SKRIPSI PRARANCANGAN PABRIK ... - IST AKPRIND

SKRIPSI

PRARANCANGAN PABRIK BIODIESEL DARI CRUDE PALM

OIL DAN METANOL

Kapasitas 250.000 Ton/tahun

Disusun Oleh:

Muhammad Ilham

151.01.1025

JURUSAN TEKNIK KIMIA

FAKULTAS TEKNOLOGI INDUSTRI

INSTITUT SAINS & TEKNOLOGI AKPRIND

YOGYAKARTA

2020

ii

iii

iv

v

KATA PENGANTAR

Puji syukur dan terima kasih kepada Tuhan Yang Maha Esa yang senantiasa

melimpahkan rahmat-Nya, sehingga penyusun dapat menyelesaikan tugas akhir

berupa skripsi ini dengan baik.

Skripsi yang berjudul “Prarancangan Pabrik Biodiesel dari Crude Palm Oil dan

Metanol” dengan kapasitas produksi 250.000 ton/tahun ini disusun untuk memenuhi

salah satu persyaratan kelulusan program sarjana (Strata-1) pada Jurusan Teknik

Kimia, Fakultas Teknologi Industri, Institut Sains & Teknologi AKPRIND

Yogyakarta. Penyusunan skripsi ini tidak terlepas bantuan banyak pihak baik moril

maupun materil. Oleh karena itu, pada kesempatan ini dengan ketulusan hati

penyusun mengucapkan terima kasih kepada:

1. Bapak Dr. Ir. Amir Hamzah, M.T., selaku Rektor IST AKPRIND Yogyakarta.

2. Bapak Dr. Ir. Toto Rusianto, M.T., selaku Dekan Fakultas Teknologi Industri,

IST AKPRIND Yogyakarta.

3. Ibu Sri Rahayu Gusmarwani S.T, M.T selaku Ketua Jurusan Teknik Kimia,

Fakultas Teknologi Industri, IST AKPRIND Yogyakarta

4. Ibu Sri Rahayu Gusmarwani S.T, M.T selaku Dosen Pembimbing I

5. Ibu Dewi Wahyuningtyas, S.T, M.Eng selaku Dosen Pembimbing II

6. Ibu Ani Purwanti, S.T, M.Eng selaku Dosen Penguji

7. Orang tua penyusun Ahmad Tarmizi dan Puji Asmaningrum

8. Tegar Muhammad Hakim Bintoro selaku partner skripsi

9. Teman – teman Teknik Kimia angkatan 2015 IST AKPRIND Yogyakarta

10. Semua pihak yang telah membantu penyusunan skripsi ini yang tidak dapat

penyusun sebutkan satu per satu.

Penyusun menyadari bahwa penyusunan skripsi ini masih jauh dari sempurna,

oleh karena itu penyusun mengharapkan kritik dan saran yang membangun untuk

penyusunan skripsi yang lebih baik. Akhir kata semoga skripsi ini dapat bermanfaat

bagi semua yang memerlukannya.

Yogyakarta, Mei 2020

Penyusun

vi

DAFTAR ISI

HALAMAN JUDUL .............................................................................................. i

HALAMAN PENGESAHAN ................................................................................ ii

HALAMAN PENGESAHAN ................................................................................ iii

HALAMAN PERNYATAAN ............................................................................... iv

KATA PENGANTAR ............................................................................................ v

DAFTAR ISI .......................................................................................................... vi

DAFTAR TABEL .................................................................................................. viii

DAFTAR GAMBAR .............................................................................................. x

INTISARI ............................................................................................................... xi

BAB I PENDAHULUAN ................................................................................ 1

1.1. Latar Belakang............................................................................. 1

1.2. Tinjauan Pustaka ......................................................................... 2

1.3. Pemilihan Proses ......................................................................... 8

1.4. Penentuan Kapasitas Produksi Pabrik ......................................... 9

BAB II URAIAN PROSES ............................................................................... 11

BAB III SPESIFIKASI BAHAN ....................................................................... 13

3.1. Bahan Baku ................................................................................... 13

3.2. Bahan Pembantu ........................................................................... 13

3.3. Produk ........................................................................................... 15

BAB IV DIAGRAM ALIR ................................................................................ 17

4.1. Diagram Alir Kualitatif ................................................................. 18

4.2. Diagram Alir Kuantitatif ............................................................... 19

4.3. Process Engineering Flow Diagram (PEFD) .............................. 20

BAB V NERACA MASSA ............................................................................... 21

5.1. Neraca Massa Keseluruhan .......................................................... 21

5.2. Neraca Massa Tiap Alat ............................................................... 21

BAB VI NERACA PANAS ................................................................................ 26

6.1. Neraca Panas Tiap Alat ............................................................... 26

BAB VII SPESIFIKASI ALAT .......................................................................... 31

7.1. Spesifikasi Alat Proses .................................................................. 31

vii

7.2. Spesifikasi Alat Utilitas ................................................................ 65

BAB VIII UTILITAS ............................................................................................ 85

8.1. Unit Penyediaan Air ...................................................................... 85

8.2. Unit Penyediaan Steam ................................................................. 93

8.3. Unit Pembangkit Listrik ................................................................ 95

8.4. Unit Penyediaan Bahan Bakar ...................................................... 98

8.5. Unit Penyediaan Udara Tekan ...................................................... 102

BAB IX LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK .............................................. 105

9.1. Lokasi Pabrik ................................................................................ 105

9.2. Lay Out Pabrik .............................................................................. 107

BAB X STUKTUR ORGANISASI .................................................................. 113

10.1. Tugas Pokok Organisasi Pabrik .................................................... 113

10.2. Fungsi Organisasi ......................................................................... 113

10.3. Bentuk Perusahaan ........................................................................ 113

10.4. Struktur Organisasi ....................................................................... 114

10.5. Tugas dan Wewenang ................................................................... 115

10.6. Tenaga Kerja ................................................................................. 119

BAB XI EVALUASI EKONOMI...................................................................... 124

11.1. Harga Peralatan ............................................................................. 125

11.2. Perhitungan Biaya ......................................................................... 132

11.3. Rincian Modal Tetap (Fixed Capital Investment) ........................ 136

11.4. Biaya Produksi (Manufacturing Cost) .......................................... 138

11.5. Modal Kerja (Working Capital) .................................................... 145

11.6. Pengeluaran Umum (General Expense) ....................................... 147

11.7. Biaya Produksi (Production Cost) ................................................ 147

11.8. Perkiraan Keuntungan (Profit Estimation) ................................... 148

11.9. Analisa Kelayakan ........................................................................ 148

BAB XII KESIMPULAN .................................................................................... 155

DAFTAR PUSTAKA

LAMPIRAN

viii

DAFTAR TABEL

Tabel 1.1 Luas Lahan Perkebunan Kelapa Sawit ............................................. 3

Tabel 1.2 Produksi Minyak Kelapa Sawit di Dunia ......................................... 3

Tabel 1.3 Standar Biodiesel B20 dan Solar ...................................................... 5

Tabel 1.4 Konsumsi Biodiesel di Indonesia ..................................................... 9

Tabel 5.1 Neraca Massa Keseluruhan .............................................................. 21

Tabel 5.2 Neraca Massa di Tangki Pencampur (M-01) ................................... 21

Tabel 5.3 Neraca Massa di Tangki Pencampur (M-02).................................... 22

Tabel 5.4 Neraca Massa di Filter (F) ................................................................ 22

Tabel 5.5 Neraca Massa di Reaktor (R-01) ...................................................... 22




Tabel 5.9 Neraca Massa di Tangki Pencuci (TP) ............................................. 24

Tabel 5.10 Neraca Massa di Dekanter (D) ......................................................... 24

Tabel 5.11 Neraca Massa di Evaporator (E) ...................................................... 25

Tabel 6.1 Neraca Panas di Tangki Pencampur (M-01) .................................... 26

Tabel 6.2 Neraca Panas di Tangki Pencampur (M-02) .................................... 26

Tabel 6.3 Neraca Panas di Reaktor (R-01) ....................................................... 26




Tabel 6.7 Neraca Panas di Tangki Pencuci (TP) .............................................. 28

Tabel 6.8 Neraca Panas di Evaporator (E) ...................................................... 29

Tabel 6.9 Neraca Panas di Heater (HE-01) ...................................................... 29

Tabel 6.10 Neraca Panas di Heater (HE-02) ...................................................... 30

Tabel 6.11 Neraca Panas di Cooler (CL-01) ...................................................... 30

Tabel 6.12 Neraca Panas di Cooler (CL-02) ...................................................... 30

Tabel 8.1 Kebutuhan Air Proses ...................................................................... 91

Tabel 8.2 Kebutuhan Air untuk Steam ............................................................ 91

Tabel 8.3 Kebutuhan Air Pendingin ................................................................. 91

ix

Tabel 8.4 Listrik yang Diperlukan Menggerakkan Alat Proses ...................... 95

Tabel 8.5 Listrik yang Diperlukan Menggerakkan Alat Utilitas ..................... 96

Tabel 9.1 Perincian Luas Tanah Bangunan Pabrik ......................................... 109

Tabel 10.1 Pembagian Waktu Kerja Karyawan Shift ........................................ 120

Tabel 10.2 Penggolongan Karyawan ................................................................ 121

Tabel 10.3 Jumlah Karyawan Menurut Jabatan ................................................ 122

Tabel 10.4 Daftar Gaji Karyawan Sesuai dengan Jabatan ................................ 122

Tabel 11.1 Indeks Harga Alat dari Tahun 1987 – 2002 ..................................... 126

Tabel 11.2 Harga Alat pada Tahun 2002, 2014, dan 2023 ................................. 128

Tabel 11.3 Jumlah dan Harga Alat Proses pada Tahun 2023 ............................ 129

Tabel 11.4 Harga Alat Utilitas dari Luar Negeri ............................................... 131

Tabel 11.5 Harga Alat Utilitas dari Dalam Negeri ............................................. 132

Tabel 11.6 Harga Bangunan ............................................................................... 135

Tabel 11.7 Tabel Rincian Physical Plant Cost (PPC) ........................................ 137

Tabel 11.8 Biaya Tenaga Kerja .......................................................................... 140

Tabel 11.9 Direct Manufacturing Cost (DMC) .................................................. 143

Tabel 11.10 Indirect Manufacturing Cost (IMC) ................................................. 144

Tabel 11.11 Fixed Manufacturing Cost (FMC) ................................................... 145

Tabel 11.12 Working Capital (WC) ..................................................................... 146

Tabel 11.13 General Expenses (GE) .................................................................... 147

x

DAFTAR GAMBAR

Gambar 1.1. Reaksi Esterifikasi ......................................................................... 6

Gambar 1.2. Reaksi Transesterifikasi ................................................................ 7

Gambar 1.3. Reaksi FFA dan NaOH ................................................................. 7

Gambar 4.1. Diagram Alir Kualitatif ................................................................. 18

Gambar 4.2 Diagram Alir Kuantitatif ............................................................... 19

Gambar 4.3 Process Engineering Flow Diagram ............................................. 20

Gambar 8.1 Diagram Alir Pengolahan Air ....................................................... 95

Gambar 9.1 Tata Letak Pabrik ......................................................................... 110

Gambar 9.2 Tata Letak Alat Proses ................................................................. 112

Gambar 10.1 Struktur Organisasi ........................................................................ 115

Gambar 11.1 Grafik Hubungan Tahun vs Indeks Harga Alat ............................. 126

Gambar 11.2 Grafik Evaluasi Ekonomi ............................................................. 154

xi

INTISARI

Pabrik biodiesel dari crude palm oil dan metanol direncanakan didirikan di

Kecamatan Batulicin, Kabupaten Tanah Bumbu, Provinsi Kalimantan Selatan,

dibangun di atas tanah seluas 35.100 m2 dengan kapasitas produksi 250.000

ton/tahun. Pabrik ini beroperasi selama 24 jam sehari dengan waktu produksi selama

330 hari per tahun dengan jumlah tenaga kerja yang dibutuhkan sebanyak 150 orang.

Proses produksi biodiesel dimulai dengan mengalirkan bahan baku berupa

metanol kemurnian 99% sebanyak 3.900,1094 kg/jam dan katalis natrium hidroksida

kemurnian 48% sebanyak 637,9015 kg/jam menuju tangki pencampur (M-02) untuk

dicampurkan hingga homogen. Hasil keluar tangki pencampur diumpankan ke

reaktor bersamaan dengan crude palm oil sebanyak 31.700,6767 kg/jam yang

sebelumnya telah mengalami proses pemurnian crude palm oil. Reaksi dijalankan

dalam empat buah reaktor alir tangki berpengaduk (RATB) yang disusun secara seri.

Reaksi berlangsung pada suhu 70oC dan tekanan 1,5 atm. Hasil reaksi dialirkan

menuju tangki pencuci (TP) untuk melarutkan kandungan gliserol dalam produk

biodiesel. Larutan kemudian diumpankan menuju dekanter (D) untuk memisahkan

fase ringan dan fase berat, hasil bawah yang berupa fase berat diumpankan menuju

unit pengolahan lanjut (UPL) sementara hasil atas yang merupakan fase ringan

diumpankan ke evaporator (E) untuk memperoleh produk yang lebih murni dan

kualitas yang baik. Pada evaporator (E) terjadi pemekatan umpan yang berfungsi

untuk menguapkan metanol dan air yang akan diumpankan kembali ke tangki

pencampur (M-02) sebagai recycle, sehingga diperoleh larutan yang lebih pekat.

Larutan ini kemudian diumpankan ke tangki penyimpanan (T-05) sebagai produk

dengan kemurnian 99,54% dan impuritis crude palm oil kemurnian 0,46%.

Utilitas yang dibutuhkan meliputi kebutuhan air sebesar 402.161,7362

ton/tahun, kebutuhan steam sebesar 27.794,1391 ton/tahun, kebutuhan listrik sebesar

2.032.547,6160 kWh/tahun, kebutuhan udara tekan sebesar 39.916,8000 m3/tahun,

dan kebutuhan bahan bakar berupa residual fuel oil sebesar 2.509.107,6326 L/tahun.

Dilihat dari sifat kimia maupun fisis bahan baku dan produk yang tidak

berbahaya dan tidak beracun, proses dijalankan pada tekanan operasi 1,5 atm dan

suhu operasi tertinggi 95oC, maka pabrik ini termasuk pabrik beresiko rendah (low

risk). Dari hasil perhitungan evaluasi ekonomi diperlukan Fixed Capital Investment

(FCI) sebesar US $ 42.704.027,96, Working Capital (WC) US $ 59.096.224,94,

Manufacturing Cost (MC) US $ 199.669.090,87, dan General Expenses (GE) US $

34.366.090,43. Analisis ekonomi menunjukkan nilai ROI (Return on Investment)

sebelum pajak adalah 37% dan nilai ROI (Return on Investment) sesudah pajak

adalah 22,43%. POT (Pay Out Time) sebelum pajak adalah 2,1104 tahun dan nilai

POT (Pay Out Time) sesudah pajak adalah 3,0835 tahun. Nilai BEP (Break Even

Point) adalah 49,70%, nilai SDP (Shut Down Point) adalah 36,35% dan nilai DCF

(Discounted Cash Flow) adalah 18,17%. Ditinjau dari resiko pabrik dan hasil

evaluasi ekonomi maka pabrik biodiesel ini cukup layak dipertimbangkan untuk

didirikan.

Kata kunci : crude palm oil, metanol, biodiesel, gliserol

1

BAB I

PENDAHULUAN

1.1. Latar Belakang

Isu tentang energi dan lingkungan hidup telah menjadi isu global selama

kurun waktu terakhir. Keduanya menempati prioritas pertama dalam kaitannya

dengan permasalahan krusial yang dihadapi oleh banyak Negara di dunia.

Termasuk diantaranya adalah di Indonesia. Saat ini kebutuhan akan bahan bakar

semakin meningkat seiring semakin meningkatnya populasi dan semakin

berkembangnya teknologi, akan tetapi cadangan sumber daya minyak bumi yang

berasal dari fosil semakin menipis karena sifatnya yang tidak dapat diperbaharui,

sehingga wacana untuk mengembangkan sumber energi terbarukan semakin

banyak digulirkan. Menurut data Automotive Diesel Oil, konsumsi bahan bakar

Indonesia telah melebihi produksi sejak tahun 1995, dan diperkirakan cadangan

minyak Indonesia akan habis dalam waktu 10 – 15 tahun mendatang (Hambali,

2006).

Diantara berbagai produk minyak bumi, bahan – bakar diesel termasuk

yang paling banyak digunakan, sekitar 43,4% dari total pemakaian jenis BBM,

dengan pemakaian yang cukup luas untuk berbagai peralatan pertanian,

transportasi dan industri. Salah satu alternatif sumber energi adalah fatty acid

metil ester (biodiesel) sebagai produk untuk menggantikan petroleum diesel dari

sumber minyak nabati. Bahan dasar yang biasa digunakan untuk pembuatan

biodiesel diantaranya minyak dari kedelai, minyak kelapa sawit, minyak biji jarak,

minyak biji bunga matahari dan lain sebagainya.

Pemerintah Indonesia, khususnya Kementrian Energi dan Sumber Daya

Mineral dalam Kebijakan Energi Nasional pemerintah menargetkan pemakaian

Bahan Bakar Nabati (BBN) pada tahun 2025 sebesar 5%. Bahan bakar nabati

yang menempati prioritas untuk dikembangkan adalah biodiesel. Pemerintah

menetapkan tambahan kapasitas produksi biodiesel mencapai 1,6 juta kiloliter

pada tahun 2010 dan diharapkan mencapai 4,16 juta kiloliter pada tahun 2025

(www.esdm.go.id).

http://www.esdm.go.id/

2

Penggunaan biodiesel sebagai sumber energi merupakan solusi

menghadapi kelangkaan energi fosil pada masa mendatang. Hal ini karena

biodiesel bersifat dapat diperbarui (renewable), dapat terurai secara alami

(biodegradable) dan memiliki sifat pelumasan terhadap piston mesin karena

termasuk kelompok minyak tidak mengering (non-drying oil) dan mampu

mengurangi emisi karbon dioksida dan efek rumah kaca. Biodiesel juga bersifat

ramah lingkungan karena menghasilkan emisi gas buang yang jauh lebih baik

dibandingkan diesel/solar, yaitu bebas sulfur, bilangan asap (smoke number)

rendah, terbakar sempurna (clean burning), dan tidak menghasilkan racun (non

toxic) (Hambali, 2006).

Dengan didirikannya pabrik biodiesel di Indonesia diharapkan mampu

untuk mengantisipasi kebutuhan biodiesel. Disamping itu juga diharapkan mampu

memberikan keuntungan sebagai berikut:

a) Mengurangi pemakaian bahan bakar diesel subsidi;

b) Menghemat sumber devisa Negara karena dapat mengurangi ketergantungan

impor minyak mentah;

c) Mengurangi polusi udara karena dapat mengeliminasi gas buang dan efek

rumah kaca (Hambali, 2006);

d) Membuka lapangan kerja baru.

1.2. Tinjauan Pustaka

1.2.1.Kelapa Sawit

Kelapa sawit merupakan tanaman perkebunan/industri yang berupa

pohon batang lurus dari famili Palmae. Tanaman tropis yang dikenal sebagai

penghasil minyak sayur ini berasal dari Amerika. Brazil dipercaya sebagai tempat

dimana pertama kali kelapa sawit tumbuh. Dari tempat asalnya, tanaman ini

menyebar ke Afrika, Amerika Equatorial, Asia Tenggara dan Pasifik selatan.

Pulau Sumatra terutama Sumatera Utara, Lampung dan Aceh merupakan

pusat penanaman kelapa sawit yang pertama kali terbentuk di Indonesia, namun

demikian sentra penanaman ini berkembang ke Jawa Barat (Garut Selatan dan

Banten Selatan), Kalimantan Barat dan Timur, Riau, Jambi, serta Irian Jaya. Luas

3

lahan kelapa sawit ditunjukkan pada Tabel 1.1 (Direktorat Jenderal Perkebunan

RI).

Tabel 1.1 Luas Lahan Perkebunan Kelapa Sawit

Wilayah Luas Area (Ha)

Sumatera 3.283.154

Jawa 6.914

Kalimantan 3.236.413

Sulawesi 189.525

Maluku + Papua 82.814

Total 6.798.820

Produk utama pohon kelapa sawit yang dimanfaatkan adalah tandan

buahnya yang menghasilkan minyak dari daging buah dan kernel (inti sawit).

Minyak kelapa sawit adalah bahan untuk pembuatan mentega, minyak goreng dan

kue/biskuit; serta bahan industri tekstil, farmasi, kosmetika, gliserol.,sabun, dan

deterjen. Produksi minyak sawit di dunia ditunjukkan pada Tabel 1.2 (index

mundi, USDA, 2019).

Tabel 1.2 Produksi Minyak Kelapa Sawit di Dunia

Negara Produksi (1000 MT)

Indonesia 43.000

Malaysia 21.200

Thailand 3.000

Colombia 1.680

Nigeria 1.015

Guatemala 852

Ampas tandan kelapa sawit merupakan sumber pupuk kalium dan

berpotensi untuk diproses menjadi pupuk organik melalui fermentasi

(pengomposan) aerob dengan penambahan mikroba alami yang akan memperkaya

pupuk yang dihasilkan. Ampas inti sawit (bungkil) digunakan untuk makanan

ternak, sedangkan batang dan pelepah daun merupakan bahan pembuat particle

board.

Beberapa produk dari kelapa sawit yang umum diperdagangkan, yaitu:

1. Minyak Sawit Kasar atau Crude Palm Oil (CPO)

2. Minyak Inti Kelapa Sawit atau Crude Palm Kernel (CPKO)

3. Inti Kelapa Sawit atau Palm Kernel

4. Bungkil Inti Kelapa Sawit atau Palm Kernel Cake

4

5. Pretreated Palm Oil

6. Refined Bleached Deodorized Palm Oil (RBD Palm Oil)

7. Crude Palm Fatty Acid

8. Crude Palm Olein

9. Preteated Palm Olein

10. RBD Palm Olein

11. Crude Palm Stearin

12. Pretreated Palm Stearin

13. RDB Palm Stearin

14. Palm Acid Oil

15. Crude Palm Kernel Fatty Acid

1.2.2.Metil Ester (Biodiesel)

Metil ester (biodiesel) adalah bahan bakar diesel bersih yang dapat

diperbaharui. Seperti halnya minyak diesel, biodiesel dapat dioperasikan dalam

mesin pembakaran. Campuran 20% biodiesel dapat digunakan pada hampir semua

jenis mesin dan perkakas diesel. Campuran biodiesel tinggi (100% biodiesel atau

disebut B100) dapat digunakan pada beberapa mesin buatan tahun 1994 dengan

sedikit atau tanpa modifikasi (Murniasih, 2005).

