



2000



394,1



2001



394,3



2002



395,6



2003 2004



402,0 444,2



2005



468,2



2006



499,6



2007



525,4



2008



575,4



2009 2010



521,9 550,8



Sumber: www.cpe.com/pci



Indeks harga untuk tahun 2014 dihitung dengan menggunakan metode metode Least Square.



Tahun 1998 1999 2000 2001 2002 2003 2004 2005 2006 2007 2008 2009 2010 ∑



(Index Harga) Y 389,5 390,6 394,1 394,3 395,6 402,0 444,2 468,2 499,6 525,4 575,4 521,9 550,8 5951,6000



∑X = 0 ∑Y = 5951,6000 ∑X2 = 182 ∑XY = 3017 Maka Persamaannya : a= Karena : ∑X = 0



(Indek Tahun) X -6 -5 -4 -3 -2 -1 0 1 2 3 4 5 6 0



X2



XY



36 25 16 9 4 1 0 1 4 9 16 25 36 182



-2337 -1953 -1576,4 -1182,9 -791,2 -402 0 468,2 999,2 1576,2 2301,6 2609,5 3304,8 3017



Maka :



a=



Y  5951,6  457,8154 n



13



Karena : ∑X = 0 Maka :



b=



 XY = x 2



3017  16,5769 182



Y = a + bx Y = 457,8154 + 16,5769x X tahun 2012 = 10 Y = 457,8154 + (16,5769×10)= 689,9 Sehingga pada tahun 2012 dengan menggunakan persamaan diatas diperoleh harga cost index sebesar 590,4 Untuk menghitung harga alat pada kapasitas yang sesuai dengan tahun pendirian pabrik. maka peralatan dihitung dengan rumus sebagai berikut :



H2



I   Rp 9.500,00  = H1   2     1$    I1 



Harga Total



= H2  n



Dimana: H2 : Harga alat yang dicari, Rp H1 : Harga referensi, terpasang atau harga yang telah diketahui, $ I1



: Index harga referensi atau terpasang



I2



: Index harga terhitung pada tahun tertentu



n Contoh :



: Jumlah alat.



 Tangki Molasse ( T-01 ) Fungsi



: Menyimpan Molasse sebagai bahan baku



Bentuk



: Silinder tegak torispherical head dan flat bottom



Bahan material



: Stainless Steel SA-240 Grade A



Jumlah (n)



: 2 unit



Volume tangki



: 236,2445 m3 = 62409,1944 gallon



Index tahun 2007 (I1)



= 525,4



Index tahun 2018 (I2)



= 689,9



Harga tahun 2007 (H1) = $ 243.900 I   Rp 9.500,00  Harga tahun 2018 (H2) = H 1   2     1$    I1 



 Rp 9.500,00   689,9  = $ 243.900       1$  525,4   



= 3.042.506.271 Harga Total



= H2  n = 3.042.506.271 × 2 = 6.085.012.543



Untuk jenis alat yang sama tetapi kapasitas yang berbeda, harga alat dihitung dengan mengguanakan persamaan : H2 = H1 x (I2/I1) x (K2/K1)exp Dimana :



H2 = Harga sekarang



K2 = kapasitas yang terhitung



H1 = Harga yang diketahui



K1 = kapasitas yang diketahui



I1 = Index yang diketahui



exp= eksponen



I2 = Index harga terhitung pada tahun tertentu



V.2 DAFTAR HARGA ALAT-ALAT Rumus yang digunakan: H2 = H1 x (I2/I1) x (K2/K1)exp Dimana :



H2 = Harga sekarang



K2 = kapasitas sekarang



H1 = Harga yang diketahui



K1 = kapasitas yang diketahui



I2 = Index sekarang (2012)



exp= eksponen



I1 = Index yang diketahui (2007)



V.2.1 Harga Peralatan Utama CHEMICAL ENGINEERING PLANT COST INDEX Kode



Nama Alat



T-01



Tangki Molasse



T-02



Tangki Air



T-03



Tangki Malt Sprouts



T-04



Tangki Bakteri



T-05



Tangki Asam Sulfat



TI-01



Tangki Intermediate



Kapasitas



89155,9807 46026,4325 528,3441 422,6753 8252,1537 72507,6731



Jml gal



2



gal



1



gal



1



gal



1



gal



1



gal



1



Kapasitas



89155,9807 46026,4325 528,3441 422,6753 8252,1537 72507,6731



Harga ($) gal gal gal gal gal gal



243.900 174.100 17.800 15.900 72.400 219.500



Harga Satuan



Harga Total



Rp



Rp



2.603.840.148



5.207.680.296



1.858.665.723



1.858.665.723



190.030.154



190.030.154



169.746.037



169.746.037



687.800.000



687.800.000



2.085.250.000



2.085.250.000



Exp 0,3 0,3 0,3 0,3 0,3 0,3



T-06



Tangki Asam Laktat



TS-01



Tangki Pengendapan



S-01



Silo



CF-01



Centrifuge 01



CF-02



Centrifuge 02



TP-01



Tangki Pengenceran



FR-01



Reaktor Fermentasi



TA-01



Acidifier



EV-01



Evaporator



SK-01



Kondenser SubCooler-01



FD-01



Flash Drum



SK-02



Kondenser SubCooler-02



C-01



Cooler



P-01



Pompa-01



P-02



Pompa-02



P-03



Pompa-03



P-04



Pompa-04



28983,4254 1635,5156 356,3179 28,5174 28,5174 33507,1869 31064,6521 1166,1083 798,3191 88,8064 17,1428 4619,2704 58,8821 5,7142 5,7142 8,5714 11,4282



gal



2



gal



1



ft



3



1



in



1



in



1



gal



1



gal



1



gal



1



ft2



1



ft



2



in ft



2



ft



2



1 1 1 1



in



2



in



2



in



2



in



2



28983,4254 1635,5156 356,3179 28,5174 28,5174 33507,1869 31064,6521 1166,1083 798,3191 88,8064 12 4619,2704 58,8821 5,7142 4 6 8



gal gal ft



8.500



in



134.900 134.900



2



164.500



ft2 ft2 ft2 ft



31.700



3



in



ft



137.500



891.300 457.300 600.800



2



43.600



in ft



2



ft



2



6.300 675.900



in in in in



5.600 8.900 8.900 10.900



0,3 0,59 0,59 0,65 0,65 0,5 0,62 0,62 0,59 0,59 0,3 0,59 0,59 0,3 0,3 0,3 0,3



1.306.250.000



2.612.500.000



338.424.488



338.424.488



90.744.737



90.744.737



1.440.172.349



1.440.172.349



1.440.172.349



1.440.172.349



1.756.177.550



1.756.177.550



9.515.386.323



9.515.386.323



4.882.066.830



4.882.066.830



6.414.051.501



6.414.051.501



465.467.120



465.467.120



74.853.691



74.853.691



7.215.807.938



7.215.807.938



59.784.768



59.784.768



95.015.077



190.030.154



84.550.000



169.100.000



129.508.768



259.017.535



15.400 P-05



Pompa-05



P-06



Pompa-06



P-07



Pompa-07



P-08



Pompa-08



P-09



Pompa-09



P-10



Pompa-10



P-11



Pompa-11



P-12



Pompa-12



P-13



Pompa-13



P-14



Pompa-14



P-15



Pompa-15



2,1428 2,1428 2,1428 1,4285 1,0714 1,0714 1,7857 8,5714 1,4285 1,4285 0,7142



in



2



in



2



in



2



in



2



in



2



in



2



in



2



in



2



in



2



in



2



in



2



1,5 1,5 1,5 1 0,75 0,75 1,25 6 1 1 0,5 TOTAL



Biaya Peralatan Utama Biaya Pengangkutan + Asuransi (10%) Biaya Administrasi pelabuhan (5%) SUBTOTAL



: Rp 48.741.180.602 : Rp 4.874.118.060 : Rp 2.437.059.030 : Rp 56.052.357.693



in in in in in in in in in in in



5.200 5.200 5.200 4.500 4.200 4.200 3.300 8.700 4.500 4.500 3.200



0,3 0,3 0,3 0,3 0,3 0,3 0,3 0,3 0,3 0,3 0.3



182.974.089



365.948.178



61.783.567



123.567.133



61.783.567



123.567.133



61.783.567



123.567.133



53.466.174



106.932.348



49.902.112



99.804.223



49.902.112



99.804.223



39.209.022



78.418.043



103.369.383



206.738.766



53.466.174



106.932.348



53.466.174



106.932.348



38.019.592



76.039.184 Rp 48.741.180.602



Bea Masuk (10%) TOTAL ALAT UTAMA



: Rp 5.605.235.769 : Rp 61.657.593.462



V.2.2 Harga Peralatan Penunjang CHEMICAL ENGINEERING PLANT COST INDEX Kode



Nama Alat



T-07



Bak Penampung Air Bersih



T-08



Tangki Demineralisasi



T-09



Tangki Umpan Boiler



T-10



Tangki Penampung Air Domestik



T-11



Tangki Penampung Air Cooling Tower



T-12



Bak Penampung Air limbah



T-13 T-14 T-15



Bak Netralisasi Bak Aerasi Bak Sedimentasi



T-16



Bak Penampung CaSO4



B-01



Boiler



Kapasitas



469,7722 228,2975 16247,4794 803,2680 88898,9677 45,6162 0,9502 22,8081 3,8014 92,4480 14339,4995



Jml m3



1



Gal



1



Gal



1



Gal



1



Gal



1



m3



1



m



3



m



3



m



3



m



3



Lb/hr



1 1 1 1 1



Harga ($)



Kapasitas



1 228,2975 16247,4794 803,2680 88898,9677 1 1 1 1 1 14339



m3 gal gal gal gal m3 m



3



m



3



m



3



m



3



100 7.900 28.500 16.300 94.800 100 100 100 100



lb/hr



100



Harga Satuan



Harga Total



Rp



Rp



Exp 0,46 0,57 0,57 0,57 0,57 0,46 0,46 0,46 0,46 0,46 0,60



18.091.338



18.091.338



84.339.226



84.339.226



304.261.764



304.261.764



174.016.377



174.016.377



1.012.070.709



1.012.070.709



6.188.670



6.188.670



1.042.791



1.042.791



4.499.078



4.499.078



1.973.225



1.973.225



8.564.764



8.564.764



255.700 PU-01



Pompa Utilitas-01



PU-02



Pompa Utilitas-02



PU-03



Pompa Utilitas-03



PU-04



Pompa Utilitas-04



PU-05



Pompa Utilitas-05



PU-06



Pompa Utilitas-06



PU-07



Pompa Utilitas-07



PU-08



Pompa Utilitas-08



PU-09



Pompa Utilitas-09



PU-10



Pompa Utilitas-10



PU-11



Pompa Utilitas-11



T-17



Tangki Biodisel



G



Generator



CT



Cooling Tower Fan Cooling Tower Mobil Manager



1,4285 1,4285 1,4285 1,4285 1,4285 1,4285 1,4285 1,4285 1,4285 1,4285 1,4285 31286,0018 857 11,3654 12,8571 -



In



2



In



2



In



2



In



2



In



2



In



2



In



2



In



2



In



2



In



2



In



2



Gal



1



kW



1



Mbtu/hr



1



Hp



1



-



3



1,43 1,43 1,43 1,43 1,43 1,43 1,43 1,43 1,43 1,43 1,43 40000 857 11,3654 13 -



inch inch inch inch inch inch inch inch inch inch inch gal kW Mbtu/hr hp -



2.729.815.194 0,30



2.900



0,30



2.900



0,30



2.900



0,30



2.900



0,30



2.900



0,30



2.900



0,30



2.900



0,30



2.900



0,30



2.900



0,30



2.900



0,30



160.900



0,57



85.131 98.800 61.100 2.900 -



-



2.729.815.194



30.959.969



61.919.938



30.959.969



61.919.938



30.959.969



61.919.938



30.959.969



61.919.938



30.959.969



61.919.938



30.959.969



61.919.938



30.959.969



61.919.938



30.959.969



61.919.938



30.959.969



61.919.938



30.959.969



61.919.938



30.959.969



61.919.938



1.493.254.752



1.493.254.752



808.744.500



808.744.500



938.600.000



938.600.000



580.450.000



580.450.000



250.000.000



750.000.000



Kendaraaan Operasional Forklift Truk operasional/mobil tangki



-



-



2



-



2



-



3



-



TOTAL



Biaya Peralatan Penunjang Biaya Pengangkutan + Asuransi (10%) Biaya Administrasi pelabuhan (5%) SUBTOTAL



: Rp 11.175.031.705 : Rp 1.117.503.171 : Rp 558.751.585 : Rp 12.851.286.461



Bea masuk (10%) TOTAL ALAT PENUNJANG



: Rp 1.285.128.646 : Rp 14.136.415.107



TOTAL ALAT UTAMA + ALAT PENUNJANG = Rp 75.794.008.569



-



-



-



-



12.000



-



-



-



-



150.000.000



300.000.000



114.000.000



228.000.000



350.000.000



1.050.000.000 Rp11.175.031.705



V.3 DAFTAR GAJI KARYAWAN PER BULAN JABATAN



JML



Komisaris utama Anggota Komisaris Direktur Utama Staff Ahli A. Direktur Teknik dan Produksi Sekretaris Direktur Teknik dan produksi 1. Kepala Bagian Pengolahan dan Produksi a. Kepala Seksi Proses Supervisor Foreman Operator Kontrol Operator Lapangan b. Kepala Seksi Utilitas Operator Kontrol Operator Lapangan 2. Kepala Bagian Teknik dan Pemeliharaan a. Kepala Seksi Pemeliharaan dan Perbengkelan Staff Pekerja Bengkel b. Kepala Seksi Instrumen Staff Operator 3. Kepala Bagian Litbang a. Kepala Seksi Perencanaan Staff b. Kepala Riset dan Pengembangan Staff c. Kepala Seksi Laboratorium Staff Analis B. Direktur Keuangan 1. Kepala Bagian Keuangan Produksi a. Kepala Seksi Administrasi Staff