Penggunaan biodiesel pada mesin diesel konvensional akan mengurangi

emisi hidrokarbon yang tidak terbakar sempurna. Penggunaan biodiesel juga dapat

mengurangi emisi partikel padat hidrokarbon karena oksigen dalam biodiesel akan

membantu kesempurnaan pembakaran sehingga dihasilkan CO2. Biodiesel

memiliki karakteristik yang hampir sama dengan minyak diesel konvensional.

Data standar ASTM D6751 biodiesel B20 ditunjukkan pada Tabel 1.3 (Biodiesel

Production and Quality,2011).

5

Tabel 1.3 Standar Biodiesel B20 dan Solar

Karakteristik Nilai

Satuan B20 Solar

Flash point (closed cup) 130 min 52 min 0C

Water and sediment 0,05 max 0,05 max % vol

Kinematic viscosity, 40 0C 1,9-6,0 2,0-4,5 mm

2/s

Sulfated ash 0,02 max % massa

Sulfur 0,0015 max 0,05 max % massa

Copper strip corrosion No. 3 max

Cetane number 47 min 48 min

Cloud point Report o

C

Carbon residue 0,05 max 0,1 max % massa

Acid number 0,8 max 0,6 max mg KOH/g

Free glycerin 0,02 max % massa

Total glycerin 0,24 max % massa

1.2.3.Proses Produksi Biodiesel

Pembuatan biodiesel dapat dilakukan dengan beberapa proses seperti

pirolisis, emulsifikasi, esterifikasi, dan transesterifikasi.

1. Pirolisis

Pirolisis merupakan reaksi dekomposisi termal yang berlangsung tanpa adanya

oksigen. Pirolisis minyak nabati biasanya menggunakan katalis garam logam.

Pirolisis ini disebabkan dapat menghasilkan biodiesel dengan Cetane number

yang tinggi, namun dengan standar bahan baku mutu biodiesel yang semakin

ketat, viskositas biodiesel yang dihasilkan dengan pirolisis dilaporkan sangat

tinggi (Mittelbach, 2004) dan karateristik titik tuang yang rendah. Menurut

standar bahan bakar modern, viskositas bahan bakar tersebut terlalu tinggi.

Abu dan residu karbonnya jauh melebihi nilai diesel fosil.

2. Mikroemulsifikasi

Mikroemulsifikasi merupakan pembentukan dispersi stabil secara

termodinamis dari 2 cairan yang biasanya tidak mudah larut. Proses ini

berlangsung dengan satu atau lebih banyak surfaktan. Penurunan diameter

dalam mikroemulsifikasi berkisar 100–1000 Å. Berbagai penelitian dilakukan

untuk mengkaji proses mikroemulsifikasi minyak nabati dengan menggunakan

pelarut metanol, etanol, atau 1-butanol. Bahan bakar dari proses ini

memproduksi tingkat pembakaran yang tidak sempurna, membentuk deposit

karbon, dan meningkatkan kekentalan minyak pelumas. Lebih lanjut,

6

mikroemulsifikasi menampilkan nilai pemanasan volumetrik yang lebih

rendah dibandingkan dengan bahan bakar diesel hidrokarbon akibat

kandungan alkoholnya yang tinggi, dan juga kurang cukup dalam hal jumlah

dan perilaku pada suhu dingin.

3. Esterifikasi

Esterifikasi adalah tahap konversi dari asam lemak bebas menjadi ester.

Esterifikasi mereaksikan minyak lemak dengan alkohol. Katalis – katalis yang

cocok adalah zat berkarakter asam kuat. Asam sulfat, asam sulfonat organik

atau resin penukar kation asam kuat merupakan katalis – katalis yang biasa

terpilih dalam praktek industrial (Soerawidjaja, 2006). Esterifikasi biasa

dilakukan untuk membuat metil ester dari minyak berkadar asam lemak bebas

tinggi (berangkaasam ≥ 5 mg-KOH/g). Pada tahap ini, asam lemak bebas akan

dikonversikan menjadi metil ester. Tahap esterifikasi biasa diikuti dengan

tahap transesterfikasi. Proses esterifikasi dilanjutkan dengan transesterifikasi

terhadap produk pertama dengan menggunakan katalis alkali. Proses

esterifikasi tersebut dilakukan pada suhu 55oC proses ini akan dihasilkan metil

ester dan gliserol. Setelah dipisahkan dari gliserol, selanjutnya dimurnikan

(purifikasi), yakni dicuci dengan air hangat dan dikeringkan untuk

menguapkan kandungan air yang ada. Metil ester yang telah dimurnikan ini

selanjutnya digunakan sebagai bahan bakar mesin diesel.

Gambar 1.1 Reaksi Esterifikasi

4. Transesterifikasi

Transesterifikasi (disebut alkoholisis) adalah pertukaran antara metanol

dengan suatu ester untuk membentuk ester lain pada suatu proses yang mirip

dengan hidrolisis, kecuali pada penggunaan metanol untuk menggantikan air.

Proses ini telah digunakan secara luas untuk mengurangi viskositas

trigliderida. Bahan baku minyak mentah yang memiliki kadar FFA tinggi (> 5

%), seperti palm fatty acid distillate (PFAD) dan crude palm oil (CPO) Low

Grade maka proses transesterifikasi tidak akan berjalan efisien. Bahan baku

tersebut perlu melalui proses esterifikasi untuk menurunkan kadar FFA hingga

7

di bawah 5 %. Reaksi transesterifikasi ditampilkan oleh persamaan umum

berikut ini:

C3H5(COOR)3 + 3 CH3OH → 3 CH3COOR + C3H5(OH)3

Gambar 1.2 Reaksi Transesterifikasi

Gambar 1.3 Reaksi FFA dan NaOH

Grup “R” merupakan asam lemak yang biasanya memiliki panjang rantai

karbon 12 sampai 22. Molekul minyak tumbuhan direduksi sampai sepertiga

dari ukuran awalnya, sehingga viskositasnya semakin rendah dan semakin

mirip dengan bahan bakar diesel.

a. Proses Transesterifikasi Katalis Asam

Proses ini merupakan proses pendahuluan menggunakan katalis asam

untuk menurunkan kadar asam lemak bebas hingga sekitar 2%. Asam

sulfat (sulfuric acid) 0,5 % berat dan alkohol (umumnya metanol) dengan

molar rasio antara alkohol dan bahan baku minyak sebesar 6:1 terbukti

memberikan hasil konversi yang lebih baik. Proses ini dilakukan pada

rentang temperatur 50 – 120oC. Proses ini dilakukan di dalam wadah

berpengaduk magnetik dengan kecepatan konstan.

b. Proses Transesterifikasi Katalis Basa

Proses transesterifikasi ini dilakukan setelah transesterifikasi

menggunakan katalis basa. Umumnya menggunakan katalis natrium

hidroksida sebesar 0,05 – 4% berat dari trigliserida, sedangkan alkohol

(umumnya metanol) dengan rasio molar antara alkohol dan trigliserida

8

sebesar 6:1 sampai 9:1 digunakan dalam proses transesterifikasi ini (US

patent 8,378,132 B2). Proses transesterifikasi dilakukan pada temperatur

40 – 120oC dalam wadah berpengaduk magnetik dan kecepatan konstan.

Keberadaan pengaduk penting untuk memastikan terjadinya reaksi di

seluruh bagian reaktor. Produk esterifikasi katalis basa ini akan berupa

metil ester di bagian atas dan gliserol di bagian bawah (akibat perbedaan

densitas). Setelah dipisahkan dari gliserol, metil ester tersebut selanjutnya

di cuci dengan air (10 vol%). Karena memiliki densitas yang lebih tinggi

dibandingkan metil ester, air pencuci ini juga akan terpisahkan dari metil

ester dan menempati bagian bawah reaktor. Metil ester yang telah

dimurnikan ini selanjutnya bisa digunakan sebagai bahan bakar mesin

diesel.

c. Proses Transesterifikasi Co-Solvent dan Tanpa Katalis (Alkohol Super

Kritis)

Proses transesterifikasi ini dilakukan dengan menggunakan methanol

superkritik dan co-solvent CO2. Tidak adanya katalis pada proses ini

memberikan keuntungan tidak diperlukannya proses purifikasi metil ester

terhadap katalis yang biasanya terikut pada produk proses transesterifikasi

konvensional menggunakan katalis asam/basa. Penambahan co-solvent

CO2 berfungsi untuk menurunkan tekanan dan temperatur operasi proses

transesterifikasi. Hal ini berkorelasi langsung pada lebih rendahnya energi

yang diperlukan dalam proses transesterifikasi menggunakan metanol

superkritik. Meskipun demikian, temperatur yang telibat dalam proses ini

masih cukup tinggi, yaitu sekitar 2800C.

1.3. Pemilihan Proses

Proses pembuatan biodiesel yang digunakan adalah transesterifikasi,

dengan pertimbangan pemilihan proses antara lain:

1. Tekanan proses lebih rendah dibandingkan proses pirolisis, yaitu pada tekanan

1,5 atm.

2. Nilai yield yang diperoleh tinggi hingga mencapai 98% dibandingkan proses

esterifikasi, emulsifikasi, dan pirolisis.

9

3. Pada proses transesterifikasi tidak menghasilkan kadar abu serta residu karbon

yang tinggi dibandingkan proses pirolisis.

4. Proses transesterifikasi dapat menghasilkan produk biodiesel dengan mutu

yang sesuai standar Indonesia (SNI).

5. Proses transesterifikasi merupakan proses yang paling efektif dan efisien

dalam pembuatan biodiesel.

1.4. Penentuan Kapasitas

Dalam menentukan kapasitas produksi yang menguntungkan, digunakan

beberapa pertimbangan, yaitu: proyeksi kebutuhan biodiesel di Indonesia dan

Ketersediaan bahan baku.

Pada dasarnya, semakin besar kapasitas produksi, maka kemungkinan

keuntungan juga semakin besar.

1. Proyeksi kebutuhan biodiesel di Indonesia

Berdasarkan data dari USDA Fereign Agricultural Service dalam Indonesia

Biofuels Annual 2018, kebutuhan biodiesel cenderung mengalami kenaikan

seiring dengan meningkatnya kebutuhan akan sarana transportasi dan

aktivitas industri di Indonesia, hal ini dapat dilihat dari konsumsi dari tahun

2013 – 2018 seperti ditunjukkan pada Tabel 1.4 (MEMR, GTA (trade data),

2018).

Tabel 1.4 Konsumsi Biodiesel di Indonesia

Tahun Konsumsi Biodiesel (Ton)

2015 590.587

2016 2.327.710

2017 2.017.763

2018 2.619.895

2. Ketersediaan bahan baku

Bahan baku crude palm oil yang diperlukan dalam pembuatan biodiesel

diperoleh dari PT. Sinar Mas Agro Resources and Technology sedangkan

metanol diperoleh dari PT. Kaltim Metanol Industri.

Berdasarkan kapasitas produksi biodiesel di PT. Sinar Mas Agro Resources

and Technology sebesar 300.000 ton/tahun, maka ditetapkan kapasitas rancangan

10

pabrik biodiesel yang akan didirikan pada tahun 2023 nanti sebesar 250.000

ton/tahun.

11

BAB II

URAIAN PROSES

Crude palm oil dalam Tangki penyimpanan (T-01) dengan suhu 35oC

dipanaskan dengan Heat exchanger (HE-01) sampai suhu 95oC. Kemudian crude

palm oil dicampur dengan bleaching earth dari Silo (S) dan asam posfat dari

Tangki penyimpanan (T-02) ke dalam Tangki pencampur (M-01) yang beroperasi

dengan tekanan 1,5 atm dengan suhu umpan keluar 90,3299oC, sehingga

terbentuk slurry bleached palm oil. Selanjutnya slurry diumpankan ke dalam

Filter (F) untuk memisahkan cake berupa bleaching earth, asam posfat, free fatty

acid, dan air dengan filtrat berupa crude palm oil yang akan diumpankan ke dalam

Reaktor (R-01).

Metanol dalam Tangki penyimpanan (T-04) diumpankan ke dalam Tangki

pencampur (M-02) untuk dicampur dengan natrium hidroksida dari Tangki

penyimpanan (T-03) agar terbentuk larutan yang homogen. Tangki pencampur

(M-02) mempunyai tekanan 1,5 atm dengan suhu umpan keluar 53,5663oC.

Selanjutnya diumpankan ke dalam Heat exchanger (HE-02) untuk dipanaskan

dari suhu 53,5663oC menjadi suhu 70

oC kemudian diumpankan ke dalam Reaktor

(R-01) bersuhu 70oC, tekanan 1,5 atm. Reaksi transesterifikasi dijalankan pada

suhu 70oC dengan tekanan 1,5 atm, untuk menjaga suhu digunakan air pendingin

yang dialirkan dalam coil. Larutan keluar Reaktor (R-01) langsung dialirkan ke

Reaktor (R-02) untuk menyempurnakan reaksi dari Reaktor (R-01). Dalam

Reaktor (R-02) sama seperti Reaktor (R-01), menggunakan air sebagai pendingin

yang dialirkan di dalam coil untuk menjaga suhu. Larutan keluar dari Reaktor (R-

02) langsung dialirkan ke Reaktor (R-03) untuk menyempurnakan reaksi dari

Reaktor (R-02). Dalam Reaktor (R-03) sama seperti Reaktor (R-02),

menggunakan air sebagai pendingin yang dialirkan di dalam coil untuk menjaga

suhu. Larutan keluar dari Reaktor (R-03) langsung dialirkan ke Reaktor (R-04)

untuk menyempurnakan reaksi dari Reaktor (R-03). Dalam Reaktor (R-04) sama

seperti Reaktor (R-03), menggunakan air sebagai pendingin yang dialirkan di

dalam coil untuk menjaga suhu. Larutan yang keluar dari reaktor (R-04) kemudian

12

dipompa masuk ke dalam Tangki pencuci (TP) untuk melarutkan gliserol, sabun

Na, natrium hidroksida, metanol dan trigliserida dengan penambahan air.

Tahap pencucian biodiesel terdiri dari gliserol, sabun Na, natrium

hidroksida yang ikut dalam biodiesel dilarutkan dengan air proses dari utilitas

yang dilakukan pada suhu 61,3166oC dan tekanan 1,5 atm. Setelah keluar dari

Tangki pencuci (TP) larutan diumpankan ke Dekanter (D) untuk memisahkan

antara senyawa organik dan anorganik berdasarkan kelarutan dan massa jenisnya.

Fase berat pada Dekanter (D) berupa metanol, trigliserida, sabun Na, air, gliserol

dan natrium hidroksida yang selanjutnya akan dialirkan ke unit pengolahan lanjut

(UPL). Fase ringan yaitu biodiesel, trigliserida, metanol dan air dialirkan ke

Evaporator (E) untuk memisahkan metanol dan air pada suhu 78,3965oC. Hasil

atas dari Evaporator (E) berupa metanol dan air sedangkan hasil bawah berupa

biodiesel dan trigliserida. Hasil atas Evaporartor berupa uap dialirkan ke

Kondensor (CD) untuk di recycle ke Tangki pencampur (M-02) sedangkan hasil

bawah berupa biodiesel dipompakan ke Cooler (C) untuk didinginkan, setelah

dari Cooler dipompakan ke Tangki penyimpanan (T-05) sebagai produk.

13

BAB III

SPESIFIKASI BAHAN

3.1 Bahan Baku

3.1.1 Crude Palm Oil (CPO)

Fase : Cair

Kenampakan : Kuning

Nama : Trigliserida

Rumus molekul : C3H5(COOR)3

Berat molekul : 847,28 g/gmol

Titik leleh : 33oC – 39

oC

Densitas : 0,885 g/mL (pada 50

oC)

Kemurnian : 99,5% (0,5% FFA)

Kelarutan : Larut dalam alkohol dan tidak larut dalam air

(PT. Sari Dumai Sejati Material Safety Data Sheet)

3.1.2 Metanol

Rumus Molekul : CH3OH

Kemurnian : 99% (1% H2O)

Fase : Cair

Berat Molekul : 32,04 g/gmol

Titik Didih : 64,7oC

Titik Lebur : -97oC

Densitas : 0,8062 g/mL (pada 20oC)

Viskositas : 0,55 cP

Kelarutan : Larut sempurna dalam air

(Fischer Scientific Material Safety Data Sheet)

3.3 Bahan Pembantu

3.2.1 Air

Fase : Cair

Kenampakan : Jernih

Titik beku : 0oC

15

Titik didih : 100oC

Rumus molekul : H2O

Berat molekul : 18 g/gmol

Densitas : 1 kg/L

Viskositas : 1 cP (pada 20oC)

Kelarutan : Larut dalam alkohol


3.2.2 Natrium Hidroksida

Fase : Cair

Kenampakan : Putih

Rumus molekul : NaOH

Berat molekul : 40 g/gmol (padatan)

28,56 g/gmol (larutan 48%)

Densitas : 2,13 kg/L

Titik didih : 1390oC (pada 760 mmHg)

Titik lebur : 318oC

Kelarutan : Larut dalam alkohol dan air



3.2.3 Asam Posfat

Fase : Cair

Kenampakan : Putih

Rumus molekul : H3PO4



Titik didih : 158oC (pada 760 mmHg)

Titik lebur : 21oC

Kelarutan : Larut dalam alkohol



3.2.4 Bleaching Earth

Fase : Padat (Pasir)

16

Kenampakan : Putih



Kelarutan : Tidak larut dalam air

(Ashapura Perfoclay Limited Material Safety Data Sheet)

3.3 Produk Utama

3.3.1 Biodiesel (Metil ester)

Rumus molekul : CH3COOR

Berat molekul : 284 kg/kmol

Fase : Cair

Kenampakan : Kuning

Densitas : 0,8881 kg/L (pada 20oC)

Titik didih : 354,3 oC (pada 1 atm)

Kelarutan : Tidak larut dalam air

Kemurnian : 99,54 %

Impuritis : 0,46% C3H5(COOR)3

(PREOL Material Safety Data Sheet)

3.4 Produk Samping

3.4.1 Gliserol

Rumus molekul : C3H8O3

Berat molekul : 92 kg/kgmol

Fase : Cair

Kenampakan : Kental


Titik didih : 147,9oC



3.4.1 Sabun Na

Rumus molekul : NaCOOH

Berat molekul : 68 kg/kgmol

17

Fase : Cair

Densitas : 1,3 kg/L

Viskositas : 27 cP



17

BAB IV

DIAGRAM ALIR

4.1. Diagram Alir Kualitatif

Diagram alir kualitatif merupakan diagram yang menjelaskan proses

pembuatan pabrik biodiesel dari crude palm oil dan metanol dilengkapi dengan

jenis bahan dan kondisi operasi, yang dapat dilihat pada Gambar 4.1.

4.2. Diagram Alir Kuantitatif

Diagram alir kuantitatif sama seperti diagram alir kualitatif, tetapi dilengkapi

dengan massa dan komposisi dari arus bahan masuk dan keluar alat dengan satuan

kg/jam, yang dapat dilihat pada Gambar 4.2.

4.3. PEFD (Process Engineering Flow Diagram)

Process Engineering Flow Diagram merupakan diagram induk yang dibuat

lebih lengkap dan menyeluruh, meliputi semua alat proses, alat bantu, kondisi

operasi, komposisi bahan, jumlah massa, produk yang dihasilkan, daftar alat-alat,

instrumentasi yang dipakai, dan kode alat, yang dapat dilihat pada Gambar 4.3.

18

0

19

20

21

BAB V

NERACA MASSA

Perhitungan neraca massa dalam memproduksi biodiesel dari crude palm oil

dan metanol dengan katalis natrium hidroksida berdasarkan kapasitas 250.000

ton/tahun, pabrik beroperasi 330 hari setiap tahun dan 24 jam/hari.