1 3 1 1 1 1 1 1 1 1 2 6 1 2 6 1 1 2 4 1 2 6 1 1 2 1 2 1 2 4 1 1 1 2



GAJI POKOK /BULAN Rp45.000.000 Rp40.500.000 Rp50.000.000 Rp15.000.000 Rp45.000.000 Rp11.250.000 Rp22.500.000 Rp15.000.000 Rp10.000.000 Rp5.000.000 Rp3.700.000 Rp3.500.000 Rp15.000.000 Rp3.700.000 Rp3.500.000 Rp22.500.000 Rp15.000.000 Rp3.000.000 Rp2.700.000 Rp15.000.000 Rp3.000.000 Rp2.700.000 Rp22.500.000 Rp15.000.000 Rp3.000.000 Rp15.000.000 Rp3.000.000 Rp15.000.000 Rp3.000.000 Rp3.250.000 Rp45.000.000 Rp22.500.000 Rp15.000.000 Rp3.000.000



TOTAL GAJI PERBULAN Rp45.000.000 Rp81.000.000 Rp50.000.000 Rp15.000.000 Rp45.000.000 Rp11.250.000 Rp22.500.000 Rp15.000.000 Rp10.000.000 Rp5.000.000 Rp7.400.000 Rp21.000.000 Rp15.000.000 Rp7.400.000 Rp21.000.000 Rp22.500.000 Rp15.000.000 Rp6.000.000 Rp10.800.000 Rp15.000.000 Rp6.000.000 Rp16.200.000 Rp22.500.000 Rp15.000.000 Rp6.000.000 Rp15.000.000 Rp6.000.000 Rp15.000.000 Rp6.000.000 Rp13.000.000 Rp45.000.000 Rp22.500.000 Rp15.000.000 Rp6.000.000



b. Kepala Seksi Keuangan Staff 2. Kepala Bagian Keuangan Umum a. Kepala Seksi Administrasi Staff b. Kepala Seksi Keuangan Staff C. Direktur Pemasaran dan Pembelanjaan 1. Kepala Bagian Pemasaran a. Kepala Seksi Pemasaran Dalam Negeri Staff b. Kepala Seksi Pemasaran Luar Negeri Staff c. Kepala Bagian Promosi Staff d. Kepala Seksi Pergudangan Pekerja Gudang 2. Kepala Bagian Pembelanjaan a. Kepala Seksi Pembelanjaan Produksi Staff b. Kepala Seksi Pembelanjaan Umum Staff c. Kepala Seksi Pergudangan Pekerja Gudang D. Direktur Umum dan Kepegawaian 1. Kepala Bagian Personalia a. Kepala Seksi Humas Staff b. Kepala Seksi Kepegawaian Staff c. Kepala Seksi Diklat Staff 2. Kepala Bagian Pelayanan Umum a. Kepala Seksi Kesehatan Dokter Perawat Staff b. Kepala Seksi Administrasi Umum Staff c. Kepala Seksi Transportasi Pengemudi



1 2 1 1 2 1 2 1 1 1 2 1 2 1 2 1 4 1 1 2 1 2 1 2 1 1 1 2 1 2 1 2 1 1 2 4 2 1 2 1 6



Rp15.000.000 Rp3.000.000 Rp22.500.000 Rp15.000.000 Rp3.000.000 Rp15.000.000 Rp3.000.000 Rp45.000.000 Rp22.500.000 Rp15.000.000 Rp3.000.000 Rp15.000.000 Rp3.000.000 Rp15.000.000 Rp3.000.000 Rp15.000.000 Rp2.500.000 Rp22.500.000 Rp15.000.000 Rp3.000.000 Rp15.000.000 Rp3.000.000 Rp15.000.000 Rp2.500.000 Rp45.000.000 Rp22.500.000 Rp15.000.000 Rp3.000.000 Rp15.000.000 Rp3.000.000 Rp15.000.000 Rp3.000.000 Rp22.500.000 Rp15.000.000 Rp5.000.000 Rp3.000.000 Rp3.000.000 Rp15.000.000 Rp3.000.000 Rp15.000.000 Rp18.000.000



Rp15.000.000 Rp6.000.000 Rp22.500.000 Rp15.000.000 Rp6.000.000 Rp15.000.000 Rp6.000.000 Rp45.000.000 Rp22.500.000 Rp15.000.000 Rp6.000.000 Rp15.000.000 Rp6.000.000 Rp15.000.000 Rp6.000.000 Rp15.000.000 Rp10.000.000 Rp22.500.000 Rp15.000.000 Rp6.000.000 Rp15.000.000 Rp6.000.000 Rp15.000.000 Rp5.000.000 Rp45.000.000 Rp22.500.000 Rp15.000.000 Rp6.000.000 Rp15.000.000 Rp6.000.000 Rp15.000.000 Rp6.000.000 Rp22.500.000 Rp15.000.000 Rp10.000.000 Rp12.000.000 Rp6.000.000 Rp15.000.000 Rp6.000.000 Rp15.000.000 Rp108.000.000



Staff d. Kepala Seksi K3 Pemadam Kebakaran Security TOTAL Jumlah Gaji Karyawan per Bulan



2 1 8 12 155



Rp3.000.000 Rp15.000.000 Rp3.000.000 Rp3.000.000



Rp6.000.000 Rp15.000.000 Rp24.000.000 Rp36.000.000 Rp1.396.550.000



=



Rp1.396.550.000



Jumlah Gaji Karyawan per tahun + tunjangan hari raya (13 bulan ) = Jumlah Gaji Karyawan per tahun



Rp18.155.150.000



V.4 Perhitungan Total Modal Investasi (TCI) V.4.1 Modal Tetap (Fixed Capital Investment / FCI) A. Modal Investasi Tetap Langsung / Direct Fixed Capital Investment (DFCI) a. Peralatan utama dan penunjang (A) b. Pemasangan mesin dan peralatan



: Rp 75.794.008.569



termasuk isolasi dan pengecatan (39%A) c. Instrumentasi dan kontrol terpasang (13%A) d. Sistem perpipaaan (31%A) e. Instalasi listrik terpasang (10%A) f. Bangunan g. Tanah h. Fasilitas pelayanan (50%A) Sub Total (A') 235.929.440.823 DFCI tak terduga (20%A') 47.185.888.165 Total Modal Investasi Tetap Langsung (DFCI) 283.115.328.988



: Rp : Rp : Rp : Rp : Rp : Rp : Rp : Rp



Keterangan : 1. Luas tanah : 15.000 m2 Harga tanah = Rp 1.700.000/m2 Harga tanah keseluruhan = Rp 25.500.000.000 2. Luas bangunan : 7.500 m2 Harga bangunan = Rp 3.500.000 /m2 Harga bangunan keseluruhan = Rp 26.250.000.000



: Rp : Rp



29.559.663.342 9.853.221.114 23.496.142.656 7.579.400.857 26.250.000.000 25.500.000.000 37.897.004.285



B. Modal Investasi Tetap Tidak Langsung / Indirect Fixed Capital Investment (IFCI) a. Prainvestasi (1% DFCI) b. Keteknikan dan pengawasan (10% DFCI) c. Biaya kontraktor dan konstruksi (10% DFCI) d. Bunga pinjaman selama masa konstruksi



: Rp : Rp : Rp : Rp



1.415.576.645 28.311.532.899 28.311.532.899 13.000.000.000



e. Trial Run Sub Total (B) 78.117.190.774 IFCI tak terduga (20%B) 15.623.438.155 Total Modal Investasi Tetap Tidak Langsung (IFCI) C 93.740.628.928 Total Modal Investasi Tetap (FCI) = DFCI + IFCI 376.855.957.916



: Rp : Rp



7.078.548.331



: Rp : Rp : Rp



C. Perhitungan Biaya Trial Run Keterangan : Trial run dilakukan selama 2 minggu Perhitungan biaya trial run untuk masa 2 minggu dengan jumlah hari kerja 14 hari. Perhitungan : (7 hari x 24 jam/hari x harga x kebutuhan/jam)



a. Persediaan bahan baku Komponen



Kebutuhan



1. Molasse (kg/batch) 50.825,2496 2. Air (m3/batch) 72,3097 3. Bakteri (kg/batch) 1.908,0646 4. Malt Sprouts (kg/batch) 3.367,1728 5. CaCO3 (kg/batch) 6.734,3456 6. Asam Sulfat (kg/jam) 280,5977 Total persediaan bahan baku (a)



Harga/satuan



Biaya



Rp 1.500 Rp 15.000 Rp 200.000 Rp 2.000 Rp. 1500 Rp.1.750



Rp 1.067.330.242 Rp 15.185.040 Rp 5.342.580.818 Rp 94.280.838 Rp 141.421.258 Rp 164.991.453 Rp 6.825.789.649



b. Persediaan sarana penunjang Komponen



Kebutuhan



Harga/satuan



1. Biodiesel (liter/jam) 2. Listrik (kWh) 3.Air dari PAM (m3/jam)



587,5245 691,4548 8,0566



Rp 15.000 Rp 1.250 Rp 13.000



Biaya Rp Rp Rp



2.961.123.480 290.411.016 35.191.229



Total persediaan bahan penunjang (b) Total biaya trial run (a + b) = Rp 10.112.515.373



Rp



3.286.725.725



V.4.2. Modal Kerja (Working Capital Investment / WCI) Modal kerja dihitung untuk masa 3 bulan dengan jumlah hari kerja 90 hari. Perhitungan : (90 hari x 24 jam/hari x harga x kebutuhan/jam) a. Persediaan bahan baku Komponen



Kebutuhan



1. Molasse (kg/batch) 50.825,2496 2. Air (m3/batch) 72,3097 3. Bakteri (kg/batch 1.908,0646 4. Malt Sprouts (kg/batch) 3.367,1728 5. CaCO3 (kg/batch) 6.734,3456 6. Asam Sulfat (kg/jam) 280,5977 Total persediaan bahan baku (a)



Harga/satuan Rp 1.500 Rp 15.000 Rp 200.000 Rp 12.000 Rp. 1.500 Rp.1.750



Biaya Rp 6.861.408.696 Rp 97.618.114 Rp 34.345.162.402 Rp 606.091.101 Rp 909.136.656 Rp 1.060.659.344 Rp 43.880.076.313



b. Persediaan sarana penunjang Komponen



Kebutuhan



Harga/satuan



Biaya



1. Biodiesel (liter/jam) 2. Listrik (kWh) 3.Air dari PAM (m3/jam) Abonemen/bulan



587,5245 268,6976 8,0566



Rp 15.000 Rp 1.250 Rp 13.000 Rp 9.750.000



Rp 19.035.793.800 Rp 725.483.388 Rp 226.229.328 Rp 29.250.000



Total persediaan bahan penunjang (b)



Rp 19.987.506.516



c. Biaya pengemasan & distribusi produk (2%bahan baku) d. Biaya pengawasan mutu (0,5%bahan baku) e. Biaya pemeliharaan dan perbaikan (2%DFCI) f. Gaji karyawan 3 x gaji/bulan Sub Total WCI (a s/d f) WCI tak terduga (20%sub total WCI) Total Modal Kerja (WCI)



Rp 877.601.526 Rp 219.400.382 Rp 5.662.306.580 Rp 1.458.000.000 Rp 72.084.891.316 Rp 14.416.978.263 Rp 86.501.869.580



Total Modal Investasi (TCI) = FCI + WCI = Rp 466.998.587.947 V.5 Struktur Permodalan Yang dapat dijaminkan = DFCI = Jika bank memberikan pinjaman sebesar = 75 %DFCI = Besar pinjaman dari bank yang diambil sebesar =



Rp 283.115.328.988 Rp 212.336.496.741 Rp 65.000.000.000



Modal sendiri (TCI - Pinjaman Bank) =



Rp 401.998.587.947



Sehingga komposisi permodalan adalah : Modal sendiri = (TCI - pinjaman bank)/TCI x 100% = 86,1% Pinjaman Bank = pinjaman bank/TCI x 100 %



= 13,9%



V.6 Angsuran Pokok dan Bunga Bank 



Jangka waktu pinjaman: 5 tahun







Grace Period: 1 tahun







Bunga Bank 12% per tahun (diasumsikan tetap selama 5 tahun)



Bunga Pinjaman dan Sisa Pinjaman Tahun



Pokok Pinjaman (Rp)



0



Angsuran Pokok (Rp) -



Bunga (Rp)



Sisa (Rp)



7.800.000.000



65.000.000.000



24.050.000.000



48.750.000.000



22.100.000.000



32.500.000.000



20.150.000.000



16.250.000.000



18.200.000.000



-



7.800.000.000



65.000.000.000 1



Jumlah (Rp)



7.800.000.000 65.000.000.000



16.250.000.000



2



5.850.000.000 48.750.000.000



16.250.000.000



3



3.900.000.000 32.500.000.000



16.250.000.000



4



1.950.000.000 16.250.000.000



16.250.000.000



V.7 Biaya Bahan Baku a. Persediaan bahan baku : Tahun pertama 2 hari : Komponen



Kebutuhan



Harga/satuan



1. Molasse (kg/batch) 2. Air (m3/batch) 3. Bakteri (kg/batch) 4. Malt Sprouts (kg/batch) 5. CaCO3 (kg/batch) 6. Asam Sulfat (kg/jam) Total persediaan bahan baku



50.825,2496 72,3097 1.908,0646 3.367,1728 6.734,3456 280,5977



Rp 1.500 Rp 15.000 Rp 200.000 Rp 2.000 Rp. 1.500 Rp.1.750



Kebutuhan



Harga/satuan



Biaya Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp



152.475.749 2.169.291 763.225.831 13.468.691 20.203.037 23.570.208 975.112.807



Tahun pertama 328 hari : Komponen



Biaya



1. Molasse (kg/batch) 2. Air (m3/batch) 3. Bakteri (kg/batch) 4. Malt Sprouts (kg/batch) 5. CaCO3 (kg/batch) 6. Asam Sulfat (kg/jam) Total persediaan bahan baku