Kecepatan produksi = jam 24

hari 1

hari 330

tahun1

ton1

kg 1.000

tahun1

ton000.250

= 31.565,6566 kg/jam

5.1. Neraca Massa Keseluruhan

Tabel 5.1 Tabel neraca massa keseluruhan

Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)

Umpan Katalis Pemurnian Pencuci UPL Produk

C3H5(COOR)3 31.621,2264 - - - 201,7434 430,6811

RCOOH 158,9006 - - - 79,6494 -

CH3OH 3.873,3019 - - - 365,1357 -

NaOH - 316,2123 - - 304,4713 -

H3PO4 - - 1.264,8491 - 1.264,8491 -

CH3COOR - - - - - 31.134,9755

C3H8O3 - - - - 3.361,9927 -

NaCOOH - - - - 85,7087 -

H2O 26,8074 321,6893 223,2087 9.583,3462 10.160,6669 -

Bleaching Earth - - 316,2123 - 316,2123 -

Total 35.680,2364 637,9016 1.804,2700 9.583,3462 16.140,4295 31.565,6566

47.706,0860 47.706,0860

5.2. Neraca Massa Tiap Alat

5.2.1. Tangki Pencampur (M-01)

Tabel 5.2 Neraca massa pada Tangki Pencampur (M-01)


C3H5(COOR)3 31.621,2264 31.621,2264

RCOOH 158,9006 158,9006

H3PO4 1.264,8491 1.264,8491

22

Tabel 5.2 Neraca massa Tangki Pencampur (M-01) (lanjutan)

H2O 223,2087 223,2087

Bleaching Earth 316,2123 316,2123

Total 33.584,3970 33.584,3970


Tabel 5.3 Neraca massa pada Tangki Pencampur (M-02)

Komponen Masuk (kg/jam)

Keluar (kg/jam) Fresh Feed Recycle

CH3OH 3.873,3019 3.286,2210 7.159,5230

NaOH 316,2123 - 316,2123

H2O 348,4967 79,3875 427,8842

Total 4.538,0109 3.365,6086

7.903,6195 7.903,6195

5.2.3. Filter (F)

Tabel 5.4 Neraca massa pada Filter (F)


Tangki Pencampur 01 Utilitas UPL Reaktor

C3H5(COOR)3 31.621,2264 - 31.621,2264

RCOOH 158,9006 - 79,6494 79,2512

H3PO4 1.264,8491 - 1.264,8491 -

H2O 223,2087 2.110,9521 2.334,1608 -

Bleaching Earth 316,2123 - 316,2123 -

Total 33.584,3970 2.110,9521 3.994,8715 31.700,4776

35.695,3491 35.695,3491

5.2.4. Reaktor (R-01)

Tabel 5.5 Neraca massa pada Reaktor (R-01)


C3H5(COOR)3 31.621,2264 10.666,8364

RCOOH 79,2512 -

CH3OH 7.159,5230 4.787,3279

23

Tabel 5.5 Neraca massa pada Reaktor (R-01) (lanjutan)

NaOH 316,2123 304,4713

H2O 427,8842 433,1677

CH3COOR - 21.053,2315

C3H8O3 - 2.273,3536

NaCOOH - 85,7087

Total 39.604,0971 39.604,0971

5.2.5. Reaktor (R-02)



C3H5(COOR)3 10.666,8364 4.016,8461

CH3OH 4.787,3279 4.034,4988

NaOH 304,4713 304,4713

H2O 433,1677 433,1677

CH3COOR 21.053,2315 27.734,5896

C3H8O3 2.273,3536 2.994,8148

NaCOOH 85,7087 85,7087

Total 39.604,0971 39.604,0971

5.2.6. Reaktor (R-03)



C3H5(COOR)3 4.016,8461 1.579,9899

CH3OH 4.034,4988 3.758,6283

NaOH 304,4713 304,4713

H2O 433,1677 433,1677

CH3COOR 27.734,5896 30.182,9404

C3H8O3 2.994,8148 3.259,1908

NaCOOH 85,7087 85,7087

Total 39.604,0971 39.604,0971

24

5.2.7. Reaktor (R-04)



C3H5(COOR)3 1.579,9899 632,4245

CH3OH 3.758,6283 3.651,3567

NaOH 304,4713 304,4713

H2O 433,1677 433,1677

CH3COOR 30.182,9404 31.134,9755

C3H8O3 3.259,1908 3.361,9927

NaCOOH 85,7087 85,7087

Total 39.604,0971 39.604,0971

5.2.8. Tangki Pencuci (TP)

Tabel 5.9 Neraca massa pada Tangki Pencuci (TP)

Komponen Masuk (kg/jam)

Keluar (kg/jam) Reaktor Utilitas

C3H5(COOR)3 632,4245 - 632,4245

CH3OH 3.651,3567 - 3.651,3567

NaOH 304,4713 - 304,4713

H2O 433,1677 7.472,3941 7.905,5618

CH3COOR 31.134,9755 - 31.134,9755

C3H8O3 3.361,9927 - 3.361,9927

NaCOOH 85,7087 - 85,7087

Total 39.604,0971 7.472,3941

47.076,4912 47.076,4912

5.2.9. Dekanter (D)

Tabel 5.10 Neraca massa pada Dekanter (D)


UPL Evaporator

C3H5(COOR)3 632,4245 201,7434 430,6811

CH3OH 3.651,3567 365,1357 3.286,2210

NaOH 304,4713 304,4713 -

25

Tabel 5.10 Neraca massa pada Dekanter (D) (lanjutan)

H2O 7.905,5618 7.826,5061 79,0556

CH3COOR 31.134,9755 - 31.134,9755

C3H8O3 3.361,9927 3.361,9927 -

NaCOOH 85,7087 85,7087 -

Total 47.076,4912 12.145,5579 34.930,9332

47.076,4912

5.2.10. Evaporator (E)

Tabel 5.11 Neraca massa pada Evaporator (E)


Recycle Produk

C3H5(COOR)3 430,6811 - 430,6811

CH3OH 3.286,2210 3.286,2210 -

H2O 79,0556 79,0556 -

CH3COOR 31.134,9755 - 31.134,9755

Total 34.930,9332 3.365,2767 31.565,6566

34.930,9332

26

BAB VI

NERACA PANAS

Sebagai ketentuan perhitungan neraca panas diambil suhu reference 25°C

(298 K) dan satuan panas bahan dalam kcal/jam.

6.1 Neraca Panas Tiap Alat

6.1.1 Tangki Pencampur (M-01)

Tabel 6.1 Neraca panas pada Tangki Pencampur (M-01)

Komponen Masuk (kcal/jam) Keluar (kcal/jam)

C3H5(COOR)3 439.528,0342 409.448,1007

RCOOH 6.558,0762 6.107,1474

H3PO4 21,6677 141,5549

H2O 2.236,1914 14.563,3218

Bleaching Earth 3.360,5725 21.444,4172

Total 451.704,5420 451.704,5420

6.1.2 Tangki Pencampur (M-02)

Tabel 6.2 Neraca panas pada Tangki Pencampur (M-02)

Komponen Masuk (kcal/jam)

Keluar (kcal/jam) Fresh Feed Recycle

CH3OH 23.245,8160 108.176,0347 123.888,5291

NaOH 1.645,8672 4.216,1574 12.193,5996

H2O 3.491,3761 4.693,1226

Total 28.383,0592 112.392,1921

140.775,2513 140.775,2513

6.1.3 Reaktor (R-01)

Tabel 6.3 Neraca panas pada Reaktor (R-01)


C3H5(COOR)3 279.740,1433 94.365,1677

RCOOH 2.096,6385 -

CH3OH 197.484,9480 132.051,4228

NaOH 7.401,9371 7.127,1042

27

Tabel 6.3 Neraca panas pada Reaktor (R-01) (lanjutan)

H2O 19.232,9246 19.470,4082

CH3COOR - 507.042,6873

C3H8O3 - 59.102,0299

NaCOOH - 1,6710

Panas Reaksi (Q.r) 891.942,0037 -

Panas Hilang (Q.loss) - 2.131,0936

Q Pendingin - 576.607,0104

Total 1.397.898,5952 1.397.898,5952




C3H5(COOR)3 94.365,1677 35.535,4060

CH3OH 132.051,4228 111.285,7360

NaOH 7.127,1042 7.127,1042

H2O 19.470,4082 19.470,4082

CH3COOR 507.042,6873 667.955,4556

C3H8O3 59.102,0299 77.858,3821

NaCOOH 1,6710 1,6710

Panas Reaksi (Q.r) 299.880,9347 -


Q Pendingin - 197.676,1691

Total 1.119.041,4258 1.119.041,4258




C3H5(COOR)3 35.535,4060 13.977,5289

CH3OH 111.285,7360 103.676,2521

28

Tabel 6.5 Neraca panas pada Reaktor (R-03) (lanjutan)

NaOH 7.127,1042 7.127,1042

H2O 19.470,4082 19.470,4082

CH3COOR 667.955,4556 726.921,1488

C3H8O3 77.858,3821 84.731,5552

NaCOOH 1,6710 1,6710

Panas Reaksi (Q.r) 109.889,8950 -


Q Pendingin - 71.087,2960

Total 1.029.124,0580 1.029.124,0580




C3H5(COOR)3 13.977,5289 5.594,8029

CH3OH 103.676,2521 100.717,3235

NaOH 7.127,1042 7.127,1042

H2O 19.470,4082 19.470,4082

CH3COOR 726.921,1488 749.849,8095

C3H8O3 84.731,5552 87.404,1712

NaCOOH 1,6710 1,6710

Panas Reaksi (Q.r) 42.730,4077 -


Q Pendingin - 26.339,6920

Total 998.636,0761 998.636,0761

6.1.7 Tangki Pencuci (TP)

Tabel 6.7 Neraca panas pada Tangki Pencuci (TP)

Komponen Masuk (kcal/jam)

Keluar (kcal/jam) Reaktor Utilitas

C3H5(COOR)3 5.594,8029 - 4.427,5105

CH3OH 100.717,3235 - 79.115,6046

29

Tabel 6.7 Neraca panas pada Tangki Pencuci (TP) (lanjutan)

NaOH 7.127,1042 - 5.753,8982

H2O 19.470,4082 74.861,3594 287.922,5344

CH3COOR 749.849,8095 - 594.249,0682

C3H8O3 87.404,1712 - 69.398,8264

NaCOOH 1,6710 - 1,3480


Total 970.165,2905 74.861,3594

1.045.026,6499 1.045.026,6499

6.1.8 Evaporator (E)

Tabel 6.8 Neraca panas pada Evaporator (E)


Recycle Produk

C3H5(COOR)3 3.060,3857 - 4.533,8710

CH3OH 72.665,4223 108.101,8082 -

H2O 2.865,7318 4.213,2644 -

CH3COOR 602.437,2455 - 892.142,9265

Panas Steam 1.207.917,3607 - -

Panas Penguapan - 879.114,4911 -

Panas Hilang (Q.loss) - - 839,7848

Total 1.888.946,1461 991.429,5637 897.516,5823

1.888.946,1461

6.1.9 Heater (HE-01)

Tabel 6.9 Neraca panas pada Heater (HE-01)


C3H5(COOR)3 62.253,4619 439.528,0342

RCOOH 916,3474 6.622,0487

Beban panas pemanas 383.980,2735 -

Total 446.150,0829 446.150,0829

30

6.1.10 Heater (HE-02)

Tabel 6.10 Neraca panas pada Heater (HE-02)


CH3OH 123.888,5291 197.484,9480

NaOH 4.693,1226 7.401,9371

H2O 12.193,5996 19.218,0057

Beban panas pemanas 83.329,6395 -

Total 224.104,8908 224.104,8908

6.1.11 Cooler (CL-01)

Tabel 6.11 Neraca panas pada Cooler (CL-01)


C3H5(COOR)3 409.448,1007 279.740,1433

RCOOH 3.083,0605 2.101,9065

Beban panas pendingin - 130.689,1114

Total 412.531,1612 412.531,1612

6.1.12 Cooler (CL-02)

Tabel 6.12 Neraca panas pada Cooler (CL-02)


C3H5(COOR)3 4.536,9842 2.099,1986

CH3COOR 972.667,1294 449.045,1988

Beban panas pendingin - 526.059,7161

Total 977.204,1136 977.204,1136

31

BAB VII

SPESIFIKASI ALAT

7.1. Spesifikasi Alat Proses

7.1.1. Reaktor (R-01)

Fungsi : Mereaksikan crude palm oil (C3H5(COOR)3) 99,75% sebanyak

31.621,2264 kg/jam dan metanol (CH3OH) 99% sebanyak

7.159,5230 kg/jam dengan menggunakan katalisator natrium

hidroksida (NaOH) 48% sebanyak 316,2123 kg/jam membentuk

biodiesel (CH3COOR) sebanyak 21.053,2315 kg/jam

Jenis : Reaktor Alir Tangki Berpengaduk (RATB)

Proses : Isotermal

Kondisi operasi :

Temperatur : 70°C

Tekanan : 1,5 atm

Konversi : 66,27%

Spesifikasi :

Diameter dalam : 1,5145 m (59,6250 inch)

Diameter luar : 1,5240 m (60 inch)

Tinggi shell : 4,5434 m (178,8750 inch)

Tinggi head : 0,3131 m (12,3265 inch)

Tinggi reaktor : 5,1696 m (203,5280 inch)

Volume reaktor : 7,0058 m3

Bentuk head : Torispherical dished head

Bahan dinding : Stainless steel SA-167 tipe 316

Tebal shell : 0,0048 m (3/16 inch)

Tebal head : 0,0064 m (1/4 inch)

Pengaduk :

Diameter impeller : 0,5048 m (19,8750 inch)

Kecepatan : 214 rpm

32

Power motor : 15 hp

Pendingin (coil):

Media pendingin : Air

Panjang : 424,5904 ft

Jumlah lilitan : 6 set

Bahan isolasi : Asbestos

Tebal isolasi : 0,0576 m (5,7627 cm)

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 87.023,99

7.1.2. Reaktor (R-02)


10.666,8364 kg/jam dan metanol (CH3OH) 99% sebanyak

4.787,3279 kg/jam dengan menggunakan katalisator natrium

hidroksida (NaOH) 48% sebanyak 304,4713 kg/jam membentuk

biodiesel (CH3COOR) sebanyak 27.734,5896 kg/jam


Proses : Isotermal

Kondisi operasi :

Temperatur : 70°C

Tekanan : 1,5 atm

Konversi : 87,30%

Spesifikasi :








33




Pengaduk :


Kecepatan : 214 rpm

Power motor : 15 hp

Pendingin (coil):






Jumlah : 1 buah

Harga : $ 87.023,99

7.1.3. Reaktor (R-03)


4.016,8461 kg/jam dan metanol (CH3OH) 99% sebanyak 4.034,4988

kg/jam dengan menggunakan katalisator natrium hidroksida (NaOH)

48% sebanyak 304,4713 kg/jam membentuk biodiesel (CH3COOR)

sebanyak 30.182,9404 kg/jam


Proses : Isotermal

Kondisi operasi :

Temperatur : 70°C

Tekanan : 1,5 atm

Konversi : 95%

Spesifikasi :


34










Pengaduk :


Kecepatan : 214 rpm

Power motor : 15 hp

Pendingin (coil):






Jumlah : 1 buah

Harga : $ 87.023,99

7.1.4. Reaktor (R-04)


1.579,9899 kg/jam dan metanol (CH3OH) 99% sebanyak 3.758,6283

kg/jam dengan menggunakan katalisator natrium hidroksida (NaOH)

48% sebanyak 304,4713 kg/jam membentuk biodiesel (CH3COOR)

sebanyak 31.134,9755 kg/jam


Proses : Isotermal

35

Kondisi operasi :

Temperatur : 70°C

Tekanan : 1,5 atm

Konversi : 98%

Spesifikasi :











Pengaduk :


Kecepatan : 214 rpm

Power motor : 15 hp

Pendingin (coil):






Jumlah : 1 buah

Harga : $ 87.023,99

7.1.5. Tangki Pencuci (TP)

Fungsi : Melarutkan cairan yang keluar dari Reaktor (R-04) berupa gliserol

(C3H8O3) sebanyak 3.361,9927, sabun-Na (NaCOOH) sebanyak

36

85,7087 kg/jam, dan natrium hidroksida (NaOH) sebanyak 304,4713

kg/jam yang terkandung dalam biodiesel (CH3COOR) dengan

menggunakan air (H2O) sebanyak 7.472,3941 kg/jam.

Jenis : Tangki Berpengaduk

Kondisi operasi :

Temperatur : 61,3185oC

Tekanan : 1,5 atm

Spesifikasi :





Tinggi Tangki Pencuci : 6,8976 m (271,5592 inch)

Volume Tangki Pencuci : 32,2824 m3


Bahan dinding : Stainless steel, SA-167 tipe 316



Pengaduk:


Kecepatan : 95 rpm

Power motor : 25 hp

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 73.483,69

7.1.6. Dekanter (D)

Fungsi : Memisahkan cairan yang keluar dari Tangki Pencuci (TP) sebanyak

47.076,4912 kg/jam menjadi fase ringan (crude palm oil

(C3H5(COOR)3), biodiesel (CH3COOR), metanol (CH3OH), dan air

(H2O)) sebanyak 34.930,9332 kg/jam dan fase berat (crude palm oil

37

(C3H5(COOR)3), metanol (CH3OH), natrium hidroksida (NaOH),

gliserol (C3H8O3), sabun-Na (NaCOOH), dan air (H2O)) sebanyak

12.145,5579 kg/jam.

Jenis : Tangki Silinder Horizontal

Kondisi operasi :

Temperatur : 61,3185°C

Tekanan : 1,5 atm

Spesifikasi :

Bahan dinding : Stainless steel SA-167 type 316

Volume Dekanter : 84,0209 m3

Panjang Dekanter : 26,2475 m (1.033,3666 inch)






Jumlah : 1 buah

Harga : $ 240.028,77

7.1.7. Evaporator (E)

Fungsi : Menguapkan metanol (CH3OH) sebanyak 3.286,2210 kg/jam dan air

(H2O) sebanyak 79,0556 kg/jam untuk dikembalikan ke Tangki

Pencampur (M-02) sebagai recycle serta agar diperoleh biodiesel

(CH3COOR) yang lebih pekat.

Jenis : Short Tube Vertical Evaporator

Kondisi operasi :

Suhu : 78,4036oC

Tekanan : 1,5 atm

Jenis Pemanas : Saturated steam

38

Suhu : 240oF

Tekanan : 24,9690 psia

Enthalphy : 952,2 Btu/lb

Kebutuhan steam : 2.625,9073 kg/jam

Luas transfer panas : 365,7360 ft2

Spesifikasi alat :

Bahan : Stainless steel SA 167 type 316

Tinggi : 2,8157 m

Volume : 2,24 m3

Shell



Tebal : 0,0048 m (3/16 inch)

Head

Jenis : Torispherical dishead

Tebal : 0,0048 m (3/16 inch)

Tube

Susunan : Triangular pitch

Jumlah : 1176 buah


Diameter luar : 0,0635 m (2,5 inch)

Panjang : 0,1524 m (6 inch)

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 269.147,01


Fungsi : Mencampurkan crude palm oil (C3H5(COOR)3) 99,50% dari Tangki

Penyimpanan (T-01) sebanyak 31.621,2264 kg/jam dengan asam

posfat (H3PO4) 85% dari Tangki Penyimpanan (T-02) sebanyak

1.264,8491 kg/jam dan bleaching earth dari Silo (S) sebanyak

316,2123 kg/jam.

39


Kondisi operasi :


Tekanan : 1,5 atm

Spesifikasi :





Tinggi tangki : 4,7258 m (186,0534 inch)

Volume tangki : 11,4119 m3


Bahan dinding : Stainless steel SA-167 grade-11



Pengaduk :


Kecepatan : 145 rpm

Power motor : 15 hp

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 39.375,57


Fungsi : Mencampurkan hasil atas Evaporator (E) sebanyak 3.365,2767

kg/jam dengan umpan segar natrium hidroksida (NaOH) 48% dari

Tangki Penyimpanan (T-03) sebanyak 316,2123 kg/jam dan metanol

(CH3OH) 99% dari Tangki Penyimpanan (T-04) sebanyak

3.873,3019 kg/jam.


40

Kondisi operasi :


Tekanan : 1,5 atm

Spesifikasi :





Tinggi tangki : 3,3905 m (133,4847 inch)

Volume tangki : 3,0674 m3


Bahan dinding : Stainless steel SA-167 grade-11



Pengaduk :


Kecepatan : 185 rpm

Power motor : 5 hp

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 17.901,01

7.1.10. Filter (F)

Fungsi : Memisahkan cake sebanyak 1.883,7203 kg/jam dan filtrat sebanyak

31.700,6767 kg/jam dari slurry sebanyak 33.584,3970 kg/jam.

Jenis : Plate and Frame

Spesifikasi alat :

Ukuran filter : 1,0160 m × 1,0160 m (40 × 40 inch)

Waktu filtrasi : 53,7545 menit

Tebal frame : 0,3048 m (12 inch)

Bahan : Stainless steel

41

Jumlah : 3 buah

Harga : $ 319.513,70

7.1.11. Heater (HE-01)

Fungsi : Memanaskan crude palm oil (C3H5(COOR)3) dari Tangki

Penyimpanan (T-01) sebanyak 31.621,2264 kg/jam dari suhu 35oC

menjadi 95oC sebelum diumpankan menuju Tangki Pencampur (M-

01)

Jenis : Shell and Tube Heat Exchanger

Spesifikasi fluida pemanas :

Fluida : Saturated steam

Suhu : 240oF

Tekanan : 24,9690 psi

Enthalpy : 952,2 Btu/lb

Jenis aliran : Counter current

Spesifikasi alat :

Bahan konstruksi : Stainless steel SA 167 type 316

Shell side :

Inside diameter shell : 0,3366 m (13,25 inch)

Baffle : 0,3048 m (12 inch)

Pass : 2

Tube side :

Outside diameter : 0,0191 m (0,75 inch)

Inside diameter : 0,0122 m (0,4820 inch)

Panjang tube : 6,0960 m (20 ft)

Jumlah tube, Nt : 106 tube

BWG : 10

Pitch : 1 inch triangular pitch

Pass : 2

Jumlah : 1 buah

42

Harga : $ 92.638,74

7.1.12. Heater (HE-02)

Fungsi : Memanaskan campuran keluar Tangki Pencampur (M-02) sebanyak

7.903,2876 kg/jam dari suhu 53,5236oC menjadi 70

oC sebelum

diumpankan menuju Reaktor (R-01)

Jenis : Double Pipe Heat Exchanger

Spesifikasi fluida pemanas :

Fluida : Saturated steam

Suhu : 240°F

Tekanan : 24,9690 psi

Enthalpy : 952,2 Btu/lb


Spesifikasi alat :

Annulus : Fluida panas (steam)

Diameter annulus : ID = 0,0779 m (3,0680 inch)

OD = 0,0889 m (3,5000 inch)

Inner pipe : Fluida dingin (produk)

Diameter inner pipe : ID = 0.0627 m (2,4690 inch)

OD = 0.0732 m (2,8800 inch)

Panjang pipa hairpin : 6,0960 m (20 ft)

Jumlah harpin : 1 buah


Jumlah : 1 buah

Harga : $ 1.798,81

7.1.13. Cooler (CL-01)

Fungsi : Mendinginkan filtrat hasil filtrasi pada Filter (F) yaitu berupa crude

palm oil (C3H5(COOR)3) sebanyak 31.621,2264 kg/jam dari suhu

43

92,1284oC menjadi 70

oC sebelum diumpankan menuju Reaktor (R-

01)

Jenis : Double Pipe Heat Exchanger

Spesifikasi fluida pendingin :

Fluida : air

Suhu masuk : 35°C

Suhu keluar : 55°C


Spesifikasi alat :

Annulus : Fluida panas (produk)

Dameter annulus : ID = 0.1023 m (4,0260 inch)

OD = 0,1143 m (4,5000 inch)

Inner pipe : Fluida dingin (air)

Diameter inner pipe : ID = 0,0409 m (1,6100 inch)

OD = 0,0483 m (1,9000 inch)

Panjang pipa hairpin : 6,0960 m (20 ft)

Jumlah harpin : 3 buah


Jumlah : 1 buah

Harga : $ 92.638,74

7.1.14. Cooler (CL-02)

Fungsi : Mendinginkan aliran hasil bawah Evaporator yaitu produk berupa

biodiesel (CH3COOR) sebanyak 31.134,9755 kg/jam dan crude palm

oil (C3H5(COOR)3) sebanyak 430,6811 kg/jam sebelum dialirkan

menuju Tangki Penyimpanan produk (T-05).

Jenis : Shell and Tube


Fluida : air

44

Suhu masuk : 35oC

Suhu keluar : 45oC


Spesifikasi alat :


Shell side :

Inside diameter shell : 0,4382 m (17,25 inch)


Pass : 2

Tube side :

Outside diameter : 0,0191 m (0,75 inch)




BWG : 10


Pass : 2

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 1.911,24

7.1.15. Condenser (CD)

Fungsi : Mengembunkan aliran uap hasil atas Evaporator (E) yaitu berupa

metanol (CH3OH) sebanyak 3.286,2210 kg/jam dan air (H2O)

sebanyak 79,0556 kg/jam sebelum ditampung Akumulator (AC).

Jenis : Shell and Tube


Fluida : air

Suhu masuk : 35°C

Suhu keluar : 55°C


45

Spesifikasi alat :


Shell side :

Inside diameter shell : 0,6858 m (27 inch)


Pass : 2

Tube side :

Out side diameter : 0,0191 m (0,75 inch)




BWG : 10


Pass : 2

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 92.638,74

7.1.16. Accumulator (AC)

Fungsi : Menampung sementara hasil atas Evaporator (E) yang keluar dari

Kondenser (CD) sebanyak 3.365,2767 kg/jam.

Jenis : Tangki Silinder Horizontal

Kondisi operasi :

Suhu : 78,4036°C

Tekanan : 1,5 atm

Spesifikasi :


Volume : 0,2135 m3

Panjang : 1,3010 m (51,2218 inch)

Diameter dalam : 0,4477m (17,6250 inch)


46

Tebal : 0,0048 m (3/16 inch)

Jenis head : Torispherical dished head


Jumlah : 1 buah

Harga : $ 2.222,47

7.1.17. Hopper (H)

Fungsi : Menampung bleaching earth untuk masuk ke Tangki Pencampur

(M-01) sebanyak 316,2123 kg/jam.

Jenis : Conical

Kondisi operasi :

Suhu : 35°C

Tekanan : 1 atm

Spesifikasi alat :

Volume : 2,4307 ft3

Diameter Hopper : 0,3433 m (1,1264 ft)

Tinggi Hopper : 0,8583 m (2,8160 ft)

Bahan konstruksi : Stainless steel SA 283 grade C

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 14.418,30

7.1.18. Belt Conveyor (BC)

Fungsi : Membawa bleaching earth dari Silo (S) menuju bucket elevator (BE-

02) sebanyak 316,2123 kg/jam.

Jenis : Belt Conveyor dengan feed hopper dan discharge chute.

Spesifikasi alat :

Panjang : 5 m (196,8504 inch)

Lebar : 0,3556 m (14 inch)

Sudut elevasi : 20o

47

Kapasitas maksimum : 90 ft3/jam

Kecepatan belt : 200 fpm

Bahan kontruksi : Stainless steel SA 283 grade C

Daya motor : 0,5 hp

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 1.289,44

7.1.19. Bucket Elevator (BE-01)

Fungsi : Membawa bleaching earth dari mobil tangki menuju Silo (S)

sebanyak 316,2123 kg/jam.


Spesifikasi alat :


Lebar : 0,1016 m (4 inch)

Jarak bucket : 0,3048 m (12 inch)

Kedalaman : 0,1080 m (4,25 inch)

Kecepatan bucket : 225 ft/menit


Tinggi bucket elevator : 15,2400 m (50 ft)

Kapasitas maksimum : 14 ton/jam

Daya motor : 1 hp

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 19.134,57

7.1.20. Bucket Elevator (BE-02)

Fungsi : Membawa bleaching earth dari Belt Conveyor (BC) menuju Hopper

(H) sebanyak 316,2123 kg/jam.


Spesifikasi alat :

48


Lebar : 0,1016 m (4 inch)

Jarak bucket : 0,3048 m (12 inch)

Kedalaman : 0,1080 m (4,25 inch)

Kecepatan bucket : 225 ft/menit


Tinggi bucket elevator : 7,6200 m (25 ft)

Kapasitas maksimum : 14 ton/jam

Daya motor : 1 hp

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 19.134,57

7.1.21. Tangki Penyimpanan (T-01)

Fungsi : Menyimpan bahan baku crude palm oil (C3H5(COOR)3) 99,50%

sebanyak 31.780,1270 kg/jam untuk kebutuhan proses selama 10

hari.

Jenis : Tangki silinder vertikal, flat bottom with conical roof

Kondisi penyimpanan :

Tekanan : 1 atm

Suhu : 35ºC

Waktu penyimpanan : 10 hari

Spesifikasi alat :

Volume : 138.567,9070 ft3

Diameter : 70 ft

Tinggi : 36 ft (terdiri dari 6 course dengan tinggi masing

: masing course 6 ft)

Tebal shell :

Tinggi (ft) Tebal shell terhitung, ts (in) Tebal shell standar, ts (in)

0 – 6 0,4785 ½

6 – 12 0,4179 7/16

49

12 – 18 0,3573 3/8

18 – 24 0,2967 5/16

24 – 30 0,2361 ¼

30 – 36 0,1755 3/16

Bahan dinding : Stainless steel SA-283 Grade C

Jenis sambungan : Double welded butt joint strip

Jenis head : Self supporting conical roof

Tebal head : 0,0349 m (1 3/8 inch)

Jumlah : 3 buah

Harga : $ 436.432,42/buah


Fungsi : Menyimpan bahan baku larutan asam posfat (H3PO4) 85% sebanyak

1.488,0577 kg/jam untuk kebutuhan proses selama 30 hari.



Tekanan : 1 atm

Suhu : 35ºC


Spesifikasi alat :

Volume : 30.150,3104 ft3

Diameter : 40 ft



Tebal shell :


0 – 6 0,3632 3/8

6 – 12 0,3010 5/16

12 – 18 0,2389 ¼

18 – 24 0,1768 3/16


50




Jumlah : 1 buah

Harga : $ 174.781,11


Fungsi : Menyimpan bahan baku larutan natrium hidroksida (NaOH) 48%

sebanyak 637,9015 kg/jam untuk kebutuhan proses selama 30 hari.



Tekanan : 1 atm

Suhu : 35ºC


Spesifikasi alat :

Volume : 17.292,9155 ft3

Diameter : 35 ft



Tebal shell :


0 – 6 0,2646 5/16

6 – 12 0,2153 ¼

12 – 18 0,1660 3/16





Jumlah : 1 buah

Harga : $ 187.815,57

51


Fungsi : Menyimpan bahan baku larutan methanol (CH3OH) 99% sebanyak

3.900,1094 kg/jam untuk kebutuhan proses selama 30 hari.



Tekanan : 1 atm

Suhu : 35ºC


Spesifikasi alat :

Volume : 138.567,9070 ft3

Diameter : 70 ft



Tebal shell :


0 – 6 0,4379 ½

6 – 12 0,3843 7/16

12 – 18 0,3306 3/8

18 – 24 0,2770 5/16

24 – 30 0,2233 ¼

30 – 36 0,1697 3/16





Jumlah : 1 buah

Harga : $ 436.432,42

52


Fungsi : Menyimpan produk biodiesel (CH3COOR) sebanyak 31.565,6566

kg/jam untuk kebutuhan proses selama 10 hari.



Tekanan : 1 atm

Suhu : 35ºC


Spesifikasi alat :

Volume : 138.567,9070 ft3

Diameter : 70 ft



Tebal shell :


0 – 6 0,4698 ½

6 – 12 0,4107 7/16

12 – 18 0,3516 3/8

18 – 24 0,2925 5/16

24 – 30 0,2334 ¼

30 – 36 0,1743 3/16





Jumlah : 3 buah

Harga : $ 436.432,42/buah

7.1.26. Silo (S)

Fungsi : Menyimpan bahan baku bleaching earth sebanyak 316,2123 kg/jam

untuk kebutuhan proses selama 30 hari.

53

Jenis : Silinder tegak (vertical cylinder) dengan dasar conical bottom.


Tekanan : 1 atm

Suhu : 35ºC


Spesifikasi alat:

Diameter : 3,9497 m (155,5000 inch)

Tinggi shell (H1) : 7,8994 m (311 inch)

Tinggi bottom (H2) : 1,3964 m (54,9776 inch)




Volume : 2.893,2352 ft3

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 66.701,49

7.1.27. Pompa (P-01)

Fungsi : Memompa crude palm oil (C3H5(COOR)3) 99,5% dari mobil tangki

menuju tangki crude palm oil (T-01) setiap periode loading sebesar

32 m3 dengan waktu loading 30 menit.

Jenis : Single stage centrifugal pump

Spesifikasi pompa :

Kapasitas pompa : 281,7813 gpm

Head pompa : 58,5898 lbf.ft/lbm

Efisiensi pompa : 60%

Efisiensi motor : 82%

Daya motor : 7,5 hp


Jumlah pompa : 2 buah

54

Harga : $ 1.255,93/buah

7.1.28. Pompa (P-02)

Fungsi : Memompa larutan asam posfat (H3PO4) 85% dari mobil tangki

menuju tangki asam posfat (T-02) setiap periode loading sebesar 32

m3

dengan waktu loading 30 menit.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 5 hp



Harga : $ 1.255,93/buah

7.1.29. Pompa (P-03)

Fungsi : Memompa larutan natrium hidroksida (NaOH) 48% dari mobil

tangki menuju tangki natrium hidroksida (T-03) setiap periode

loading sebesar 32 m3 dengan waktu loading 30 menit.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 7,5 hp


55


Harga : $ 1.255,93/buah

7.1.30. Pompa (P-04)

Fungsi : Memompa larutan methanol (CH3OH) 99% dari mobil tangki

menuju tangki metanol (T-04) setiap periode loading sebesar 32 m3

dengan waktu loading 30 menit.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 5 hp



Harga : $ 1.255,93/buah

7.1.31. Pompa (P-05)

Fungsi : Mengalirkan crude palm oil (C3H5(COOR)3) 99,5% dari tangki

crude palm oil (T-01) menuju ke Tangki Pencampur (M-01) sebesar

31.780,1270 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 1,5 hp

56



Harga : $ 1.098,07/buah

7.1.32. Pompa (P-06)

Fungsi : Mengalirkan larutan asam posfat (H3PO4) 85% dari tangki asam

posfat (T-02) menuju ke Tangki Pencampur (M-01) sebesar

1.488,0577 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 0,5 hp



Harga : $ 265,37/buah

7.1.33. Pompa (P-07)

Fungsi : Mengalirkan campuran larutan dari Tangki Pencampur (M-01)

menuju ke Filter (F) sebesar 33.584,3970 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 0,75 hp

57




7.1.34. Pompa (P-08)

Fungsi : Mengalirkan larutan natrium hidroksida (NaOH) 48% dari tangki

natrium hidroksida (T-03) menuju ke Tangki Pencampur (M-02)

sebesar 637,9015 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 0,5 hp




7.1.35. Pompa (P-09)

Fungsi : Mengalirkan larutan metanol (CH3OH) 99% dari tangki metanol (T-

04) menuju ke Tangki Pencampur (M-02) sebesar 3.900,1094

kg/jam.


Spesifikasi pompa :





58

Daya motor : 0,5 hp




7.1.36. Pompa (P-10)

Fungsi : Mengalirkan air (H2O) dari utilitas menuju ke Filter (F) sebesar

2.110,4891 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 0,5 hp




7.1.37. Pompa (P-11)

Fungsi : Mengalirkan cake dari Filter (F) menuju ke unit pengolahan lanjut

(UPL) sebesar 3.994,2094 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 0,5 hp

59




7.1.38. Pompa (P-12)

Fungsi : Mengalirkan filtrat dari Filter (F) menuju ke Reaktor (R-01) sebesar

31.700,6767 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 2 hp



Harga : $ 1.124,22/buah

7.1.39. Pompa (P-13)

Fungsi : Mengalirkan campuran larutan dari Tangki Pencampur (M-02)

menuju ke Reaktor (R-01) sebesar 7.903,2876 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 1 hp


60



7.1.40. Pompa (P-14)

Fungsi : Mengalirkan campuran larutan dari Reaktor (R-01) menuju ke

Reaktor (R-02) sebesar 39.604,0971 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 2 hp



Harga : $ 1.268,80/buah

7.1.41. Pompa (P-15)




Spesifikasi pompa :





Daya motor : 2 hp



61

Harga : $ 1.253,62/buah

7.1.42. Pompa (P-16)




Spesifikasi pompa :





Daya motor : 2 hp



Harga : $ 1.248,17/buah

7.1.43. Pompa (P-17)


Tangki Pencuci (TP) sebesar 39.604,0971 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 3 hp



Harga : $ 1.246,07/buah

62

7.1.44. Pompa (P-18)

Fungsi : Mengalirkan air (H2O) dari utilitas menuju ke Tangki Pencuci (TP)

sebesar 7.472,3941 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 1,5 hp




7.1.45. Pompa (P-19)

Fungsi : Mengalirkan campuran larutan dari Tangki Pencuci (TP) menuju ke

Dekanter (D) sebesar 47.076,4912 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 2 hp



Harga : $ 1.325,79/buah

63

7.1.46. Pompa (P-20)

Fungsi : Mengalirkan fase berat dari Dekanter (D) menuju ke unit pengolahan

lanjut (UPL) sebesar 12.145,5579 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 0,5 hp




7.1.47. Pompa (P-21)

Fungsi : Mengalirkan fase ringan dari Dekanter (D) menuju ke Evaporator (E)

sebesar 34.930,9332 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 0,75 hp



Harga : $ 1.228,11/buah

64

7.1.48. Pompa (P-22)

Fungsi : Mengalirkan hasil atas yang menjadi recycle dari Akumulator (AC)

menuju ke Tangki Pencampur (M-02) sebesar 3.365,2767 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 0,5 hp




7.1.49. Pompa (P-23)

Fungsi : Mengalirkan hasil bawah yang menjadi produk dari Evaporator (E)

menuju ke Tangki Penyimpanan (T-05) sebesar 31.565,6566 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 5 hp



Harga : $ 1.132,22/buah

65

7.2. Spesifikasi Alat Utilitas

7.2.1. Bak Pengendap dan Penampung (BU-01)

Fungsi : Mengendapkan kotoran – kotoran besar yang terdapat pada air

sungai sebanyak 50.777,9970 kg/jam dengan waktu penampungan

selama 4 jam

Jenis : Bak persegi dari beton

Spesifikasi :

Volume : 244,8 m3

Panjang : 6,3370 m

Lebar : 6,3370 m

Tinggi : 6,0960 m

Jumlah : 1 buah

Harga : Rp 12.240.000,00

7.2.2. Clarifier (C-01)

Fungsi : Tempat penambahan koagulan alum dan sodium karbonat sehingga

kotoran dapat menjadi flok – flok dan dapat diendapkan dengan

waktu tinggal selama 4 jam dengan kebutuhan koagulan 12,75

kg/jam dan alum 0,8670 kg/jam.

Jenis : Tangki silinder dengan dasar kerucut tumpul dan dilengkapi dengan

pengaduk (scrapper).

Spesifikasi :

Volume : 244,8 m3

Diameter silinder : 6,5904 m

Diameter kerucut : 2,1968 m

Tinggi silinder : 6,5904 m

Tinggi kerucut : 1,3181 m

Kecepatan pengadukan : 1,3249 rpm

Power motor : 1,5 hp

66

Jumlah : 1 buah

Harga : Rp 12.240.000,00

7.2.3. Bak Saringan Pasir (SP-01)

Fungsi : Menyaring partikel – partikel padat dalam air yang tidak terendapkan

di bak clarifier sebanyak 50.777,9970 kg/jam.

Jenis : Gravity sand filter

Spesifikasi :

Kapasitas : 51 m3/jam

Luas penyaringan : 1,0430 m2 (11,2272 ft

2)

Bahan : Beton

Media penyaringan : Pasir

Lebar : 0,7222 m

Panjang : 1,4443 m

Jumlah : 2 buah

Harga : Rp 300.000,00/buah

7.2.4. Bak Air Bersih (BU-02)

Fungsi : Menampung air bersih keluaran dari saringan pasir sebanyak

50.777,9970 kg/jam.

Jenis : Bak persegi panjang dari beton

Spesifikasi :

Volume : 244,8 m3

Panjang : 7,3173 m

Lebar : 7,3173 m

Tinggi : 4,5720 m

Jumlah : 1 buah

Harga : Rp 12.240.000,00

67

7.2.5. Bak Air Minum (BU-03)

Fungsi : Mencampur air sebanyak 155,5698 kg/jam dengan kaporit sehingga

didapatkan air yang bebas bibit penyakit dan bau

Jenis : Bak persegi panjang dari beton

Spesifikasi :

Volume : 4,5 m3

Panjang : 1,2151 m

Lebar : 1,2151 m

Tinggi : 3,0480 m

Jumlah : 1 buah

Harga : Rp 225.000,00

7.2.6. Bak Air Pendingin (BU-04)

Fungsi : Menampung air pendingin yang berasal dari cooling tower dan air

make-up sebanyak 201.202,2093 kg/jam.


Spesifikasi :

Volume : 1.212,4912 m3

Panjang : 14,1032 m

Lebar : 14,1032 m

Tinggi : 6,0960 m

Jumlah : 1 buah

Harga : Rp 60.624.561,51

7.2.7. Bak Penampung Air Pendingin Bekas (BU-05)

Fungsi : Menampung air pendingin bekas sebanyak 171.021,8779 kg/jam

sebelum masuk ke cooling tower.


68

Spesifikasi :

Volume : 1.030,6175 m3

Panjang : 13,0025 m

Lebar : 13,0025 m

Tinggi : 6,0960 m

Jumlah : 1 buah

Harga : Rp 51.530.877,28

7.2.8. Tangki Kation Exchanger (TKE)

Fungsi : Menghilangkan kesadahan air yang disebabkan oleh ion-ion positif

(Ca2+

, Mg2+

, Na2+

) dari garam-garam yang terlarut dalam air dengan

bantuan resin berupa sodium zeolite (NaZ) sebanyak 0,8986 ft3.

Jenis : Menara silinder yang didalamnya diisi resin

Spesifikasi :

Bahan : Stainless steel SA 283 Grade C






Jumlah : 2 buah

Harga : $ 25.229,42/buah

7.2.9. Tangki Anion Exchanger (TAE)

Fungsi : Menghilangkan kesadahan air yang disebabkan oleh ion-ion negatif

(SO4-2

, CO3-2

) dari garam-garam yang terlarut dalam air dengan

bantuan resin berupa Duolite A-42 sebanyak 3,4478 ft3.

Jenis : Menara silinder yang didalamnya diisi resin

Spesifikasi :

69

Bahan : Carbon steel SA 22 Grade A






Jumlah : 2 buah

Harga : $ 25.229,42/buah

7.2.10. Tangki Deaerator (DE)

Fungsi : Menghilangkan gas – gas terlarut dalam air sebanyak 1.052,8083

kg/jam sebelum diumpankan ke dalam boiler dengan menggunakan

N2H4.

Jenis : Tangki silinder horizontal.

Spesifikasi :

Bahan : Stainless steel SA 283 Grade C






Jumlah : 1 buah

Harga : $ 22.209,00

7.2.11. Boiler (B)

Fungsi : Memproduksi steam jenuh untuk digunakan sebagai pemanas pada

area proses sebanyak 3.509,3610 kg/jam dengan menggunakan

bahan bakar Residual Fuel Oil.

Jenis : Fire tube boiler.

70

Spesifikasi :

Volume : 4,1467 m3/jam

Tube :


Diameter luar : 0,0266 m (1,0490 inch)

Panjang : 4,8768 m (16 ft)

Jumlah tube : 40 buah

Susunan tube : Square pitch

Jarak pitch : 0,0318 m (1,25 inch)

Diameter shell : 0,3048 m (12 inch)

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 78.619,88

7.2.12. Fan Udara Pembakar (F-01)

Fungsi : Mengalirkan udara ke furnace untuk proses pembakaran sebanyak

6.068,5256 kg/jam.

Efisiensi : 85%

Daya motor : 3 hp

Jumlah : 2 buah

Harga : $ 5.441,21/buah

7.2.13. Cooling Tower (CT)

Fungsi : Mendinginkan air pendingin yang berasal dari alat – alat pada area

proses sebanyak 201.202,2093 kg/jam dengan udara.

Jenis : Induced draft cooling tower

Dimensi :

Panjang : 4,7244 m

Lebar : 4,7244 m

Tinggi : 2,6468 m

71

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 108.379,94

7.2.14. Fan Cooling Tower (F-02)

Fungsi : Menarik udara sekitar sebesar 45.134,9667 ft3/jam sehingga kontak

langsung dengan air di dalam cooling tower.

Kapasitas : 45.134,9667 ft3/menit


Daya motor : 10 hp

Jumlah : 2 buah

Harga : $ 5.441,21/buah

7.2.15. Tangki Larutan Al2(SO4)3 (TU-01)

Fungsi : Menampung aluminium sulfat (Al2(SO4)3) 5% sebanyak 17,3400

kg/jam yang digunakan sebagai koagulan pada clarifier dengan

waktu penampungan selama 15 hari

Jenis : Tangki silinder vertikal

Spesifikasi :

Bahan : Carbon steel SA 283 Grade C

Volume : 7,2000 m3

Diameter : 1,4511 m

Tinggi : 4,3629 m






Jumlah : 1 buah

Harga : $ 11.847,74

72

7.2.16. Tangki Larutan Na2CO3 (TU-02)

Fungsi : Menampung sodium karbonat (Na2CO3) 5% sebanyak 255 kg/jam

yang digunakan sebagai koagulan pada clarifier dengan waktu

penampungan selama 15 hari.


Spesifikasi :


Volume : 106,3013 m3

Diameter : 3,5599 m

Tinggi : 10,6925 m






Jumlah : 1 buah

Harga : $ 59.588,05

7.2.17. Tangki Larutan Kaporit (TU-03)

Fungsi : Menampung larutan kaporit 1% sebanyak 1,5557 kg/jam untuk

dialirkan ke dalam bak air minum (BU-03) dengan waktu



Spesifikasi :


Volume : 0,2860 m3

Diameter : 0,4951 m

Tinggi : 1,4949 m


73





Jumlah : 1 buah

Harga : $ 1.710,18

7.2.18. Tangki NaCl (TU-04)

Fungsi : Menampung larutan NaCl 5% sebanyak 2.223,6723 kg untuk

dialirkan ke dalam tangki kation exchanger dengan waktu



Spesifikasi :


Volume : 8,6276 m3

Diameter : 1,5413 m

Tinggi : 4,6335 m






Jumlah : 1 buah

Harga : $ 13.206,00

7.2.19. Tangki Larutan NaOH (TU-05)

Fungsi : Menampung larutan sodium hidroksida (NaOH) 5% sebanyak

2.223,6723 kg untuk dialirkan ke dalam tangki anion exchanger

dengan waktu penampungan selama 7 hari.


74

Spesifikasi :


Volume : 8,8947 m3

Diameter : 1,5571 m

Tinggi : 4,6807 m






Jumlah : 1 buah

Harga : $ 13.449,76

7.2.20. Tangki N2H4 (TU-06)

Fungsi : Menampung larutan N2H4 5% sebanyak 1,0528 kg/jam untuk

dialirkan ke dalam deaerator dengan waktu penampungan 15 hari.


Spesifikasi :


Volume : 9,1360 m3

Diameter : 1,5710 m

Tinggi : 4,7226 m






Jumlah : 1 buah

Harga : $ 13.667,55

75

7.2.21. Tangki Umpan Boiler (TU-07)

Fungsi : Menampung kondensat yang berasal dari alat pemanas pada area

proses sebelum diumpankan ke boiler sebanyak 3.509,3610 kg/jam.