50.825,2496 72,3097 1.908,0646 3.367,1728 6.734,3456 280,5977



Rp 1.500 Rp 15.000 Rp 200.000 Rp 2.000 Rp. 1.500 Rp.1.750



Total pembelian bahan baku tahun pertama 160.893.613.147



Tahun 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10



=



Rp 25.006.022.803 Rp 355.763.793 Rp 125.169.036.309 Rp 2.208.865.347 Rp 3.313.298.035 Rp 3.865.514.053 Rp 159.918.500.340 Rp



Total biaya bahan baku hingga tahun kesepuluh Kapasitas Produksi Biaya bahan baku 80% Rp 360.000.000.000 90% Rp 445.500.000.000 100% Rp 544.500.000.000 100% Rp 598.950.000.000 100% Rp 658.845.000.000 100% Rp 724.729.500.000 100% Rp 797.202.450.000 100% Rp 876.922.695.000 100% Rp 964.614.964.500 100% Rp 1.061.076.460.950



Keterangan : Kenaikan biaya bahan baku 10% per tahun



b. Persediaan sarana penunjang Komponen



Kebutuhan



Harga/satuan



1. Biodiesel (liter/jam) 587,5245 Rp 15.000 2. Listrik (kWh) 268,6976 Rp 1.250 Abonemen/bulan Rp 9.750.000 3. Air dari PAM (m3/jam) 8,0566 Rp 13.000 Total persediaan bahan penunjang



Biaya Rp 2.961.123.480 Rp 290.411.016 Rp 35.191.229 Rp 3.286.725.725 Rp 10.112.515.373



Total biaya penunjang hingga tahun kesepuluh Tahun 1



Kapasitas Produksi 80%



Biodiesel



Listrik fixed cost



Listrik variabel cost



Rp 55.838.328.480



Rp 117.000.000



Rp 5.476.322.016



Rp



663.606.029



2



90%



Rp 69.099.931.494



Rp 128.700.000



Rp 6.776.948.495



Rp



821.212.461



3



100%



Rp 84.455.471.826



Rp 141.570.000



Rp 8.282.937.049



Rp



1.003.704.119



4



100%



Rp 92.901.019.009



Rp 155.727.000



Rp 9.111.230.754



Rp



1.104.074.530



5



100%



Rp102.191.120.909



Rp 171.299.700



Rp 10.022.353.830



Rp



1.214.481.983



6



100%



Rp 112.410.233.000



Rp 188.429.670



Rp 11.024.589.212



Rp



1.335.930.182



7



100%



Rp 123.651.256.300



Rp 207.272.637



Rp 12.127.048.134



Rp



1.469.523.200



8



100%



Rp 136.016.381.930



Rp 227.999.901



Rp 13.339.752.947



Rp



1.616.475.520



9



100%



Rp 149.618.020.124



Rp 250.799.891



Rp 14.673.728.242



Rp



1.778.123.072



10



100%



Rp 164.579.822.136



Rp 275.879.880



Rp16.141.101.066



Rp



1.955.935.379



Keterangan : Kenaikan biaya penunjang 10% per tahun



V.8 Hasil Penjualan Produk V.8.1 Produk Utama Hasil produksi Asam Laktat 80%



= 5.000.000 kg/tahun



Harga produk Asam Laktat 80%



= Rp 90.000/kg



Hasil penjualan produk per tahun



= Rp 450.000.000.000



Total penjualan produk hingga tahun kesepuluh Tahun Kapasitas Hasil penjualan produksi Produksi (Total Sales) 1 80% Rp 360.000.000.000 2 90% Rp 445.500.000.000 3 100% Rp 544.500.000.000 4 100% Rp 598.950.000.000 5 100% Rp 658.845.000.000 6 100% Rp 724.729.500.000 7 100% Rp 797.202.450.000 8 100% Rp 876.922.695.000 9 100% Rp 964.614.964.500 10 100% Rp 1.061.076.460.950 Keterangan : Terjadi kenaikan harga produk sebesar 10% /tahun



Air PAM



V.8.2 Produk Samping Hasil produksi CaSO4 Harga produk CaSO4



= 3.022.374 kg/tahun = Rp 2.000/kg



Hasil penjualan produk per tahun



= Rp 6.044.748.000



Total penjualan produk hingga tahun kesepuluh Tahun 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10



Kapasitas Produksi 80% 90% 100% 100% 100% 100% 100% 100% 100% 100%



Hasil penjualan produksi (Total Sales) Rp 4.835.798.400 Rp 5.984.300.520 Rp 7.314.145.080 Rp 8.045.559.588 Rp 8.850.115.547 Rp 9.735.127.101 Rp 10.708.639.812 Rp 11.779.503.793 Rp 12.957.454.172 Rp 14.253.199.589



Keterangan : Terjadi kenaikan harga produk sebesar 10%/tahun



V.9 Salvage Value Salvage value untuk masing-masing barang modal adalah sebagai berikut : a. Kendaraan (mobil, bus, truk dan forklift) = 10 % x Rp 2.304.000.000 = Rp 232.800.000 b. DFCI selain kendaraan, bangunan, dan tanah. = 10 % x Rp 229.037.328.988 = 22.903.732.899 c. Bangunan = 10 % x Rp 26.250.000.000 = Rp 2.625.000.000 Catatan: Tanah tidak didepresiasi. Pada akhir tahun ke-10 harga tanah diperhitungkan tetap, yaitu sebesar: Rp 25.500.000.000 Sehingga total nilai salvage value yang akan diperhitungkan pada akhir tahun ke10 adalah sebesar: Rp 51.261.532.899



V.10 Depresiasi 



Depresiasi digolongkan pada masing-masing alat sesuai periode depresiasinya







Metode yang dipakai adalah Metode Garis Lurus







Periode depresiasi menurut SK Menteri Keuangan No. 961/KMK-04/1983 adalah : -



5 tahun atau 20% / tahun untuk kendaraan



-



10 Tahun atau 10% /tahun untuk mesin-mesin industri kimia



-



20 tahun atau 5% / tahun untuk bangunan



-



5 tahun atau 20% / tahun untuk IFCI tanpa salvage value (amortisasi)



Jumlah Depresiasi (Dpr) per tahun Tahun



Kendaraan



Bangunan



Nilai depresiasi IFCI



Jumlah Nilai Depresiasi



Rp419.040.000



DFCI tanpa tanah, bangunan &kendaraan Rp20.613.359.609



1



Rp1.181.250.000



Rp18.228.277.876



Rp40.441.927.485



2



Rp419.040.000



Rp20.613.359.609



Rp1.181.250.000



Rp18.228.277.876



Rp40.441.927.485



3



Rp419.040.000



Rp20.613.359.609



Rp1.181.250.000



Rp18.228.277.876



Rp40.441.927.485



4



Rp419.040.000



Rp20.613.359.609



Rp1.181.250.000



Rp18.228.277.876



Rp40.441.927.485



5



Rp419.040.000



Rp20.613.359.609



Rp1.181.250.000



Rp18.228.277.876



Rp40.441.927.485



6



-



Rp20.613.359.609



Rp1.181.250.000



-



Rp21.794.609.609



7



-



Rp20.613.359.609



Rp1.181.250.000



-



Rp21.794.609.609



8



-



Rp20.613.359.609



Rp1.181.250.000



-



Rp21.794.609.609



9



-



Rp20.613.359.609



Rp1.181.250.000



-



Rp21.794.609.609



10



-



Rp20.613.359.609



Rp1.181.250.000



-



Rp21.794.609.609



Total



Rp311.182.685.468



V.11 Perhitungan Biaya Produksi Total (Tpc) Keterangan : biaya produksi dihitung per tahun operasi pabrik (330 hari)



A. 1. a. b. c. d. e. f. g.



2. 3. a. b. B. a. b. c.