Spesifikasi :


Volume : 4,2296 m3

Diameter : 1,2153 m

Tinggi : 3,6555 m






Jumlah : 1 buah

Harga : $ 8.610,30

7.2.22. Pompa (PU-01)

Fungsi : Mengalirkan air dari sungai ke bak pengendap dan penampung (BU-

01) sebanyak 50.777,9970 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 5 hp



76

Harga : $ 1.082,51/buah

7.2.23. Pompa (PU-02)

Fungsi : Mengalirkan air dari bak penampung dan pengendap (BU-01)

menuju ke clarifier sebanyak 50.777,9970 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 5 hp



Harga : $ 1.082,51/buah

7.2.24. Pompa Pemadam Kebakaran (P-PK)

Fungsi : Mengalirkan air dari bak penampung dan pengendap (BU-01) untuk

kebutuhan pemadam kebakaran sebanyak 8.462,9995 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 0,5 hp




77

7.2.25. Pompa Pencuci Bak Saringan Pasir (P-SP)

Fungsi : Mengalirkan air dari bak air bersih menuju ke bak saringan pasir

sebanyak 8.462,9995 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 0,5 hp




7.2.26. Pompa (PU-03)

Fungsi : Mengalirkan air dari bak saringan pasir menuju ke bak air bersih

(BU-02) sebanyak 50.777,9970 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 2 hp



Harga : $ 1.082,51/buah

78

7.2.27. Pompa (PU-04)

Fungsi : Mengalirkan air dari bak air bersih (BU-02) menuju ke bak air

minum (BU-03) sebanyak 155,5698 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 0,5 hp




7.2.28. Pompa (PU-05)

Fungsi : Mengalirkan air dari bak air bersih (BU-02) menuju ke bak air

pendingin (BU-04) dan tangki kation exchanger (TKE) sebanyak

40.816,0229 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 3 hp




79

7.2.29. Pompa (PU-06)

Fungsi : Memompa larutan NaCl 5% dari tangki NaCl (TU-04) menuju ke

tangki kation exchanger (TKE) untuk proses regenerasi.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 0,5 hp




7.2.30. Pompa (PU-07)

Fungsi : Memompa larutan NaOH 5% dari tangki NaOH (TU-05) menuju ke

tangki anion exchanger (TAE) untuk proses regenerasi.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 0,5 hp




80

7.2.31. Pompa (PU-08)

Fungsi : Mengalirkan air dari tangki deaerator menuju ke tangki penampung

(TU-07) sebanyak 1.052,8083 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 0,5 hp




7.2.32. Pompa (PU-09)

Fungsi : Memompa air dari tangki umpan boiler (TU-07) ke steam boiler

furnace sebanyak 3.509,3610 kg/jam.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 0,5 hp




81

7.2.33. Pompa (PU-10)

Fungsi : Mengalirkan air 201.202,2093 kg/jam dari bak air pendingin (BU-

04) menuju ke alat pendingin.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 7,5 hp




7.2.34. Pompa (PU-11)

Fungsi : Mengalirkan air sebanyak 171.021,8779 kg/jam dari bak air bekas

pendingin (BU-05) menuju ke cooling tower (CT).


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 7,5 hp



Harga : $ 2.243,15/buah

82

7.2.35. Pompa (PU-12)

Fungsi : Mengalirkan air sebanyak 171.021,8779 kg/jam dari cooling tower

(CT) menuju bak air pendingin (BU-04).


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 7,5 hp



Harga : $ 2.243,15/buah

7.2.36. Pompa (PU-13)

Fungsi : Mengalirkan bahan bakar sebanyak 257,4404 kg/jam dari tangki

bahan bakar menuju ke steam boiler furnace.


Spesifikasi pompa :





Daya motor : 0,5 hp




83

7.2.37. Tangki Bahan Bakar (T-BB)

Fungsi : Menyimpan bahan bakar berupa residual fuel oil sebanyak 288,6612

kg/jam.


Spesifikasi :

Bahan : Carbon steel SA-283, Grade C

Volume : 0,4250 m3

Diameter : 0,3918 m

Tinggi : 1,1848 m






Jumlah : 1 buah

Harga : $ 2.169,12

7.2.38. Kompresor (CP)

Fungsi : Menaikkan tekanan udara dari tekanan 1 atm menjadi 1,6986 atm

sebanyak 5,0400 m3/jam.

Jenis : Kompresor sentrifugal

Spesifikasi :

Jumlah stage : 2

Daya motor : 1,5 hp

Jumlah : 1 buah

Harga : $ 2.220,90

84

7.2.39. Generator (GE)

Fungsi : Menyediakan cadangan arus listrik sebesar 350 kW jika listrik dari

PLN mengalami gangguan atau terputus (mati).

Jenis : Generator arus AC

Spesifikasi :


Jumlah : 1 buah

Harga : $ 21.986,91

85

BAB VIII

UTILITAS

Suatu pabrik memerlukan sarana penunjang untuk kelancaran proses

produksi. Oleh karena itu, sarana dan prasarana harus dirancang dengan baik,

sehingga dapat menjamin kelangsungan operasi suatu pabrik.

Salah satu faktor yang menunjang kelancaran suatu proses produksi di

dalam pabrik yaitu penyediaan utilitas. Penyediaan utilitas ini meliputi:

penyediaan air, penyediaan steam, penyediaan listrik, penyediaan bahan bakar,

dan penyediaan udara tekan.

8.1. Unit Penyediaan Air

Pemenuhan kebutuhan air suatu pabrik pada umumnya menggunakan air

sumur, air sungai, air danau, maupun air laut sebagai sumbernya. Pada

perancangan pabrik biodiesel ini yang digunakan adalah air yang berasal dari

sungai. Penggunaan air sungai sebagai sumber air mempertimbangkan hal – hal

sebagai berikut :

1. Biaya lebih rendah dibanding biaya dari sumber lainnya.

2. Jumlah air sungai lebih banyak dibanding air sumur.

3. Letak sungai berada tidak jauh dari lokasi pabrik.

Kebutuhan air di pabrik ini dipenuhi dari Sungai Batulicin. Adapun tahap

pengolahan air dari sungai dapat dilakukan melalui beberapa tahap, yaitu: tahap

penjernihan air, proses pelunakan air, dan penghilangan gas.

8.1.1. Pengolahan air

Adapun tahap pengolahan air sungai dapat dilakukan sesuai dengan

spesifikasi air yang diperlukan. Pengolahan air dilakukan melalui beberapa tahap

diantaranya:

1. Tahap penjernihan air

Tahan penjernihan air dilakukan melalui beberapa tahap yaitu pemisahan

kotoran air sungai, flokulasi, dan penyaringan.

a. Pemisahan kotoran air sungai

Air dari sungai di saring untuk menghindari adanya kotoran – kotoran

yang cukup besar yang terbawa ke dalam bak pengendap.

86

b. Flokulasi

Air sungai yang ada dibak dipenampung, dialirkan menuju clarifier untuk

mengendapkan kotoran yang terikut di dalam air sungai. Pada clarifier ini

terjadi penambahan koagulan yang berfungsi untuk membentuk flok – flok

yang kemudian membentuk partikel yang lebih besar. Pada tahap ini juga

dilakukan pengadukan untuk mencampur air dengan bahan koagulan

(Al2(SO4)3.18H2O) dan larutan natrium karbonat (Na2CO3) yang bertujuan

untuk menurunkan kesadahan air dengan pengadukan lambat agar flok –

flok yang terbentuk dapat mengendap secara gravitasi. Berikut adalah

persamaan reaksi yang terjadi (Powell, 1954):

CaSO4 + Na2CO3 CaCO3 + Na2SO4

CaCl2 + Na2CO3 CaCO3 + 2 NaCl

6 NaAlO2 + Al2(SO4)3.18H2O 8 Al(OH)3 + 3 Na2SO4 + 6 H2O

Alumunium hidroksida (Al(OH)3) yang terbentuk berupa flok-flok

(gumpalan lunak) akan mengikat padatan – padatan tersuspensi dan

mengendapkannya sebagai sludge. Pada selang waktu tertentu dilakukan

blowdown untuk membuang endapan yang terbentuk sebelumnya. Bak

clarifier (C) dilengkapi dengan scraper yang berfungsi mengumpulkan

endapan pada dasar clarifier sehingga mudah dibuang. Air bersih keluar

dari clarifier secara over flow.

c. Penyaringan

Air dari clarifier dimasukkan ke dalam bak saringan pasir (sand filter)

yang tersusun atas campuran pasir dan kerikil kuarsa dari yang halus

sampai yang kasar dan disusun secara berlapis – lapis. Media berpori ini

berfungsi untuk menahan atau menyaring partikel – partikel padat yang

lolos atau terbawa bersama air dari clarifier. Menurut Powell (1954)

karakteristik sand filter adalah sebagai berikut:

Kecepatan penyaringan : 15 – 30 gpm/ft2

Tebal tumpukan pasir : 18 – 30 in

Tebal tumpukan kerikil : 8 – 20 in

Pencucian ulang dilakukan dengan sistem back wash, dilakukan tiap 6 –

24 jam sekali atau jika saringan pasir sudah cukup jenuh dengan waktu

87

pencucian biasanya 10 – 15 menit. Air pencuci yang biasanya digunakan 2

– 3% dari air yang disaring (Powell, 1954).

Setelah tahap filtrasi di sand filter, air jernih ditampung didalam bak

penampung (BU-02). Air bersih digunakan untuk air minum, rumah

tangga dan kantor, air umpan boiler, dan air pendingin.

2. Tahap pelunakan (demineralisasi) air

Air yang digunakan sebagai umpan boiler harus memenuhi persyaratan bebas

dari garam – garam mineral yang terlarut. Proses demineralisasi dimaksudkan

untuk menghilangkan ion – Ion dari peruraian garam – garam yang

terkandung pada filtered water dengan cara melewatkan air pada kation –

anion exchanger yang mengandung resin.

Didalam kation – anion exchanger terjadi dua reaksi, yaitu softening dan

regenerasi. Softening adalah proses penghilangan garam – garam di dalam air

untuk mencegah terjadinya kerak dan korosi di dalam boiler dengan

menggunakan resin. Regenerasi adalah proses pengaktifan kembali resin yang

sudah jenuh karena proses softening, sehingga dapat digunakan kembali.

Adapun tahapan proses pelunakan air adalah sebagai berikut:

a. Kation exchanger

Kation exchanger berfungsi untuk mengikat ion-ion positif yang ada pada

air seperti Ca2+

, Mg2+

, Na+, K

+, Fe

2+ Al

3+, Mn

2+ menggunakan sodium

zeolite (Na2Z).

Ca2+

+ Na2Z CaZ + 2 Na2+

Mg2+

+ Na2Z MgZ + 2 Na2+

Karena proses ini berlangsung terus menerus maka pada suatu saat zeolite

akan penuh dengan garam Ca dan Mg, sehingga tidak dapat berfungsi lagi

(jenuh). Maka dilakukan regenerasi dengan menggunakan larutan NaCl

(Powell, 1954)

Reaksi regenerasi yang terjadi adalah sebagai berikut:

CaZ + 2 NaCl Na2Z + CaCl2

MgZ + 2 NaCl Na2Z + CaCl2

b. Anion exchanger

88

Anion exchanger berfungsi untuk mengikat ion-ion negatif yang ada pada

air seperti SO32-

, Cl-, S

2-, HCO3

2- menggunakan resin Duolite A-2.

Reaksi pelunakan air (Powell, 1954):

NH3 + HCl NH4Cl

RNH2 + HCl RNH3Cl

2 NH4OH + H2CO3 (NH4)CO3 + 2H2O

H2CO3 + 2 RNH3OH (RNH3)2CO3 + 2 H2O

Regenerasi dilakukan dengan menggunakan larutan NaOH. Reaksi

regenerasi yang terjadi adalah sebagai berikut:

NH4Cl + NaOH NH3 + NaCl + H2O

RNH3Cl + NaOH RNH2 + NaCl + H2O

(NH4)2CO3 + 2NaOH 2NH4OH + Na2CO3

(RNH3)2CO3 + 2 NaOH 2 RNH3OH + Na2CO3

3. Tahap penghilangan gas (deaerasi)

Penghilangan gas dilakukan setelah air keluaran dari kolom anion, proses

penghilangan gas dilakukan di deaerator. Deaerator merupakan alat yang

digunakan untuk menghilangkan gas O2 dan CO2 yang terlarut di dalam air.

Gas O2 dapat menimbulkan kerak dan korosi di dalam ketel uap, sedangkan

gas CO2 dapat mengakibatkan terjadinya pembusaan (foaming) berlebihan

sehingga dapat mengotori dan merusak peralatan. Air untuk umpan boiler

harus melalui pengolahan untuk mencegah terjadinya kerak dan foam (buih)

sebagai berikut:

a. Pencegahan kerak

Untuk mencegah terbentuknya kerak akibat kesadahan yang masih tersisa

maka pada air umpan boiler ditambahkan hidrazin. Hidrazin yang

berfungsi mengikat oksigen berdasarkan reaksi berikut:

N2H4 + O2 N2 + 2H2O

Nitrogen sebagai hasil reaksi bersama-sama dengan gas lain dihilangkan

melalui Stripping dengan uap bertekanan rendah.

b. Pencegahan foam

Foam (buih) adalah butir-butir gelembung pada permukaan air dalam

boiler akibat adanya kontaminasi dengan minyak pada air umpan boiler.

89

Akumulasi gas H2 yang berlebihan karena jumlah blowdown kurang, dan

treatment yang berlebihan dapat menimbulkan foam. Sehingga dirancang

jumlah blowdown sebesar 15% untuk mencegah timbulnya foam dalam

boiler.

8.1.2. Air minum, perkantoran dan sanitasi

Air di dalam bak penampung air bersih (BU-02) dialirkan menggunakan

pompa kedalam bak keperluan umum (BU-03). Pada bak (BU-03) ditambahkan

desinfektan untuk membunuh bakteri yang ada dalam air. Desinfektan yang

digunakan yaitu klor dalam bentuk kaporit (Ca(OCl)2). Reaksi yang terjadi

sebagai berikut:

Ca(OCl)2 + H2O Ca2+

+ 2 OCl- + H2O

2 OCl- Cl2 + O2

Pada reaksi ini, yang mendesinfeksi air adalah OCl-. Kadar klorin untuk

desinfeksi air sampai pH = 7 adalah 2 ppm.

8.1.3. Air umpan boiler

Air yang akan digunakan sebagai umpan boiler harus dihilangkan

kesadahannya dan memenuhi syarat batas kadar padatan, total alkali, dan total

padatan yang dapat terendapkan. Batasan air umpan boiler menurut ABMA

(American Boiler Manufacturer Association standard) untuk boiler dengan

tekanan operasi antara 0 – 300 psig adalah:

Total solid : 3.500 ppm

Total alkali : 700 ppm

Suspended solid : 300 ppm

Untuk mencapai kondisi tersebut, maka air umpan boiler harus mengalami

eksternal dan internal treatment. Eksternal treatment merupakan perlakuan

terhadap air sebelum masuk ke unit pembangkit uap, yaitu proses penyediaan

demineralisasi. Sedangkan internal treatment yaitu perlakuan yang dilakukan pada

unit pembangkit uap (boiler) yang meliputi pencegahan terjadinya kerak, korosi

dan foaming. Adanya kesadahan pada air akan menyebabkan terbentuknya kerak

dan mengurangi kecepatan transfer panas pada boiler, sehingga mengurangi

efisiensi pemakaian panas. Ada dua macam kesadahan air yaitu kesadahan tetap

dan kesadahan sementara.

1. Kesadahan sementara

90

Kesadahan sementara adalah kesadahan yang disebabkan oleh gas – gas

terlarut dalam air umpan boiler seperti CO2 dan O2. Kesadahan sementara

dapat dihilangkan dengan cara pemanasan biasa, sehingga terjadi reaksi:

H2CO3 H2O + CO2

2. Kesadahan tetap

Kesadahan tetap adalah kesadahan yang disebabkan adanya kation maupun

anion dari peruraian garam dapat dihilangkan dengan cara melewatkan air

pada kation – anion exchanger yang mengandung resin. Di dalam kation –

anion exchanger terjadi dua reaksi yaitu softening dan regenerasi. Softening

adalah proses penghilangan garam – garam di dalam air untuk mencegah

terjadinya kerak dan korosi di dalam boiler dengan menggunakan resin.

Regenerasi adalah proses pengaktifan kembali resin yang sudah jenuh karena

proses softening, sehingga dapat digunakan kembali.

8.1.4. Air pendingin

Air pendingin yang akan digunakan harus dihilangkan kesadahannya dan

memenuhi syarat batas kadar padatan >100ppm, dan total padatan yang

terendapkan <10ppm.

Air pendingin setelah digunakan pada peralatan proses akan mengalami

kenaikan suhu. Untuk menghemat pemakaian air, air pendingin dari peralatan

proses didinginkan dalam cooling tower dan dicampur dengan air make-up.

Cooling tower merupakan suatu menara yang terdiri dari kerangka beton,

didalam menara terdapat isian yang terbuat dari kayu. Air yang diturunkan

suhunya dipercikan melalui puncak cooling tower sedangkan udara pendingin

dihembuskan melalui dasar cooling tower dengan menggunakan fan. Kontak

antara udara dengan air pendingin menyebabkan sebagian air akan menguap dan

suhu dari air akan turun. Pada umumnya jenis cooling tower yang digunakan

adalah induced draft cooling tower karena lebih mudah pengoperasiannya dan

tidak mudah menimbulkan kerak maupun lumut.

8.1.5. Air pemadam kebakaran

Syarat air pemadam kebakaran yaitu tidak mengandung padatan seperti

pasir, batuan kerikil dan tidak mengandung kotoran seperti daun, sampah.

91

Adapun kebutuhan air sebagai umpan proses, boiler, pendingin, kebutuhan

rumah tangga dan perkantoran adalah sebagai berikut:

1. Air untuk proses

Kebutuhan air proses pada area proses sebagai berikut:

Tabel 8.1 Kebutuhan Air Proses

Nama Alat Massa (kg/jam)

Filter 2.110,4891

Tangki Pencuci 7.472,3941

Total 9.582,8832

2. Air untuk steam

Kebutuhan steam pada area proses sebagai berikut:

Tabel 8.2 Kebutuhan Air untuk Steam


Evaporator 2.625,9073

Heater-01 725,9182

Heater-02 157,5355

Total 3.509,3610

Setelah digunakan sebagai pemanas, dianggap 70% kondensat dari steam

dapat digunakan kembali (recycle) (Effendy, 2013). Maka, jumlah air

kondensat yang dapat didaur ulang adalah:

Air recycle = 70% × 3.509,3610 kg/jam = 2.456,5527 kg/jam

Kebutuhan air untuk membuat steam:

Kebutuhan air = kebutuhan steam – kondensat yang didaur ulang

= (3.509,3610 – 2.456,5527) kg/jam

= 1.052,8083 kg/jam

3. Air pendingin

Kebutuhan air pendingin pada area proses sebagai berikut:

Tabel 8.3 Kebutuhan Air Pendingin


Coil R-01 28.898,1200

Coil R-02 9.907,0416

Coil R-03 3.562,7198

92

Tabel 8.3 Kebutuhan Air Pendingin (lanjutan)

Coil R-04 1.320,0803

Condenser 98.328,0842

Cooler-01 6.539,5090

Cooler-02 52.646,6543

Total 201.202,2093

Setelah digunakan sebagai pendingin, 85% air dapat didaur ulang sehingga

dapat digunakan kembali (Yulianto, 2010). Maka, jumlah air yang dapat

didaur ulang untuk digunakan kembali (recycle) sebesar:

Air recycle = 85 % × 201.202,2093 kg/jam = 171.021,8779 kg/jam

Kebutuhan air untuk membuat air pendingin:

Kebutuhan air pendingin = kebutuhan air – air yang didaur ulang

= (201.202,2093 – 171.021,8779) kg/jam

= 30.180,3314 kg/jam

4. Air pemadam kebakaran

Air untuk kebutuhan pemadam kebakaran adalah 400 L/menit (SNI 03-1475-

2000).

5. Air keperluan umum

Air keperluan umum yang digunakan untuk kebutuhan air minum, perkantoran

dan sanitas:

a. Air minum

Dirancang pabrik mempunyai karyawan 150 orang. Menurut Permenkes

No. 70 tahun 2016 kebutuhan minimum air minum untuk seorang

karyawan adalah 5 L/hari.

Kebutuhan air minum = 150 × 5 L/hari

= 750 L/hari

L1000

m1

jam24

hari1 3

× 995,6470 kg/m3

= 31,1140 kg/jam

b. Air untuk perkantoran dan sanitasi

Diperkirakan kebutuhan air untuk perkantoran dan sanitasi untuk seorang

karyawan sebanyak 20 L/hari (Permenkes No. 70 tahun 2016).

Kebutuhan air = 150 × 20 L/hari

93

= 3.000 L/hari

L1000

m1

jam24

hari1 3

× 995,6470 kg/m3

= 124,4559 kg/jam

Maka, total air keperluan umum adalah

Total air = (31,1140 + 124,4559) kg/jam = 155,5698 kg/jam

Maka, untuk total kebutuhan air bersih adalah

Total kebutuhan air bersih = (9.582,8832 + 30.180,3314 + 1.052,8083 +

155,5698) kg/jam

= 40.971,5928 kg/jam 0,9956 kg

1

/L

= 41.150,7218 L/jam

≈ 42.000 L/jam

Diambil 20% berlebih yang berguna untuk kejadian mendadak, seperti start up

awal proses produksi, jika terjadi kebakaran, dan jika terjadi masalah dalam

menjalankan proses produksi. Sehingga kebutuhan air menjadi sebesar:

Total kebutuhan air bersih = 1,2 × 42.000 L/jam

= 50.400 L/jam ≈ 51.000 L/jam

8.2. Unit Penyediaan Steam

Penyediaan steam ini bertujuan untuk mencukupi kebutuhan steam yang

akan digunakan untuk berbagai proses operasi digunakan Boiler jenis Fire tube

Boiler. Boiler tersebut dilengkapi dengan sebuah unit economizer safety valve

sistem dan pengaman-pengaman yang bekerja secara otomatis.

Air dari water treatment plant yang akan digunakan sebagai umpan boiler

terlebih dahulu diatur kadar silika, O2, Ca, Mg yang mungkin masih terikut

dengan jalan menambahkan bahan-bahan kimia kedalam boiler feed water tank.

Selain itu juga perlu diatur pHnya sekitar 10,5 – 11,5 karena pada pH yang terlalu

tinggi, korosifitasnya juga tinggi.

Sebelum masuk ke boiler, umpan dimasukkan dahulu kedalam economizer,

yaitu alat penukar panas yang memanfaatkan panas dari gas sisa pembakaran

minyak residu yang keluar dari boiler. Didalam alat ini, air dinaikkan

temperaturnya hingga 100 – 116ºC, kemudian diumpankan ke boiler.

94

Di dalam boiler, api yang keluar dari alat pembakaran (burner) bertugas

untuk memanaskan lorong api dan pipa-pipa api. Gas sisa pembakaran ini masuk

economizer sebelum dibuang melalui cerobong asap, sehingga air didalam boiler

menyerap panas dari dinding dan pipa-pipa api maka air menjadi mendidih. Uap

air yang terbentuk terkumpul sampai mencapai tekanan 10 bar, baru kemudian

dialirkan ke steam header untuk didistribusikan ke area-area proses.

Kaporit 1%

TU-03

BU-05

PU-03

BU-02

PU-10

Udara

PU-11

ALAT PENDINGIN

BU-06 BU-07

COOLING

TOWER

KATION

PU-09

TU-04

NaCl 5%NaOH 5%

EXCHANGEREXCHANGER

TKE

SteamALAT PEMANAS

STEAM BOILER

FURNACE

TU-07

Udara Buang

B.Bakar

PU-15

Udara

F-BB

PU-12

Air keperluan umum

PU-08

ANION

TAE

PU-13

TU-05

ke UPLke UPL

DEAERATOR

PU-08

Gas

Na2HPO4.2H2O

TU-06

PU-14

BU-01

Sungai

PU-01

Pemadam

kebakaran

PU-02

Larutan Tawas

TU-01

Larutan Na2CO3

TU-02

PU-04

PU- -05

SP

CL

ke UPL

PU-07

BU-04

PU-06

BU-03

Keterangan Gambar:

BU-01 : Bak Pengendap Pertama

BU-02 : Bak Pengendap Kedua

BU-03 : Bak Flokulator

BU-04 : Bak Air Bersih

BU-05 : Bak Air Rumah Tangga

BU-06 : Bak Air Pendingin

BU-07 : Bak Air Bekas Pendingin

CL : Clarifier

SP : Saringan Pasir

TKE : Tangki Kation Exchanger

TAE : Tangki Anion Exchanger

TU-01 : Tangki Larutan Tawas

TU-02 : Tangki Natrium Karbonat

TU-03 : Tangki Kaporit

TU-04 : Tangki NaCl

TU-05 : Tangki NaOH

TU-06 : Tangki NaH2PO4.2H2O

TU-07 : Tangki Air Bekas Pemanas

Gambar 8.1 Diagram Alir Pengolahan Air

8.3. Unit Pembangkit Listrik

Kebutuhan listrik pada pabrik ini dipenuhi oleh 2 sumber, yaitu PLN dan

generator diesel. Diesel digunakan sebagai tenaga cadangan apabila PLN

95

mengalami gangguan, untuk menggerakkan power – power motor yang penting

antara lain boiler, pompa dan cooling tower.

Prinsip kerja dari diesel ini adalah solar dan udara yang terbakar secara

kompresi akan menghasilkan panas. Panas ini digunakan untuk memutar poros

engkol sehingga dapat menghidupkan generator yang mampu menghasilkan

tenaga listrik. Listrik ini didistribusikan ke panel yang selanjutnya akan dialirkan

ke unit pemakai. Pada operasi sehari – hari digunakan tenaga listrik 50% dan

diesel 50%. Tetapi apabila listrik padam, operasinya akan menggunakan tenaga

listrik dari diesel 100%.

Kebutuhan listrik pada pabrik digunakan untuk :

1. Menggerakkan alat pada area proses

2. Menggerakkan alat pada area utilitas

3. Menggerakkan katup pada alat kontrol

4. Penerangan pabrik dan kantor

Kebutuhan listrik untuk menggerakkan motor-motor untuk alat – alat proses

produksi maupun alat – alat utilitas terlihat pada Tabel 8.4 dan Tabel 8.5

Tabel 8.4 Listrik yang diperlukan untuk menggerakkan alat proses

No. Nama Alat Daya (hP)

1. Reaktor-01 15

2. Reaktor-02 15

3. Reaktor-03 15

4. Reaktor-04 15

5. Tangki Pencuci 25

6. Tangki Pencampur-01 15

7. Tangki Pencampur-02 5

8. Bucket Elevator-01 1

9. Bucket Elevator-02 1

10. Belt Conveyor 0,5

11. P-01 7,5

12. P-02 5

13. P-03 7,5

14. P-04 5

15. P-05 1,5

16. P-06 0,5

17. P-07 0,75

18. P-08 0,5

19. P-09 0,5

20. P-10 0,5

21. P-11 0,5

96

Tabel 8.4 Listrik yang diperlukan untuk menggerakkan alat proses (lanjutan)

22. P-12 2

23. P-13 1

24. P-14 2

25. P-15 2

26. P-16 2

27. P-17 3

28. P-18 1,5

29. P-19 2

30. P-20 0,5

31. P-21 0,75

32. P-22 0,5

33. P-23 5

Total 159,5

Tabel 8.5 Listrik yang diperlukan untuk menggerakkan alat utilitas

No. Nama Alat Daya (hP)

1. Clarifier 1,5

2. Pompa Pemadam Kebakaran 0,5

3. Pompa Pencuci Sand Filter 0,5

4. Pompa (PU-01) 5

5. Pompa (PU-02) 5

6. Pompa (PU-03) 2

7. Pompa (PU-04) 0,5

8. Pompa (PU-05) 3

9. Pompa (PU-06) 0,5

10. Pompa (PU-07) 0,5

11. Pompa (PU-08) 0,5

12. Pompa (PU-09) 0,5

13. Pompa (PU-10) 7,5

14. Pompa (PU-11) 7,5

15. Pompa (PU-12) 7,5

16. Pompa (PU-13) 0,5

17. Fan Boiler 3

18. Fan Cooling Tower 10

19. Kompresor 1,5

Total 57,5

Total daya listrik = listrik untuk menggerakkan alat proses + listrik untuk

menggerakkan alat utilitas

97

= (159,5 + 57,5) hP

= 217 hP

a. Kebutuhan listrik untuk menggerakkan motor

P = 217 hP

hP1

kW0,746= 161,8820 kW

Energi listrik untuk menggerakkan motor digunakan selama 24 jam

= 161,8820 kW

hari1

jam24

= 3.885,1680 kWh/hari

tahun1

hari330

= 1.282.105,4400 kWh/tahun

b. Kebutuhan listrik untuk alat instrumen

Kebutuhan listrik untuk menggerakkan alat kontrol, bengkel, dan peralatan

laboratorium (instrumentasi) diperkirakan 20% dari kebutuhan listrik pada

unit proses dan utilitas.

P = 20% × 161,8820 kW = 32,3764 kW

Energi listrik untuk alat instrumen digunakan selama 24 jam

= 32,3764 kW

hari1

jam24

= 777,0336 kWh/hari

tahun1

hari330

= 256.421,0880 kWh/tahun

c. Listrik untuk penerangan kawasan pabrik

P = 20% × 161,8820 kW = 32,3764 kW

Energi listrik untuk penerangan kawasan pabrik digunakan selama 24 jam

= 32,3764 kW

hari1

jam24

= 777,0336 kWh/hari

tahun1

hari330

= 256.421,0880 kWh/tahun

d. Listrik untuk kawasan perkantoran = 30 kW

98

Energi listrik untuk kawasan perkantoran digunakan selama 12 jam

= 30 kW

hari1

jam12

= 360 kWh/hari

tahun1

hari330

= 237.600 kWh/tahun

Maka, total kebutuhan daya listrik yang diperlukan sebesar:

Total kebutuhan = (161,8820 + 32,3764 + 32,3764 + 30) kW = 256,6348 kW

Sehingga, total kebutuhan energi dalam satu tahun adalah:

Total kebutuhan energi = (1.282.105,4400 + 256.421,0880 + 256.421,0880 +

237.600) kWh/tahun

= 2.032.547,6160 kWh/tahun

Kebutuhan listrik ini dipenuhi oleh PLN, generator digunakan sebagai

cadangan jika aliran listrik dari PLN mengalami gangguan. Oleh karena itu,

disediakan 1 set generator dengan efisiensi 80%.

Daya generator = %80

kW 256,6348= 320,7935 kW 321 kW

kW 1

kVA 1= 321 kVA

Sehingga, daya generator yang digunakan sesuai standar adalah 350 kVA 350

kW

8.4. Unit Pengadaan Bahan Bakar

Jenis bahan bakar yang digunakan berupa bahan bakar cair. Kriteria bahan

bakar cair yang digunakan adalah sebagai berikut (Petroleum Refinery, Eng,

Nelson, 1985) :

Jenis minyak bakar = Residual Fuel Oil

Net heating value, NHV = 17.351 Btu/lb

8.4.1. Generator

Daya generator = 350 kW 3412,19 Btu/jam

1 kW

= 1.194.266,5000 Btu/jam

Kebutuhan bahan bakar = NHV

generatordaya

99

= Btu/lb 17351

Btu/jam 50001.194.266,

= 68,8298 lb/jam

lb2,20462

kg1

= 31,2207 kg/jam

Apabila listrik padam rata-rata 4 jam perminggu atau 192 jam pertahun maka,

Kebutuhan bahan bakar = 31,2207 kg/jam

tahun1

jam192

= 5.994,3794 kg/tahun

Diketahui densitas (ρ) dari Residual Fuel Oil sebesar 0,815 kg/L, maka

Kebutuhan bahan bakar = 5.994,3794 kg/tahun

kg/L0,815

1

= 7.335,0667 L/tahun

8.4.2. Boiler

Diinginkan efisiensi boiler 85%

Jumlah kebutuhan steam = 3.509,3610 kg/jam

Massa air, m

m.air = efisiensi

steamjumlah=

%85

kg/jam 3610,509.3= 4.128,6600 kg/jam

= 4.128,6600 kg/jam

kg1

lb2,20462 = 9.102,1264 lb/jam

ρ air pada 30ºC = 995,6470 kg/m3

Volume air = ρ

m=

3kg/m 6470,995

kg/jam 6600,128.4= 4,1467 m

3/jam

Spesifikasi steam untuk saturated steam:

Ts = 240ºF = 115,5556ºC

ΔHfg = 952,2 Btu/lb (Tabel 7, Kern, 1959)

P = 1,6986 atm = 24,9690 psi

Cp.steam = 0,4540 Btu/lb.°F

Menghitung kebutuhan pemanas

Suhu air masuk, Ta = 35ºC = 95ºF

Cp.air = 1 Btu/lb.°F

100

Td.air = 100ºC = 212ºF

Beban panas boiler (Qb) :

Qb = m.air Cp.air (Td – Ta) + m.air ΔHfg + m.air Cp.steam (Ts – Td)

= (9.102,1264 lb/jam × 1 Btu/lb.°F (212°F – 95°F)) + (9.102,1264 lb/jam ×

952,2 Btu/lb) + (9.102,1264 lb/jam × 0,4540 Btu/lb.°F (220°F – 212°F))

= 9.847.705,0788 Btu/jam

Untuk proses pembakaran maka dibutuhkan komposisi minyak sebagai berikut:

C = 87,5%; H2 = 10,17%; dan S = 1,14%

Kebutuhan kelebihan udara = 25 – 30% (tabel 14-6, Nelson, 1985, hal. 420)

Dirancang:

Kebutuhan kelebihan udara 25%

Efisiensi pembakaran 100%

Kebutuhan bahan bakar = NHVpembakaran effisiensi

Qb

= Btu/lb 17351 100%

Btu/jam 0788,705.847.9

= 567,5584 lb/jam

lb2,20462

kg1

= 257,4404 kg/jam

Boiler beroperasi dalam 1 tahun sebanyak 330 hari dengan 1 hari adalah 24 jam,

maka kebutuhan bakar boiler akan menjadi,

Kebutuhan bahan bakar = 257,4404 kg/jam 24 jam 330 hari

1 hari 1 tahun

= 2.038.928,3412 kg/tahun

Diketahui densitas (ρ) dari Residual Fuel Oil sebesar 0,815 kg/L, maka

Kebutuhan bahan bakar = 2.038.928,3412 kg/tahun

kg/L0,815

1

= 2.501.752,5659 L/tahun

Kebutuhan udara

C + O2 → CO2

H2 + ½ O2 → H2O

S + O2 → SO2

101

Komponen minyak:

C = C BM

bakarbahan kebutuhan 87,5%

= lb/lbmol) (12

lb/jam) (567,5584 %5,87 = 41,3845 lbmol/jam

H2 = 2H BM


= lb/lbmol) (2

lb/jam) (567,5584 %17,10 = 28,8603 lbmol/jam

S = S BM


= lb/lbmol) (52

lb/jam) (567,5584 %14,1 = 0,2022 lbmol/jam

Total = (41,3845 + 28,8603 + 0,2022) lbmol/jam

= 70,4470 lbmol/jam

Menentukan BM udara

Udara terdiri dari, 21% O2 dan 79% N2

BM udara = (21% × 32 lb/lbmol) + (79% × 28 lb/lbmol)

= 28,84 lb/lbmol

Oksigen yang digunakan berlebih 25%, sehingga kebutuhan oksigen yang

digunakan :

Kebutuhan O2 (berlebih) = (1,25 × 70,4470 lbmol/jam)

= 88,0587 lbmol/jam × 32 lb/lbmol

= 2.817,8800 lb/jam

Kebutuhan udara pada boiler =

21

100× kebutuhan O2

=

21

100× 2.817,8800 lb/jam

= 13.418,4760 lb/jam

lb2,20462

kg1

= 6.086,5256 kg/jam

Blow down

Karena efisiensi boiler sebesar 85%, maka jumlah blow down air boiler sebesar:

102

Blow down = (100% – 85%) × jumlah air masuk

= (100% – 85%) × (4.128,6600 kg/jam)

= 619,2990 kg/jam

Sehingga total kebutuhan bahan bakar adalah:

Total kebutuhan = Bahan bakar generator + bahan bakar boiler

= (31,2207 + 257,4404) kg/jam

= 288,6612 kg/jam 24 jam 330 hari

1 hari 1 tahun

= 2.044.922,7206 kg/tahun

kg/L0,815

1

= 2.509.107,6326 L/tahun

8.5. Unit Pengadaan Udara Tekan

Udara tekan diperlukan untuk menggerakkan alat pengendalian proses yang

ada pada area proses. Diperkirakan jumlah alat kontrol pada area proses sebanyak

25 buah dan diperkirakan kebutuhan udara tekan untuk tiap alat kontrol sebesar

2,8 L/menit (Considine, 1985).

Kebutuhan total udara tekan = 25 × 2,8 L/menit

= 70 L/menit

L1.000

m1

jam1

menit60 3

= 4,2000 m3/jam

Faktor keamanan 20% = 20% × 4,2000 m3/jam = 0,8400 m

3/jam

Total udara tekan = (4,2000 + 0,8400) m3/jam

= 5,0400 m3/jam

hari1

jam24

tahun1

hari330

= 39.916,8000 m3/tahun

Untuk pengadaan udara tekan, dipenuhi dengan menggunakan kompresor

sentrifugal.

8.5.1. Kompresor

Kompresor digunakan untuk menaikkan tekanan udara dari tekanan 1 atm

menjadi 1,6986 atm.

103

Data:

γ udara = 1,39

Tekanan masuk (P1) = 1 atm = 14,7 psi

Tekanan keluar (P2) = 1,6986 atm = 24,9690 psi

Suhu udara masuk (T1) = 30°C = 303 K

BM udara = 28,84 kg/kmol

ρ udara = 5,8 kg/m3

Berdasarkan Aries, R. A., 1955 maka, jumlah stage sebanyak dua buah.

Compression Ratio, Rc:

Rc = n

1

1

2

P

P

=

2

1

atm 1

atm 6986,1

= 1,3033

Temperatur keluar, T2 :

T2 = T1 nγ

1γ

1

2

P

P

= 303 K

39,12

139,1

atm 1

atm 6986,1

= 326,3778 K = 53,3778°C

Menghitung kerja yang diperlukan oleh kompresor :

Untuk 2 stage :

W = – (W1 + W2)

W =

1'P

P

1γ

T Rn γ1

P

'P

1γ

T Rn γ

1γ

1

21γ

1γ

1

11

W =

2'P

P

P

'P

1γ

T Rn γ

1γ

1

2γ

1γ

1

11

Dimana :

W = kerja atau tenaga yang diperlukan kompresor

R = konstanta gas ideal, 1,9870 cal/gmol.K

T1 = suhu udara masuk, K

P1 = tekanan udara masuk, atm

P2 = tekanan udara keluar, atm

n = mol udara masuk, gmol/jam

P1’ = (P1 . P2)½ = (1 atm × 1,6986 atm)

½ = 1,3033 atm

104

mol udara masuk kompresor dihitung dengan persamaan :

n = udara BM

V ρ.udara=

kg/kgmol 28,84

/jamm 0400,5kg/m 8,5 33

= 1,0136 kmol/jam

Sehingga tenaga yang diperlukan kompresor (W) adalah :

W =

2'P

P

P

'P

1γ

T Rn γ

1γ

1

2γ

1γ

1

11

=

39,1

139,1

atm 1

atm 1,3033

1 - 1,39

K 303 cal/gmol.K 1,9870 gmol/jam 1.013,5922

2 atm 1,3033

atm 6986,1 39,1

139,1

= 608.319,2935 cal/jam

watt746

hp1

cal/jam860,436

watt1

= 0,9477 hp

Dari Vilbrandt, fig 4-10 diperoleh Efisiensi motor, η = 80%

BHP = η

W=

80%

hp 9477,0= 1,1846 hp

Dari Ludwig, vol. 3, dipakai motor standar NEMA sebesar 1,5 hp

105

BAB IX

LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK

9.1. Lokasi Pabrik

Lokasi suatu pabrik kimia memberikan kontribusi yang besar bagi

kesuksesan bisnis berbasis kimia. Dibutuhkan pertimbangan lebih terhadap faktor

– faktor tertentu dalam memilih lokasi suatu pabrik. Sebuah pabrik idealnya

memiliki lokasi yang memberikan biaya produksi dan distribusi minimum. Selain

itu kemungkinan adanya ekspansi pabrik serta lingkungan yang kondusif juga

harus dipertimbangkan agar operasi pabrik dapat berjalan lancar. Akan tetapi,

faktor – faktor seperti tempat tinggal pekerja dan komunitas sekitarnya juga

merupakan hal yang penting untuk diperhatikan. Secara garis besar, memilih

lokasi pendirian pabrik biodiesel diperlukan pertimbangan – pertimbangan

sebagai berikut:

1. Ketersediaan Bahan Baku

Jarak antara tempat produksi dan lokasi pengambilan bahan baku dapat

mempengaruhi kemampuan bersaing dari produk – produk yang dibuat,

terutama bila produk tersebut merupakan produk massal yang tidak melalui

proses yang rumit. Selain itu kebutuhan tempat penyimpanan bahan baku

juga perlu diperhitungkan.

2. Pemasaran

Lokasi pasar atau pusat distribusi mempengaruhi biaya distribusi produk

dan waktu yang dibutuhkan untuk pengiriman. Kedekatan lokasi pabrik

dengan pasar merupakan salah satu pertimbangan yang penting karena bagi

konsumen lebih menguntungkan untuk membeli produk dari sumber yang

dekat.

3. Ketersediaan sumber energi

Kebutuhan energi dan steam sangatlah tinggi pada sebagian besar pabrik

kimia, dan biasanya dibutuhkan ketersediaan bahan bakar untuk memenuhi

kebutuhan ini. Tenaga dan bahan bakar merupakan kombinasi yang sangat

krusial dalam pemilihan lokasi dari suatu pabrik. Apabila suatu pabrik

106

membutuhkan batu bara atau minyak dalam jumlah besar, maka sebaiknya

dipilih lokasi yang dekat dengan sumber bahan bakar untuk operasi yang

ekonomis.

4. Sumber air

Air sebagai bahan pembantu utama dalam hampir semua industri, sehingga

perlu dipertimbangkan kemudahan memperolehnya.

5. Tenaga kerja

Kemudahan untuk mendapatkan tenaga kerja juga harus dipertimbangkan.

Ditinjau dari segi ini, lokasi yang dipilih sebaiknya berada dekat dengan

lingkungan pendidikan dan sekolah yang baik. Namun situasi lapangan

kerja di daerah seperti itu sering terlalu kompetitif, sehingga tenaga ahli

sangat sulit didapatkan walaupun upah yang ditawarkan tinggi.

Permasalahan ini dapat dihindarkan dengan cara pemindahan tempat

produksi ke daerah yang industrinya tidak terlalu padat. Jika hal ini

dilakukan maka suatu pendidikan internal yang intensif (pelatihan)

diperlukan. Untuk Indonesia tenaga kerja masih mudah didapatkan dengan

upah yang relatif murah.

6. Kondisi geografis wilayah

Harus dipertimbangkan pula keadaan alam wilayah dan sejarah bencana

alam seperti gempa, banjir dan lain – lain, sehingga pabrik mempunyai

resiko kecil terhadap bencana alam.

7. Fasilitas transportasi

Sarana transportasi yang baik dapat menunjang keberhasilan suatu pabrik

kimia. Sarana transportasi yang dimaksud adalah jalan yang nyaman untuk

pekerja, transportasi bahan – bahan dan peralatan yang efisien, serta

pengiriman secara cepat dan ekonomis. Untuk produk – produk massal,

penggunaan transportasi air dan kereta api lebih cocok, sedangkan untuk

produk khusus yang lebih mahal digunakan transportasi jalan raya biasa.

8. Pajak dan regulasi

Pajak pendapatan, asuransi pekerja, dan regulasi lainnya berbeda – beda

untuk setiap lokasi. Selain itu peraturan – peraturan lain seperti kode

107

pembangunan, aspek ganguan, dan fasilitas transportasi dapat menjadi

pengaruh yang besar dalam pemilihan akhir lokasi suatu pabrik. Hal yang

tidak kalah penting adalah peraturan – peraturan yang membatasi metode

pembuangan limbah dari proses industri. Lokasi yang dipilih sebaiknya

memiliki kapasitas dan fasilitas yang memadai untuk melakukan

pembuangan limbah secara benar. Dalam pemilihan lokasi, tingkat toleransi

dari berbagai metode pembuangan harus diperhatikan dengan hati – hati.

Dengan mempertimbangkan faktor diatas maka dipilih lokasi pabrik

biodiesel ini direncanakan didirikan di Kecamatan Batulicin, Kabupaten Tanah

Bumbu, Provinsi Kalimantan Selatan dengan alasan:

1. Bahan baku Biodiesel adalah Crude Palm Oil dan Metanol. Lokasi pabrik

yang dipilih dekat dengan PT. Sinar Mas Agro Resources and Technology

di Tarjun, Kalimantan Selatan yang merupakan pabrik yang memproduksi

Crude Palm Oil. Sementara Metanol didapat dari PT. Kaltim Metanol

Indonesia.