TAHUN



I



KAPASITAS PRODUKSI



80%



BIAYA PRODUKSI (PRODUCT COST) Biaya Manufacturing (Manufacturing Cost) Biaya Manufacturing Langsung (DMC) Biaya Bahan Baku Gaji Karyawan Biaya Pemeliharaan dan Perbaikan (kenaikan 5% per tahun)



Biaya Royalti dan Paten Biaya Laboratorium Biaya pengemasan produk Biaya sarana penunjang Total Biaya Manufacturing Langsung (DMC) Biaya Plant Overhead



DFCI TS BB BB



20%



(b+c)



Biaya Manufacturing Tetap (FMC) Depresiasi Pajak Bumi dan Bangunan diperkirakan 0.1 % x (tanah + bangunan),kenaikan 10 % /th



Biaya asuransi (kenaikan 10 %) pertahun Total Biaya Manufacturing Tetap (FMC) Pengeluaran Umum (General Expenses) Biaya administrasi Biaya distribusi dan penjualan Bunga Bank Total Pengeluaran Umum



0,1% 0,5%



DFCI



5% 10%



b f



90% Variable Cost



Fixed Cost



Variable Cost



Rp128.714.890.518 Rp1.800.000.000 Rp643.574.453 Rp2.574.297.810 Rp61.978.256.525 Rp195.711.019.305 -



Rp6.949.800.000 Rp5.945.421.909 Rp128.700.000 Rp13.023.921.909 Rp2.579.044.382



Rp159.284.677.016 Rp2.227.500.000 Rp796.423.385 Rp3.185.693.540 Rp76.698.092.449 Rp242.192.386.390 -



Rp40.441.927.485



-



Rp40.441.927.485



-



Rp25.500.000 Rp1.415.576.645 Rp41.883.004.130



-



Rp28.050.000 Rp1.557.134.309 Rp42.027.111.794



-



Rp315.900.000 Rp7.800.000.000 Rp8.115.900.000



Rp257.429.781 Rp257.429.781



Rp347.490.000 Rp5.850.000.000 Rp6.197.490.000



Rp318.569.354 Rp318.569.354



Fixed Cost



2% 0,5% 0,5% 2,0%



II



Rp6.318.000.000 Rp5.662.306.580 Rp117.000.000 Rp12.097.306.580 Rp2.396.061.316



Total Biaya



Rp64.492.272.025 Rp195.968.449.086 Rp260.460.721.112



Total Biaya Produksi (TPC) TAHUN KAPASITAS PRODUKSI A. 1. a. b. c. d. e. f. g.



2. 3. a. b. B. a. b. c.



BIAYA PRODUKSI (PRODUCT COST) Biaya Manufacturing (Manufacturing Cost) Biaya Manufacturing Langsung (DMC) Biaya Bahan Baku Gaji Karyawan Biaya Pemeliharaan dan Perbaikan (kenaikan 5% per tahun) Biaya Royalti dan Paten Biaya Laboratorium Biaya pengemasan produk Biaya sarana penunjang Total Biaya Manufacturing Langsung (DMC) Biaya Plant Overhead Biaya Manufacturing Tetap (FMC) Depresiasi



III 100%



2% 0,5% 0,5% 2,0%



DFCI TS BB BB



20%



(b+c)



Pajak Bumi dan Bangunan diperkirakan 0.1 % x (tanah + bangunan),kenaikan 10 % /th



Biaya asuransi (kenaikan 10 %) pertahun Total Biaya Manufacturing Tetap (FMC) Pengeluaran Umum (General Expenses) Biaya administrasi Biaya distribusi dan penjualan Bunga Bank Total Pengeluaran Umum



Total Biaya Total Biaya Produksi (TPC)



Rp63.827.568.085 Rp242.510.955.744 Rp306.338.523.829



0,5%



DFCI



5% 10%



b f



IV 100%



Fixed Cost



Variable Cost



Fixed Cost



Variable Cost



Rp7.644.780.000



Rp194.681.271.908 -



Rp8.409.258.000



Rp214.149.399.099 -



Rp6.242.693.004 Rp141.570.000 Rp14.029.043.004 Rp2.777.494.601



Rp2.722.500.000 Rp973.406.360 Rp3.893.625.438 Rp93.742.112.994 Rp296.012.916.699 -



Rp6.554.827.654 Rp155.727.000 Rp15.119.812.654 Rp2.992.817.131



Rp2.994.750.000 Rp1.070.746.995 Rp4.282.987.982 Rp103.116.324.293 Rp325.614.208.369 -



Rp40.441.927.485



-



Rp40.441.927.485



-



Rp2.992.817.131 Rp1.712.847.740 Rp45.147.592.356



-



Rp3.292.098.844 Rp1.798.490.127 Rp45.532.516.456



-



Rp382.239.000 Rp3.900.000.000 Rp4.282.239.000 Rp66.236.368.961



Rp389.362.544 Rp389.362.544 Rp296.402.279.243



Rp420.462.900 Rp1.950.000.000 Rp2.370.462.900 Rp66.015.609.141



Rp428.298.798 Rp428.298.798 Rp326.042.507.168



Rp362.638.648.204



Rp392.058.116.309



A. 1. a. b. c. d. e. f. g.



2. 3. a. b. B. a. b. c.



TAHUN KAPASITAS PRODUKSI BIAYA PRODUKSI (PRODUCT COST) Biaya Manufacturing (Manufacturing Cost) Biaya Manufacturing Langsung (DMC) Biaya Bahan Baku Gaji Karyawan Biaya Pemeliharaan dan Perbaikan (kenaikan 5% per tahun) Biaya Royalti dan Paten Biaya Laboratorium Biaya pengemasan produk Biaya sarana penunjang Total Biaya Manufacturing Langsung (DMC) Biaya Plant Overhead Biaya Manufacturing Tetap (FMC) Depresiasi



V 100%



2% 0,5% 0,5% 2,0%



DFCI TS BB BB



20%



(b+c)



Pajak Bumi dan Bangunan diperkirakan 0.1 % x (tanah + bangunan),kenaikan 10 % /th



Biaya asuransi (kenaikan 10 %) pertahun Total Biaya Manufacturing Tetap (FMC) Pengeluaran Umum (General Expenses) Biaya administrasi Biaya distribusi dan penjualan Bunga Bank Total Pengeluaran Umum