2. Biodiesel adalah produk jenis bahan bakar alternatif yang dibutuhkan oleh

industri maupun masyarakat. Sebagian besar masih sebagai campuran bagi

bahan bakar minyak, tetapi penggunaannya dalam bentuk biodiesel murni

pun mulai dilakukan. Indonesia sendiri sudah menerapkan aturan

penggunaan 15% biodiesel bagi semua solar yang dijual di Negara ini sejak

April 2015. Persentase ini meningkat dari sebelumnya yang hanya 5% saja.

Persentase ini ditargetkan untuk terus meningkat menjadi 25% dalam

beberapa tahun ke depan.

9.2. Tata Letak Pabrik

Tata letak pabrik merupakan suatu pengaturan yang optimal dari

seperangkat fasilitas – fasilitas dalam pabrik. Tata letak yang tepat sangat penting

untuk mendapatkan efisiensi, keselamatan, dan kelancaran kerja para karyawan

serta keselamatan proses saat bekerja. Untuk mencapai kondisi yang optimal,

maka hal – hal yang harus diperhatikan dalam menentukan tata letak pabrik

adalah (Vilbrandt, 1959):

108

1. Pabrik biodiesel ini merupakan pabrik baru (bukan pengembangan),

sehingga penentuan tata letak tidak dibatasi oleh bangunan yang ada.

2. Kemungkinan perluasan pabrik sebagai pengembangan pabrik di masa

depan.

3. Faktor keamanan sangat diperlukan untuk mengantisipasi bahaya kebakaran

dan ledakan, maka perencanaan tata letak selalu diusahakan jauh dari

sumber api, bahan panas, dan bahan yang mudah meledak serta jauh dari

asap atau gas beracun.

4. Sistem konstruksi yang direncanakan adalah out door untuk menekan biaya

bangunan dan gedung.

5. Lahan terbatas sehingga diperlukan efisiensi dalam pemakaian dan

pengaturan lahan.

Secara garis besar tata letak dibagi menjadi beberapa bagian utama, yaitu

(Vilbrandt, 1959) :

1. Daerah administrasi atau perkantoran, laboratorium dan ruang kontrol

Merupakan pusat kegiatan administrasi pabrik yang mengatur kelancaran

operasi. Laboratorium dan ruang kontrol sebagai pusat pengendalian proses,

kualitas dan kuantitas bahan yang akan diproses serta produk yang akan

dijual.

2. Daerah proses

Merupakan daerah dimana alat proses diletakkan dan proses berlangsung.

3. Daerah penyimpanan bahan bahan baku dan produk

Merupakan daerah untuk menyimpan bahan baku dan produk.

4. Daerah gudang, bengkel dan garasi

Merupakan daerah yang digunakan untuk menampung bahan – bahan yang

diperlukan oleh pabrik dan untuk keperluan perawatan peralatan proses.

5. Daerah utilitas

Merupakan daerah dimana kegiatan penyediaan bahan pendukung proses

berlangsung dipusatkan.

109

Tabel 9.1 Perincian luas tanah bangunan pabrik

No. Lokasi Luas (m2)

1. Pos Penjagaan 24,00

2. Kantor Keamanan 90,00

3. Kantin 28,00

4. Koperasi 42,00

5. Poliklinik 28,00

6. Kantor Pusat 1.600,00

7. Area Parkir 3.600,00

8. Sarana Olahraga dan Ibadah 900,00

9. Kantor Teknik dan Produksi 600,00

10. Laboratorium dan Pengendalian Mutu 450,00

11. Gudang Bahan Kimia 400,00

12. Bengkel 500,00

13. Gudang Alat 600,00

14. Pemadam Kebakaran 400,00

15. Area Penyimpanan Bahan 500,00

16. Area Proses 1.950,00

17. Area Perluasan 2.100,00

18. Area Utilitas 600,00

19. Pengolahan Limbah 600,00

20. Taman dan Jalan 20.090,00

Total 35.100,00

Berdasarkan perhitungan kebutuhan lahan di atas serta penyesuaian area

tanah yang tersedia maka pabrik direncanakan akan dibangun di atas tanah seluas

35.100,00 m2.

110

Gambar 9.1 Tata letak pabrik

Keterangan:

1. Pos Penjagaan

2. Kantor Keamanan

3. Kantin

4. Koperasi

5. Poliklinik

6. Kantor Pusat

7. Area Parkir

8. Sarana Olahraga dan Ibadah

9. Kantor Teknik dan Produksi

10. Laboratorium dan Pengendalian Mutu

11. Gudang Bahan Kimia

12. Bengkel

13. Gudang Alat

14. Pemadam Kebakaran

15. Area Penyimpanan Bahan

16. Area Proses

17. Area Perluasan

18. Area Utilitas

19. Pengolahan Limbah

20. Taman

111

9.3. Tata Letak Alat Proses

Tata letak alat proses adalah tempat dimana alat – alat yang digunakan

dalam proses produksi. Beberapa hal yang harus diperhatikan dalam menentukan

tata letak peralatan proses pada pabrik biodiesel, antara lain (Vilbrandt, 1959):

1. Aliran udara

Aliran udara di dalam dan di sekitar peralatan proses perlu diperhatikan

kelancarannya. Hal ini bertujuan untuk menghindari terjadinya stagnasi

udara pada suatu tempat sehingga mengakibatkan akumulasi bahan kimia

yang dapat mengancam keselamatan pekerja.

2. Cahaya

Penerangan sebuah pabrik harus memadai. Pada tempat – tempat proses

yang berbahaya atau beresiko tinggi perlu adanya penerangan tambahan.

3. Lalu lintas manusia

Dalam perancangan tata letak peralatan perlu diperhatikan agar pekerja

dapat mencapai seluruh alat proses dengan cepat dan mudah. Hal ini

bertujuan apabila terjadi gangguan pada alat proses dapat segera diperbaiki.

Keamanan pekerja selama menjalankan tugasnya juga harus diprioritaskan.

4. Pertimbangan ekonomi

Dalam menempatkan alat – alat proses diusahakan dapat menekan biaya

operasi dan menjamin kelancaran dan keamanan produksi pabrik.

5. Jarak antar alat proses

Untuk alat proses yang mempunyai suhu dan tekanan operasi tinggi

sebaiknya dipisahkan dengan alat proses lainnya, sehingga apabila terjadi

ledakan atau kebakaran pada alat tersebut maka kerusakan dapat

diminimalisir.

112

Gambar 9.2 Tata letak alat proses

Keterangan:

T : Tangki Penyimpanan

S : Silo

M : Tangki Pencampur

F : Filter

R : Reaktor

TP : Tangki Pencuci

D : Dekanter

E : Evaporator

113

BAB X

ORGANISASI PERUSAHAAN

10.1. Tugas Pokok Organisasi Perusahaan

Tugas pokok organisasi perusahaan adalah melakukan pengawasan dalam

lingkungan organisasi terhadap pelaksanaan tugas semua unsur yang terlibat, agar

berjalan sesuai rencana peraturan yang berlaku, baik tugas yang bersifat rutin

maupun tugas pembangunan (proyek).

10.2. Fungsi Organisasi

Organisasi perusahaan juga memiliki fungsi yang berpengaruh terhadap

kelangsungan perusahaan itu sendiri. Adapun fungsi dari organisasi pada

perusahaan antara lain sebagai berikut:

1. Melakukan pemeriksaan terhadap semua unsur di dalam lingkungan

organisasi yang meliputi bidang pemasaran, produksi, teknik, keuangan, dan

sumber daya manusia.

2. Mempersiapkan rencana, perumusan dan penyusunan kebijakan serta

mengolah, menelaah dan mengkoordinasi pelaksanaan kegiatan yang akan

atau sedang dilaksanakan.

10.3. Bentuk Perusahaan

Bentuk perusahaan pabrik biodiesel yang akan didirikan di Kecamatan

Batulicin, Kabupaten Tanah Bumbu, Provinsi Kalimantan Selatan berupa

Perseroan Terbatas (PT). Sistem ini banyak digunakan untuk kalangan perusahaan

yang bersifat industri. Pertimbangan pemilihan bentuk perusahaan ini didasarkan

atas beberapa faktor, antara lain (Widjaja, 2003):

1. Mudah untuk mendapatkan modal, yaitu dengan menjual saham perusahaan.

2. Tanggung jawab pemegang saham terbatas, sehingga kelancaran produksi

hanya dipegang oleh pimpinan perusahaan.

3. Pemilik dan pengurus perusahaan terpisah satu sama lain, pemilik

perusahaan adalah para pemegang saham dan pengurus perusahaan adalah

direksi beserta stafnya yang diawasi oleh dewan komisaris.

114

4. Kelangsungan perusahaan lebih terjamin, karena tidak berpengaruh dengan

berhentinya pemegang saham, direksi beserta stafnya atau karyawan

perusahaan.

5. Efisiensi dari manajemen, para pemegang saham dapat memilih orang yang

ahli sebagai dewan komisaris dan direktur utama yang cukup cakap dan

berpengalaman.

6. Lapangan usaha lebih luas, suatu Perseroan Terbatas dapat menarik modal

yang sangat besar dari masyarakat, sehingga dengan modal ini PT dapat

memperluas usaha.

Adapun ciri-ciri dari Perseroan Terbatas (PT) adalah:

1. Didirikan dengan akta dari notaris dengan berdasarkan Kitab Undang –

Undang Hukum Dagang

2. Besarnya modal ditentukan dalam akta pendirian dan terdiri dari saham –

sahamnya

3. Pemiliknya adalah para pemegang saham

4. Dipimpin oleh Dewan Direksi yang terdiri dari para pemegang saham.

Pembinaan personalia sepenuhnya diserahkan kepada Direksi dengan

memperhatikan hukum – hukum perburuhan.

10.4. Struktur Organisasi

Jalur koordinasi pada struktur organisasi ini menggunakan sistem garis.

Setiap bawahan hanya mempunyai satu tanggung jawab kepada atasannya dan

sebaliknya setiap atasan hanya mempunyai satu garis perintah kepada

bawahannya. Diagram susunan organisasi dapat dilihat sebagai berikut:

115

Gambar 10.1 Struktur organisasi pabrik metil asetat

10.5. Tugas dan Wewenang

10.5.1. Presiden Direktur

Presiden Direktur yang juga bisa disebut Direktur Eksekutif maupun

Chief Executive Officer (CEO) merupakan pemegang saham terpilih yang

diangkat oleh Rapat Umum Pemegang Saham (RUPS), bertindak sebagai

pemegang pimpinan tertinggi dan bertanggung jawab terhadap seluruh hasil

kegiatan usaha perusahaan serta kepada dewan direksi. Tugas dari presiden

direktur antara lain:

1. Menentukan sasaran akhir bagi perusahaan dan merumuskan kebijakan –

kebijakan sehingga organisasi dapat mengarah dan mencapai sasaran

akhir.

2. Menentukan strategi perusahaan.

3. Memilih dan mengangkat manajer direktur.

4. Memberikan pertimbangan – pertimbangan penting dalam pengambilan

keputusan yang mana akan berdampak pada seluruh usaha di perusahaan.

116

Mengevaluasi hasil kerja manajer direktur selama kurun waktu tertentu

dan menentukan kebijakan – kebijakan untuk pengambilan keputusan langkah

– langkah pembetulan.

10.5.2. Direktur Teknik & Lapangan

Direktur Teknik & Lapangan (Engineering & Plant Executive Officer)

merupakan pimpinan yang mengebawahi departemen dalam bidang proses dan

produksi. Bertanggung jawab langsung kepada Wakil Presiden Direktur.

Adapun tugasnya antara lain:

1. Merencanakan kegiatan operasional di plant

2. Memimpin dan mengkoordinasikan bawahannya

3. Memelihara kelancaran proses dan produksi

4. Mengendalikan kegiatan operasional proses dan produksi dengan

mengadakan evaluasi terhadap hasil kegiatan diikuti dengan pengambilan

tindakan perbaikan yang diperlukan

5. Ikut melasanakan dan memupuk kekompakan diantara karyawan

Wakil Direktur Teknik & Lapangan

Wakil Direktur Teknik & Lapangan (Vice Exc. To Engineering and

Plant) bertugas untuk membantu kegiatan direktur teknik & lapangan serta

memimpin langsung departemen yang berkaitan dalam kegiatan proses dan

produksi, antara lain:

1. Production Department (Departemen Produksi)

Bertugas mengawasi jalannya proses produksi

2. Utility Department (Departemen Utilitas)

Bertugas mengawasi jalannya proses pengolahan air, udara dan hal-hal

yang berkaitan dengan utilitas.

3. Electric Department (Departemen Pengadaan Listrik)

Bertugas mengawasi jalannya energi terutama listrik dari sumber hingga

penggunaan

4. Mechanic Department (Departemen Mesin)

Bertugas mengawasi jalannya perawatan dan perbaikan alat proses

5. Environment Department (Departemen Lingkungan)

117

Bertugas mengawasi kondisi lingkungan perusahaan serta jalannya

bahan-bahan yang berhubungan langsung dengan alam dan lingkungan.

10.5.3. Direktur Komersial

Direktur komersial (Commercial Executive Officer) merupakan

personalia yang membidangi fungsi pemasaran, mengatur dari mana

memperoleh dana modal dan menetapkan besarnya dividen, serta mengatur

distribusi barang dari perusahaan. Bagian ini membawahi beberapa

departemen, antara lain departemen marketing, penjualan dan logistik. Dimana

tugas dari direktur komersial adalah untuk:

1. Merencanakan kegiatan operasional di bidang pemasaran, merencanakan

investasi yang harus dilakukan oleh perusahaan.

2. Pengendalian kelancaran aliran pemasukan dan pemasaran

3. Mengevaluasi kegiatan pendistribusian barang dari dan ke dalam

perusahaan

4. Ikut memupuk kekompakan dan kerjasama antar karyawan

Wakil Direktur Komersial

Wakil Direktur komersial atau Vice Exc Off To Commercial bertugas

untuk membantu kegiatan direktur komersial dan memimpin langsung

departemen yang berkaitan dalam kegiatan aliran pemasaran dan logistik,

antara lain :

1. Marketing Adm Department (Departemen Pemasaran)

Bertugas mengawasi jalannya penawaran & pendistribusian produk.

2. Sales Department (Departemen Penjualan)

Bertugas mengawasi jalannya penjualan produk kepada konsumen.

3. Logistic Department (Departemen Logistik)

Bertugas mengawasi jalannya keperluan logistik pada perusahaan.

4. Purchasing Département (Departemen Pengadaan Bahan)

Bertugas mengawasi jalannya bahan baku yang akan dipakai atau

diproses.

5. Quality Assurance Département (Departemen Jaminan Mutu)

Bertugas mengawasi mutu bahan dan produk yang keluar masuk proses.

118

10.5.4. Direktur Teknik dan Pengembangan

Direktur Finansial atau Finance Adm Exc Off merupakan bagian yang

mengatur dan mencatat aliran kas dana masuk dan keluar, melaksanakan

kegiatan keuangan sehari – hari dan pemeliharaan kegiatan operasional

keuangan dengan mengadakan evaluasi terhadap hasil kegiatan dibidang

keuangan, dan melakukan kebijakan perbaikan.

Wakil Direktur Finansial

Wakil Direktur Finansial atau Vice Exc Off to IR bertugas untuk

membantu kegiatan direktur finansial dan memimpin langsung departemen

yang berkaitan dalam kegiatan aliran kas, antara lain

1. Accounting Depatment (Departemen Akuntansi)

Bertugas mengawasi jalannya proses data dan informasi keuangan,

membantu dalam perencanakan, dan pengendalian arus kas perusahaan.

2. Finance (Departemen Keuangan)

a. Bertugas mencari atau menerima dana, mengelola dan mengeluarkan

uang atau melakukan pembayaran.

b. Bertugas mengawasi data – data kelengkapan kepegawaian.

10.5.5. Direktur Penelitian & Pengembangan

Direktur Penelitian & Pengembangan atau Research and Development

Exc Off bertugas merencanakan, melaksanakan, dan melaporkan semua

aktifitas riset dan pengembangan untuk tujuan perbaikan dan pengembangan

produk perusahaan. Tugas direktur penelitian & pengembangan :

1. Mengawasi pelaksanaan kegiatan riset yang meliputi penelitian dan

pengembangan terhadap proses produksi maupun produk yang

dihasilkan.

2. Mengawasi pelaksanaan kegiatan dalam mengatur, merencanakan dan

memberdayakan para karyawan.

3. Mengkoordinir, mengatur, serta mengawasi pelaksanaan pekerjaan kepala

– kepala divisi yang menjadi bawahannya.

119

Wakil Direktur Penelitian & Pengembangan

Wakil Direktur Penelitian & Pengembangan atau Vice Exc Off to RD

bertugas untuk membantu kegiatan direktur Penelitian & Pengembangan dan

memimpin langsung departemen yang berkaitan dalam kegiatan tersebut antara

lain :

1. Departemen Penelitian

Bertugas mengawasi berbagai penelitian dalam rangka mengembangkan

dan meningkatkan mutu.

2. Human Res Depatment (Departemen Sumber Daya Manusia)

Bertugas mengawasi jalannya pertumbuhan dan perkembangan pegawai.

3. General Aff Department (Departemen Umum)

Bertugas mengawasi jalannya kegiatan keamanan, kesehatan, dan

kenyamanan perusahaan.

10.6. Tenaga Kerja

Tenaga kerja diambil dari berbagai tingkat pendidikan mulai dari SMA

sampai pada tingkat sarjana yang ditempatkan sesuai dengan kualifikasi dan

kemampuannya. Jenjang kepegawaian berdasarkan latar belakang pendidikan

formal. Untuk beberapa jabatan penting masih ditambah persyaratan lain,

diantaranya adalah pengalaman kerja, kepribadian, keterampilan khusus serta

beberapa persyaratan lainnya.

10.6.1. Pembagian Jam Kerja Karyawan

Berdasarkan pasal 77 UU Ketenagakerjaan No. 13 Tahun 2003, peraturan

jam kerja karyawan adalah:

1. 7 jam sehari atau 40 jam seminggu untuk 6 hari kerja dalam seminggu

2. 8 jam sehari atau setara 40 jam seminggu untuk 5 hari kerja dalam seminggu

Pembagian jam kerja karyawan dibagi dalam 2 golongan, yaitu karyawan shift dan

non shift:

1. Karyawan non shift meliputi, Direktur, Kepala Divisi, Kepala Seksi, Dokter,

Analis Laboratorium dan karyawan staff kantor.

Jam kerja : Senin – Kamis (08.00 – 17.00)

Jum’at (08.00 – 17.30)

120

Istirahat : Senin – Kamis (12.00 – 13.00)

Jum’at (11.30 – 13.00)

Libur : Sabtu, minggu dan hari libur nasional

2. Karyawan shift meliputi, Kepala Regu, Operator Produksi dan Satpam.

Shift I : Jam 07.30 – 15.30

Shift II : Jam 15.30 – 23.30

Shift III : Jam 23.30 – 07.30

Untuk karyawan shift dibagi menjadi 4 kelompok (A, B, C, dan D) dimana

dalam satu hari kerja hanya tiga kelompok yang masuk, sehingga ada satu

kelompok yang libur. Untuk hari libur atau hari besar yang ditetapkan pemerintah

kelompok yang bertugas tetap harus masuk. Jadwal pembagian kerja masing –

masing kelompok ditampilkan dalam Tabel 10.1.

Tabel 10.1 Pembagian waktu kerja karyawan shift

Tanggal

Shift 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15

A I I III III II II I I III III II II

B III III II II I I III III II II I

C II II I I III III II II I I III

D I I III III II II I I III III II

Tanggal

Shift 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31

A I I III III II II I I III III II II

B I III III II II I I III III II II I

C III II II I I III III II II I I III

D II I I III III II II I I III III II

Keterangan:

I : shift pagi

II : shift sore

III : shift malam

: Libur

Jadwal untuk tanggal selanjutnya berulang ke susunan awal.

10.6.2. Status Karyawan dan Sistem Upah

Status karyawan dapat dibagi menjadi tiga golongan sebagai berikut:

121

1. Karyawan tetap, diangkat dan diberhentikan dengan surat keputusan (SK)

direksi dan mendapat gaji bulanan sesuai dengan jabatan, keahlian, dan

masa kerjanya.

2. Karyawan harian, diangkat dan diberhentikan direksi tanpa SK direksi dan

mendapat upah harian yang dibayar tiap akhir pekan.

3. Karyawan borongan, digunakan oleh pabrik bila diperlukan saja. Karyawan

ini menerima upah borongan untuk suatu pekerjaan.

10.6.3. Penggolongan Karyawan

Penggolongan karyawan berdasarkan jabatannya dapat dilihat di Tabel 10.2.

Tabel 10.2 Penggolongan karyawan

No Jabatan Disiplin Ilmu

1 Presiden Direktur Teknik Kimia

2 Direktur Teknik & lapangan Teknik Kimia

3 Direktur Komersil Ekonomi/Akuntansi/ Teknik Industri

4 Direktur Finansial Ekonomi/Akuntansi/ Teknik Industri

5 Direktur Penelitian &

Pengembangan Teknik Kimia/Mesin/Informatika

6 Wakil Direktur Teknik &

Lapangan Teknik Kimia/Industri

7 Wakil Direktur Komersil Ekonomi/Akuntansi/ Teknik Industri

8 Wakil Direktur Finansial Ekonomi/Akuntansi/ Teknik Industri

9 Wakil Direktur

Penelitian & Pengembangan Teknik Kimia/Mesin/Informatika

10 Kep. Dept. Produksi Teknik Kimia

11 Kep. Dept. Utilitas Teknik Kimia/Lingkungan/Elektro

12 Kep. Dept. Pengadaan Listrik Teknik Kimia/Elektro

13 Kep. Dept. Mesin Teknik Mesin/Elektro

14 Kep. Dept. Lingkungan Teknik Kimia/Lingkungan

16 Kep. Dept. Pemasaran Komunikasi/Teknik Industri/Informatika

17 Kep. Dept. Penjualan Ekonomi/ Teknik Industri/Informatika

18 Kep. Dept. Logistik Ekonomi/ Teknik Industri/Informatika

19 Kep. Dept. Pembelian Ekonomi/ Teknik Industri/Informatika

20 Kep. Dept. Jaminan Mutu Teknik Kimia

21 Kep. Dept. Akuntansi Ekonomi/ Akuntansi

22 Kep. Dept. Keuangan Ekonomi/ Akuntansi

23 Kep. Dept. Penelitian Teknik Kimia

24 Kep. Dept. SDM Hukum/Sosial/Psikolog/Komunikasi

25 Kep. Dept. Umum Komunikai/Hukum/Sosial/Psikolog/Teknik

122

Tabel 10.2 Penggolongan karyawan (lanjutan)

26 Sekertaris Admnistrasi

27 Wakil Kepala Departemen S1/D3

28 Kepala Shift D3

No Non Jabatan Disiplin Ilmu

1 Staff Departemen Sarjana

2 Operator Sarjana/D3

3 Dokter Sarjana Kedokteran

4 Security SLTA/sederajat

5 Karyawan non shift SLTA/Sederajat

10.6.4. Jumlah Karyawan dan Gaji

Jumlah karyawan harus ditentukan dengan tepat, sehingga semua

pekerjaan dapat diselenggarakan dengan baik dan efisien.