Total Biaya Total Biaya Produksi (TPC)



0,5%



DFCI



5% 10%



b f



VI 100%



Fixed Cost



Variable Cost



Fixed Cost



Variable Cost



Rp9.250.183.800



Rp235.564.339.009 -



Rp10.175.202.180



Rp259.120.772.909 -



Rp6.882.569.037 Rp171.299.700 Rp16.304.052.537 Rp3.226.550.567



Rp3.294.225.000 Rp1.177.821.695 Rp4.711.286.780 Rp113.427.956.722 Rp358.175.629.206 -



Rp7.226.697.489 Rp188.429.670 Rp17.590.329.339 Rp3.480.379.934



Rp3.623.647.500 Rp1.295.603.865 Rp5.182.415.458 Rp124.770.752.395 Rp393.993.192.127 -



Rp40.441.927.485



-



Rp21.794.609.609



-



Rp3.621.308.728 Rp1.978.339.140 Rp46.041.575.353



-



Rp3.983.439.601 Rp2.176.173.054 Rp27.954.222.264



-



Rp462.509.190 Rp462.509.190



Rp471.128.678 Rp471.128.678



Rp508.760.109 -



Rp518.241.546 -



Rp508.760.109



Rp518.241.546



Rp66.034.687.648



Rp358.646.757.884



Rp49.533.691.646



Rp394.511.433.673



Rp424.681.445.532



Rp444.045.125.319



TAHUN KAPASITAS PRODUKSI BIAYA PRODUKSI (PRODUCT COST) Biaya Manufacturing (Manufacturing Cost) Biaya Manufacturing Langsung (DMC) Biaya Bahan Baku Gaji Karyawan Biaya Pemeliharaan dan Perbaikan (kenaikan 5% per tahun) Biaya Royalti dan Paten Biaya Laboratorium Biaya pengemasan produk Biaya sarana penunjang Total Biaya Manufacturing Langsung (DMC) Biaya Plant Overhead Biaya Manufacturing Tetap (FMC) Depresiasi



VII 100%



2% 0,5% 0,5% 2,0%



DFCI TS BB BB



20%



(b+c)



Pajak Bumi dan Bangunan diperkirakan 0.1 % x (tanah + bangunan),kenaikan 10 % /th



Biaya asuransi (kenaikan 10 %) pertahun Total Biaya Manufacturing Tetap (FMC) Pengeluaran Umum (General Expenses) Biaya administrasi Biaya distribusi dan penjualan Bunga Bank Total Pengeluaran Umum



0,5%



DFCI



5% 10%



b f



VIII 100%



Fixed Cost



Variable Cost



Fixed Cost



Variable Cost



Rp11.192.722.398



Rp285.032.850.200 -



Rp12.311.994.638



Rp313.536.135.220 -



Rp7.588.032.363 Rp207.272.637 Rp18.988.027.398 Rp3.756.150.952



Rp3.764.567.125 Rp1.425.164.251 Rp5.700.657.004 Rp137.247.827.634 Rp433.171.066.215 -



Rp7.967.433.982 Rp227.999.901 Rp20.507.428.520 Rp4.055.885.724



Rp4.141.023.838 Rp1.567.680.676 Rp6.270.722.704 Rp150.972.610.398 Rp476.488.172.836 -



Rp21.794.609.609



-



Rp21.794.609.609



-



Rp4.381.783.561 Rp2.393.790.360 Rp28.570.183.530



-



Rp4.819.961.917 Rp2.633.169.396 Rp29.247.740.922



-



Rp559.636.120 Rp559.636.120 Rp51.873.998.000



Rp570.065.700 Rp570.065.700 Rp433.741.131.915



Rp615.599.732 Rp615.599.732 Rp54.426.654.898



Rp627.072.270 Rp627.072.270 Rp477.115.245.106



Rp485.615.129.915



Rp531.541.900.004



TAHUN KAPASITAS PRODUKSI BIAYA PRODUKSI (PRODUCT COST) Biaya Manufacturing (Manufacturing Cost) Biaya Manufacturing Langsung (DMC) Biaya Bahan Baku Gaji Karyawan Biaya Pemeliharaan dan Perbaikan (kenaikan 5% per tahun) Biaya Royalti dan Paten Biaya Laboratorium Biaya pengemasan produk Biaya sarana penunjang Total Biaya Manufacturing Langsung (DMC) Biaya Plant Overhead Biaya Manufacturing Tetap (FMC) Depresiasi



IX 100%



2% 0,5% 0,5% 2,0%



DFCI TS BB BB



20%



(b+c)



Pajak Bumi dan Bangunan diperkirakan 0.1 % x (tanah + bangunan),kenaikan 10 % /th



Biaya asuransi (kenaikan 10 %) pertahun Total Biaya Manufacturing Tetap (FMC) Pengeluaran Umum (General Expenses) Biaya administrasi Biaya distribusi dan penjualan Bunga Bank Total Pengeluaran Umum



0,5%



DFCI



5% 10%



b f



X 100%



Fixed Cost



Variable Cost



Fixed Cost



Variable Cost



Rp13.543.194.102



Rp344.889.748.742 -



Rp14.897.513.512



Rp379.378.723.617 -



Rp8.365.805.681 Rp250.799.891 Rp22.159.799.673 Rp4.381.799.956



Rp4.555.126.221 Rp1.724.448.744 Rp6.897.794.975 Rp166.069.871.437 Rp524.136.990.120 -



Rp8.784.095.965 Rp275.879.880 Rp23.957.489.356 Rp4.736.321.895



Rp1.896.893.618 Rp1.896.893.618 Rp7.242.684.724 Rp182.676.858.581 Rp573.092.054.158 -



Rp21.794.609.609



-



Rp21.794.609.609



-



Rp5.301.958.109 Rp2.896.486.335 Rp29.993.054.053



-



Rp5.832.153.920 Rp3.186.134.969 Rp30.812.898.498



-



Rp677.159.705 Rp689.779.497 Rp677.159.705 Rp689.779.497 Rp57.211.813.388 Rp524.826.769.617 Rp582.038.583.005



Rp744.875.676 Rp724.268.472 Rp744.875.676 Rp724.268.472 Rp60.251.585.425 Rp573.816.322.630 Rp634.067.908.055



V.12 Break Event Point (BEP) Rumus Umum : BEP



=



FC  100% TS  VC 



Dimana : FC



: Total Fixed Cost



TS



: Total Sales



VC



: Total Variabel Cost



Total Variabel Cost dan Total Sales pada tingkat kapasitas 100% (kecuali pada tahun 1 dan 2 ; 80% & 90%)



BEP dari tahun pertama hingga tahun kesepuluh Tahun Total Total Fixed Cost (Rp) Variabel Cost (Rp) 1 64.492.272.025 195.968.449.086 2 63.827.568.085 242.510.955.744 3 66.236.368.961 296.402.279.243 4 66.015.609.141 326.042.507.168 5 66.034.687.648 358.646.757.884 6 49.533.691.646 394.511.433.673 7 51.873.998.000 433.962.577.040 8 54.426.654.898 477.358.834.744 9 57.211.813.388 525.094.718.218 10 60.251.585.425 573.816.322.630



Total Penjualan (Rp)



BEP (%)



364.835.798.400



38,19



451.484.300.520



30,54



551.814.145.080



25,93



606.995.559.588



23,50



667.695.115.547



21,37



734.464.627.101



14,57



807.911.089.812



13,87



888.702.198.793



13,23



977.572.418.672



12,64



1.075.329.660.539



12,01



V.13 Laba Rugi dan Pajak Berdasarkan UU No. 10 tahun 1994, sebagai berikut : Penghasilan Kena Pajak



Tarif Pajak (%)



1. s/d Rp 25 juta



10



2. Rp 25 juta s/d 50 juta



15



3. > Rp 50 juta



30



4. Besar pajak tiap tahun kena pajak 30 % Laba Rugi dan Pajak Tahun



Penjualan



Pengeluaran



Laba sebelum pajak



PPH 30%



(Rp)



(Rp)



(Rp)



(Rp)



Laba setelah pajak (Rp)



1 364.835.798.400



266.908.721.112



97.927.077.288



29.378.123.186



68.548.954.102



451.484.300.520



311.486.523.829



139.997.776.691



41.999.333.007



97.998.443.684



551.814.145.080



366.486.648.204



185.327.496.876



55.598.249.063



129.729.247.813



606.995.559.588



394.606.116.309



212.389.443.279



63.716.832.984



148.672.610.295



667.695.115.547



425.929.445.532



241.765.670.015



72.529.701.004



169.235.969.010



734.464.627.101



444.045.125.319



290.419.501.783



87.125.850.535



203.293.651.248



807.911.089.812



485.836.575.040



322.074.514.771



96.622.354.431



225.452.160.340



888.702.198.793



531.785.489.642



356.916.709.151



107.075.012.745



249.841.696.406



977.572.418.672



582.306.531.606



395.265.887.066



118.579.766.120



276.686.120.946



1.075.329.660.539



634.067.908.055



441.261.752.485



132.378.525.745



308.883.226.739



2 3 4 5 6 7 8 9 10



Jumlah nominal aliran masuk = Laba setelah pajak + depresiasi + salvage value



Tahun



Laba setelah pajak (Rp)



Depresiasi (Rp)



1



Salvage value+ tanah (Rp)



Cash in Nominal (Rp)



68.548.954.102



41.689.927.485



2



110.238.881.586 -



97.998.443.684



41.689.927.485



3



139.688.371.168 -



129.729.247.813



41.689.927.485



4



171.419.175.298 -



148.672.610.295



41.689.927.485



5



190.362.537.780 232.800.000



169.235.969.010



41.689.927.485



6



211.158.696.495 -



203.293.651.248



21.794.609.609



7



225.088.260.857 -



225.452.160.340



21.794.609.609



8



247.246.769.949 -



249.841.696.406



21.794.609.609



9



271.636.306.015 -



276.686.120.946



21.794.609.609



10



298.480.730.555 51.261.532.899



308.883.226.739



21.794.609.609



381.939.369.247



V.14 Minimum Payback Period (MPP) Jangka waktu minimum pengembalian investasi modal sebagai berikut : (Keterangan :suku bunga tahunan 20 %



Net Cash Flow per tahun NCF nominal Tahun (Rp) 0 1 2 3 4 5



Faktor Diskon 1/(1+0.20)^n



NCF PV (Rp)



Akumulasi (Rp)



(460.758.587.947)



1,000



(460.758.587.947) (460.758.587.947)



113.504.481.586



0,833



94.587.067.989



(366.171.519.958)



142.043.971.168



0,694



98.641.646.645



(267.529.873.313)



172.864.775.298



0,579



100.037.485.705



(167.492.387.609)



190.898.137.780



0,482 0,402



92.061.216.136



(75.431.171.472) 9.278.309.822



210.784.296.495 6 7 8 9 10



84.709.481.295



225.088.260.857



0,335



75.381.603.135



84.659.912.958



247.246.769.949



0,279



69.002.035.831



153.661.948.788



271.636.306.015



0,233



63.173.923.109



216.835.871.897



298.480.730.555



0,194



57.847.565.244



274.683.437.141



381.939.369.247



0,162



61.685.340.459 336.368.777.600



336.368.777.600



Total



Jumlah tahun yang dibutuhkan : (dengan interpolasi) MPP



= 5



7



0 - (9.278.309.822 ) 84.659.912.958  (9.278.309.822 )



= 4 tahun 9 bulan



Layak



V.15 Internal Rate of Return (IRR) Keterangan : Net Cash Flow (NCF) sesudah pajak = (Penjualan - Pengeluaran - Pajak) + Depresiasi Tahun 0



Net Cash Flow



Faktor Diskon 30%



(Rp)



1/(1+I)^n



-460.758.587.947



1,000 0,769



1



113.504.481.586 2



Present Value



-460.758.587.947



0,455



0,340



0,269



0,259



0,207



0,198



0,159



0,151



0,123



0,115



0,094



31.319.689.699 0,088



28.146.612.118 0,073



381.939.369.247



37.344.922.032



33.299.751.869



298.480.730.555 10



44.537.421.683



39.402.806.914



271.636.306.015 9



54.636.362.067



46.632.933.032



247.246.769.949 8



64.821.116.804



56.770.339.461



225.088.260.857 7



76.894.029.333



66.838.744.365



210.784.296.495 6



82.771.383.467 0,445



0,350



5



86.644.642.432



78.682.191.760



190.898.137.780



-460.758.587.947



0,583 84.049.687.082



172.864.775.298 4



1,000 0,763



87.311.139.682



142.043.971.168



Present Value



1/(1+I)^n



0,592



3



Faktor Diskon 31%



26.270.881.055 0,067



27.705.175.367



25.661.466.394



Total



IRR



= 30 % +



88.080.793.703



(31 - 30) x (88.080.793.703) 88.080.793.703  (70.143.327.020)



= 34,91%



IRR > bunga pinjaman, maka proyek investasi Pabrik Asam Laktat ini feasible.



70.143.327.020



V.16 Kelayakan Proyek Tahun



Net Cash Flow Nominal (Rp)



Faktor Diskon 20% 1/(1+i)^n



Net Cash Flow Present Value



0



(460.758.587.947)



1



1



113.504.481.586



0,833



94.587.067.989



2



142.043.971.168



0,694



98.641.646.645



3



172.864.775.298



0,579



100.037.485.705



4



190.898.137.780



0,482



92.061.216.136



5



210.784.296.495



0,402



84.709.481.295



6



225.088.260.857



0,335



75.381.603.135



7



247.246.769.949



0,279



69.002.035.831



8



271.636.306.015



0,233



63.173.923.109



9



298.480.730.555



0,194



57.847.565.244



10



381.939.369.247



0,162



61.685.340.459



TOTAL



(460.758.587.947)



336.368.777.600



Nilai Net Cash Flow Present Value pada tingkat bunga berjalan (20%) sebesar Rp 336.368.777.600 (positif). Maka perancangan pabrik ini feasible (layak).