Tabel 10.3 Jumlah karyawan menurut jabatan

No Jabatan Jumlah

1 Presiden Direktur 1

2 Direktur Bagian 4

3 Wakil Direktur Bagian 4

4 Kepala Departemen 15

5 Sekretaris 1

6 Wakil Kepala Departemen 15

7 Kepala Shift 8

No Non Jabatan Jumlah

1 Staff Departemen 30

2 Operator 45

3 Dokter 2

4 Security 12

5 Karyawan non shift 13

Total 150

Tabel 10.4 Daftar gaji karyawan sesuai dengan jabatan

No Karyawan Gaji/bulan (Rp) Kualifikasi

1 Presiden Direktur 38.000.000,00 S1 Pengalaman 10 tahun

2 Direktur 22.000.000,00 S1 Pengalaman

3 Wakil Direktur 20.000.000,00 S1 Pengalaman

4 Kepala Departemen 11.400.000,00 S1 Pengalaman

5 Wakil Kep. Dept. 10.500.000,00 S1 Pengalaman

6 Kepala Shift 5.700.000,00 S1 Pengalaman

7 Staff Departemen 4.000.000,00 Pengalaman/ Fresh S1/D3

123

8 Sekretaris 4.000.000,00 Pengalaman/Fresh

SMA/Sedrajat

9 Operator 4.500.000,00 SMA/Sedrajat

10 Dokter 4.500.000,00 S1 Pengalaman

11 Karyawan shift 4.000.000,00 S1/D3 Pengalaman/Fresh

12 Karyawan non shift 4.000.000,00 SLTA/Sederajat

13 Supir 3.800.000,00 SLTA/Sederajat

10.6.5. Kesejahteraan Sosial Karyawan

Kesejahteraan sosial yang diberikan oleh perusahaan pada para karyawan

antara lain:

1. Tunjangan, berupa gaji pokok yang diberikan berdasarkan jabatan karyawan

yang bersangkutan. Tunjangan jabatan yang diberikan berdasarkan jabatan

yang dipegang karyawan, sedangkan tunjangan lembur yang diberikan

kepada karyawan yang bekerja diluar jam kerja berdasarkan jumlah jam

kerja.

2. Pakaian kerja, diberikan kepada setiap karyawan setiap tahun sejumlah

empat pasang.

3. Cuti tahunan diberikan kepada setiap karyawan selama 12 hari kerja dalam

satu tahun. Cuti sakit diberikan kepada karyawan yang menderita sakit

berdasarkan keterangan dokter. Cuti hamil diberikan kepada karyawati yang

hendak melahirkan, masa cuti berlaku selama 1 bulan sebelum melahirkan

sampai 2 bulan sesudah melahirkan.

4. Biaya pengobatan bagi karyawan yang menderita sakit tidak disebabkan

oleh kecelakaan kerja, diatur berdasarkan kebijaksanaan perusahaan. Biaya

pengobatan bagi karyawan yang menderita sakit yang diakibatkan oleh

kecelakaan kerja, ditanggung oleh perusahaan sesuai dengan undang –

undang.

5. Asuransi tenaga kerja diberikan oleh perusahaan kepada karyawan tetap.

124

BAB XI

EVALUASI EKONOMI

Analisis ekonomi bertujuan untuk mengetahui kelayakan suatu pabrik atau

proyek layak didirikan atau tidak. Faktor – faktor yang ditinjau dalam analisis

ekonomi pada prarancangan pabrik biodiesel dari crude palm oil dan metanol

antara lain:

1. Laju pengembalian modal (Return of Investment) adalah perkiraan keuntungan

yang dapat diperoleh setiap tahun yang didasarkan pada kecepatan

pengembalian modal tetap yang diinvetasikan.

2. Waktu pengembalian modal (Pay Out Time) adalah jangka waktu yang

dibutuhkan untuk pengembalian inverstasi (modal tetap) berdasarkan

keuntungan setiap tahun setelah ditambah depresiasi.

3. Titik impas (Break Even Point) adalah titik impas dari suatu produksi dimana

pabrik dikatakan tidak mendapatkan keuntungan atau kerugian.

4. Batas Produksi (Shut Down Point) adalah titik atau suatu kondisi dimana

pabrik mengalami kebangkrutan sehingga pabrik harus berhenti beroperasi

atau tutup.

5. Perkiraan keuntungan yang diperoleh tiap tahun berdasarkan jumlah investasi

tidak kembali tiap tahun selama umur ekonomis pabrik (Discounted Cash

Flow).

Sebelum dilakukan analisa terhadap faktor – faktor tersebut diatas, perlu

dilakukan perkiraan terhadap beberapa hal sebagai berikut:

1. Penentuan Modal Industri (Total Capital Investment) adalah sejumlah uang

yang harus disediakan untuk mendirikan fasilitas produksi dan biaya operasi,

meliputi:

a. Modal Tetap (Fixed Capital Investment) adalah investasi untuk

mendirikan fasilitas produksi dan pembuatannya.

b. Modal kerja (Working Capital Investment) adalah investasi yang

diperlukan untuk menjalankan usaha atau modal dari suatu pabrik selama

waktu tertentu.

125

2. Penentuan Biaya Produksi Total (Total Production Cost)

a. Biaya Pembuatan (Manufacturing Cost)

1. Direct Manufacturing Cost (DMC) adalah pengeluaran yang berkaitan

langsung dengan pembuatan produk.

2. Indirect Manufacturing Cost (IMC) adalah pengeluaran – pengeluaran

sebagai akibat tidak langsung karena operasi pabrik antara lain:

overhead cost, laboratory, packaging dan shipping.

3. Fixed Manufacturing Cost (FMC) merupakan semua pengeluaran yang

nilainya tetap dan tidak tergantung waktu maupun kapasitas produksi.

b. Biaya Pengeluaran Umum (General Expenses) adalah pengeluaran umum

meliputi pengeluaran yang berkaitan dengan fungsi perusahaan yang tidak

termasuk manufacturing cost.

3. Pendapatan Total, untuk mengetahui nilai titik impas, maka perlu dilakukan

perkiraan terhadap:

a. Biaya tetap (Fixed Cost)

b. Biaya variabel (Variable Cost)

c. Biaya mengambang (Regulated Cost)

(Aries and Newton, 1955)

11.1. Harga Peralatan

Penafsiran harga alat setiap waktu akan selalu berubah, tergantung dari

perubahan kondisi ekonomi yang terjadi. Untuk memperkirakan harga suatu

peralatan digunakan metode yang mengkonversikan harga suatu peralatan pada

beberapa waktu sebelumnya sehingga diperoleh harga yang ekivalen pada saat

sekarang. Indeks harga diperkirakan dengan persamaan (hal. 15, Aries and

Newton, 1955)

Ex = Nx

Ey ×Ny

Dimana, Ex = harga alat pada tahun x

Ey = harga alat pada tahun y

Nx = indeks harga pada tahun x

Ny = indeks harga pada tahun y

126

Tabel 11.1 Indeks harga alat dari tahun 1987 – 2002

Tahun Indeks Harga Tahun Indeks Harga

1987 814,00 1995 1.027,50

1988 852,00 1996 1.039,10

1989 895,00 1997 1.056,80

1990 915,10 1998 1.061,90

1991 930,60 1999 1.068,30

1992 943,10 2000 1.089,00

1993 964,20 2001 1.093,90

1994 993,40 2002 1.102,50

(Sumber: Peters and Timmerhaus, 2003)

Gambar 11.1 Grafik hubungan tahun vs indeks harga alat

Dari daftar indeks harga tahun 1987 – 2002 diperoleh regresi linier,

y = 18,723x – 36352 dengan, y = indeks harga, dan x = tahun

Indeks harga tahun 2002 = 1.131,4460



Nilai Dollar terhadap rupiah = Rp. 14.267,00 (www.bi.go.id diakses pada 6

Maret 2020)

y = 18,723x - 36352

600.00

700.00

800.00

900.00

1,000.00

1,100.00

1,200.00

1986 1988 1990 1992 1994 1996 1998 2000 2002 2004

Ind

eks

Ha

rga

Tahun

Grafik Hubungan Tahun vs Indeks Harga

http://www.bi.go.id/

127

Daftar harga alat dilihat pada Peters and Timmerhaus (2003) untuk harga alat

pada tahun 2002 dan situs penjualan alat manufacturing www.matche.com untuk

harga alat pada tahun 2014. Jika suatu alat dengan kapasitas tertentu ternyata tidak

memotong kurva spesifikasi pada grafik harga, maka harga alat dapat diperkirakan

dengan persamaan (hal. 15, Aries and Newton, 1955):

Eb =

0,6Cb

Ea ×Ca

Dimana, Ea = harga alat a

Eb = harga alat b

Ca = kapasitas alat a

Cb = kapasitas alat b

Dasar perhitungan :

Kapasitas produksi : 250.000 ton/tahun

Satu tahun operasi : 330 hari

Satu hari operasi : 24 jam

Umur pabrik : 10 tahun

Dari fig. 14-56 (Peters and Timmerhaus, 2003) digunakan basis dengan kapasitas

tangki sebesar 10.000 gallon, sehingga diperoleh :

Ea = $ 20.000,00

Ca = 10.000 gallon

Penjabaran harga alat pada tahun 2023 untuk Tangki Penyimpanan Crude Palm

Oil (T-01)

Diketahui, volume tangki (Cb) = 1.036.560 gallon

Harga alat pada 2002 (Eb) =

0,6Cb

Ea ×Ca

= $ 20.000,00 ×

6,0

gallon 10.000

gallon 560.036.1

= $ 323.881,89

Nilai Eb = Ey = $ 323.881,89

Harga alat pada 2023 (Ex) = Nx

Ey ×Ny

128

= $ 323.881,89 × 6290,524.1

4460,131.1

= $ 436.432,42

Jadi, harga Tangki Penyimpanan Crude Palm Oil (T-01) pada 2023 sebesar $

436.432,42

Perincian harga peralatan proses dari negara asal dapat dilihat pada Tabel 11.2.

Tabel 11.2 Harga alat pada tahun 2002, 2014, dan 2023

No. Nama Alat Kapasitas

(gallon)

Harga

Satuan ($) ,

2002,2014

Harga Satuan

($), 2023

1. Tangki (T-01) 1.036.560 323.881,89 436.432,42

2. Tangki (T-02) 225.540 129.707,22 174.781,11

3. Tangki (T-03) 129.360 139.380,26 187.815,57

4. Tangki (T-04) 1.036.560 323.881,89 436.432,42

5. Tangki (T-05) 1.036.560 323.881,89 436.432,42

6. Tangki Pencampur (M-01) 3.014,6855 29.221,09 39.375,57

7. Tangki Pencampur (M-02) 810,3259 13.284,56 17.901,01

8. Reaktor (R) 1.825,9698 64.581,58 87.023,99

9. Dekanter (D) 85.937,6045 213.500 240.028,77

10. Tangki Pencuci (TP) 8.528,0337 54.533,15 73.483,69

11. Akumulator (ACC) 79,4890 1.649,32 2.222,47

12. Hopper (H) 17,9332 10.700 14.418,30

13. Silo (S) 21.641,3991 49.500 66.701,49

14. Filter (F) 284.200 319.513,70

15. Evaporator (E) 239.400 269.147,01

16. Kondensor (CD) 82.400 92.638,74

17. Heater (HE-01) 82.400 92.638,74

18. Heater (HE-02) 1.600 1.798,81

19. Cooler (CL-01) 82.400 92.638,74

20. Cooler (CL-02) 1.700 1.911,24

21. Bucket Elevator (BE-01) 14.200 19.134,57

22. Bucket Elevator (BE-02) 14.200 19.134,57

23. Belt Conveyor (BC) 956,91 1.289,44

129

Tabel 11.2 Harga alat pada tahun 2002, 2014, dan 2023 (lanjutan)

24. Pompa (P-01) 1.117,12 1.255,93

25. Pompa (P-02) 1.117,12 1.255,93

26. Pompa (P-03) 1.117,12 1.255,93

27. Pompa (P-04) 1.117,12 1.255,93

28. Pompa (P-05) 976,71 1.098,07

29. Pompa (P-06) 236,04 265,37

30. Pompa (P-07) 847,32 952,61

31. Pompa (P-08) 68,83 77,39

32. Pompa (P-09) 299,00 336,15

33. Pompa (P-10) 56,96 64,03

34. Pompa (P-11) 73,63 82,77

35. Pompa (P-12) 999,97 1.124,22

36. Pompa (P-13) 432,21 485,92

37. Pompa (P-14) 1.128,57 1.268,80

38. Pompa (P-15) 1.115,06 1.253,62

39. Pompa (P-16) 1.110,22 1.248,17

40. Pompa (P-17) 1.108,35 1.246,07

41. Pompa (P-18) 375,81 422,51

42. Pompa (P-19) 1.179,26 1.325,79

43. Pompa (P-20) 502,18 564,58

44. Pompa (P-21) 1.092,37 1.228,11

45. Pompa (P-22) 280,88 315,78

46. Pompa (P-23) 1.007,09 1.132,22

Perincian harga peralatan proses pada tahun 2023 dilihat pada Tabel 11.3.

Tabel 11.3 Jumlah dan harga alat proses pada tahun 2023

No. Nama Alat Jumlah (unit) Harga Total ($),

2023

1. Tangki (T-01) 3 1.309.297,27

2. Tangki (T-02) 1 174.781,11

3. Tangki (T-03) 1 187.815,57

4. Tangki (T-04) 1 436.432,42

5. Tangki (T-05) 3 1.309.297,27

6. Tangki Pencampur (M-01) 1 39.375,57

130

Tabel 11.3 Jumlah dan harga alat proses pada tahun 2023

(lanjutan)

7. Tangki Pencampur (M-02) 1 17.901,01

8. Reaktor (R) 4 348.095,98

9. Dekanter (D) 1 240.028,77

10. Tangki Pencuci (TP) 1 73.483,69

11. Akumulator (ACC) 1 2.222,47

12. Hopper (H) 1 14.418,30

13. Silo (S) 1 66.701,49

14. Filter (F) 1 319.513,70

15. Evaporator (E) 1 269.147,01

16. Kondensor (CD) 1 92.638,74

17. Heater (HE-01) 1 92.638,74

18. Heater (HE-02) 1 1.798,81

19. Cooler (CL-01) 1 92.638,74

20. Cooler (CL-02) 1 1.911,24

21. Bucket Elevator (BE-01) 1 19.134,57

22. Bucket Elevator (BE-02) 1 19.134,57

23. Belt Conveyor (BC) 1 1.289,44

24. Pompa (P-01) 2 2.511,85

25. Pompa (P-02) 2 2.511,85

26. Pompa (P-03) 2 2.511,85

27. Pompa (P-04) 2 2.511,85

28. Pompa (P-05) 2 2.196,14

29. Pompa (P-06) 2 530,73

30. Pompa (P-07) 2 1.905,22

31. Pompa (P-08) 2 154,78

32. Pompa (P-09) 2 672,30

33. Pompa (P-10) 2 128,07

34. Pompa (P-11) 2 165,55

35. Pompa (P-12) 2 2.248,44

36. Pompa (P-13) 2 971,84

37. Pompa (P-14) 2 2.537,60

38. Pompa (P-15) 2 2.507,23

39. Pompa (P-16) 2 2.496,34

131

Tabel 11.3 Jumlah dan harga alat proses pada tahun 2023 (lanjutan)

40. Pompa (P-17) 2 2.492,14

41. Pompa (P-18) 2 845.02

42. Pompa (P-19) 2 2.651,57

43. Pompa (P-20) 2 1.129,17

44. Pompa (P-21) 2 2.456,22

45. Pompa (P-22) 2 631.56

46. Pompa (P-23) 2 2.264,44

Total 5.168.728,22

Perincian harga alat utilitas dari luar negeri dilihat pada Tabel 11.4.

Tabel 11.4 Harga alat utilitas dari luar negeri

No. Nama Alat

Harga

Satuan ($),

2014

Harga

Satuan ($),

2023

Jumlah

(unit)

Harga Total

($), 2023

1. Tangki Na2CO3 53.661,16 59.588,05 1 59.588,05

2. Tangki Tawas 10.669,31 11.847,74 1 11.424,53

3. Tangki Kaporit 1.540,07 1.710,18 1 1.710,18

4. Tangki Kation Exchanger 22.719,99 25.229,42 2 50.458,84

5. Tangki Anion Exchanger 22.719,99 25.229,42 2 50.458,84

6. Tangki NaCl 11.892,48 13.206,00 1 13.206,00

7. Tangki NaOH 12.111,99 13.449,76 1 13.449,76

8. Tangki N2H4 12.308,12 13.667,55 1 13.667,55

9. Tangki Penampung 7.753,89 8.610,30 1 8.610,30

10. Deaerator 20.000 22.209 1 22.209

11. Cooling Tower 97.600 108.379,94 1 108.379,94

12. Generator 19.800 21.986,91 1 21.986,91

13. Steam Boiler 70.800 78.619,88 1 78.619,88

14. Pompa (PU-01) 974,84 1.082,51 2 2.165,02

15. Pompa (PU-02) 974,84 1.082,51 2 2.165,02

16. Pompa Pemadam 332,69 369,44 2 738,88

17. Pompa Pencuci 332,69 369,44 2 738,88

18. Pompa (PU-03) 974,84 1.082,51 2 2.165,02

19. Pompa (PU-04) 30,25 33,59 2 67,18

20. Pompa (PU-05) 855,12 949,57 2 1.899,13

21. Pompa (PU-06) 29,83 33,12 2 66,25

22. Pompa (PU-07) 66,84 74,22 2 148,44

132

Tabel 11.4 Harga alat utilitas dari luar negeri (lanjutan)

23. Pompa (PU-08) 95,27 105,79 2 211,58

24. Pompa (PU-09) 196,18 217,85 2 435,71

25. Pompa (PU-10) 41,93 46,56 2 93,12

26. Pompa (PU-11) 2.020,03 2.243,15 2 4.486,29

27 Pompa (PU-12) 2.020,03 2.243,15 2 4.486,29

28. Pompa (PU-13) 41,93 46,56 2 93,12

29. Fan Udara Pembakar 4.900 5.441,21 2 10.882,41

30. Kompresor 2.000 2.220,90 1 2.220,90

31. Tangki Bahan Bakar 1.953,37 2.169,12 1 2.169,12

32. Fan Cooling Tower 4.900 5.441,21 2 10.882,41

Total 500.307,77

Perincian harga alat utilitas dari dalam negeri dilihat pada Tabel 11.5.

Tabel 11.5 Harga alat utilitas dari dalam negeri

No. Nama Alat Kapasitas

(m3)

Jumlah

(unit)

Harga Total (Rp),

2023

1. Bak Penampung (BU-01) 244,80 1 Rp 12.240.000,00

2. Bak Clarifier 244,80 1 Rp 12.240.000,00

3. Bak Saringan Pasir (SP) 6,00 2 Rp 600.000,00

4. Bak Air Bersih (BU-02) 244,80 1 Rp 12.240.000,00

5. Bak Air Minum (BU-03) 4,5 1 Rp 225.000,00

6. Bak Air Pendingin (BU-04) 1.212,49 1 Rp 60.624.561,51

7. Bak Pendingin Bekas (BU-05) 1.030,62 1 Rp 51.530.877,28

Total 149.700.438,79

10.492,78

11.2. Perhitungan Biaya

Rincian modal tetap (Fixed Capital Investment) dapat di uraikan sebagai

berikut:

11.2.1 Biaya Pembelian Alat (Purchase Equipment Cost, PEC)

Biaya pembelian alat (PEC)

Biaya alat sampai pelabuhan = 25% × PEC

Biaya pembongkaran + biaya penyimpanan + biaya

transport sampai ditempat = 2% × PEC

= $ 5.168.728,22

= $ 1.292.182,06

= $ 103.374,56

+ Biaya alat sampai di tempat (DEC) = $ 6.564.284,84

133

Perhitungan buruh atau pekerja didasarkan sebagai berikut:

1. Jumlah buruh asing dibanding buruh Indonesia = 5 : 95

2. Upah buruh asing = $5 /man hours

3. Upah buruh Indonesia = Rp 20.000 = $ 1,41

4. Perbandingan man hours Asing : man hours Indonesia = 1 : 3

5. Perbandingan man hours didasarkan pada buruh asing.

11.2.2 Biaya Pemasangan Alat (Equipment Installation Cost)

Berdasarkan Tabel 16, hal 77, Aries and Newton, 1955, diperoleh:

Material = 11% × PEC = $ 568.560,10

Labour = 32% × PEC = $ 1.653.993,03

Man hours = labour/upah buruh asing = $ 389.611,77

Tenaga asing = (0,05) ($ 389.611,77) ($ 5) (1) = $ 97.402,94

Tenaga lokal = (0,95) ($ 389.611,77) ($ 1,41) (3) = $ 1.556.590,09

Biaya pemasangan alat total = material + tenaga asing + tenaga lokal

= $ 568.560,10 + $ 97.402,94 + $ 1.556.590,09

= $ 2.222.553,13

11.2.3 Biaya Pemipaan (Piping Cost)


Material = 49% × PEC = $ 2.532.676,83

Labour = 37% × PEC = $ 1.912.429,44


Tenaga asing = (0,05) ($ 450.488,61) ($ 5) (1) = $ 112.622,15

Tenaga lokal = (0,95) ($ 450.488,61) ($ 1,41) (3) = $ 1.799.807,29

Biaya pemipaan total = material + tenaga asing + tenaga lokal

= $ 2.532.676,83 + $ 112.622,15 + $ 1.799.807,29

= $ 4.445.106,27

11.2.4 Biaya Instrumentasi (Instrumentation Cost)


Material = 12% × PEC = $ 620.247,39

Labour = 3% × PEC = $ 155.061,85


134

Tenaga asing = (0,05) ($ 36.526,10) ($ 5) (1) = $ 9.131,53

Tenaga lokal = (0,95) ($ 36.526,10) ($ 1,41) (3) = $ 145.930,32

Biaya instrumentasi total = material + tenaga asing + tenaga lokal

= $ 620.247,39 + $ 9.131,53 + $ 145.930,32

= $ 775.309,23

11.2.5 Biaya Isolasi (Insulation Cost)


Material = 3% × PEC = $ 155.061,85

Labour = 5% × PEC = $ 258.436,41


Tenaga asing = (0,05) ($ 60.876,84) ($ 5) (1) = $ 15.219,21

Tenaga lokal = (0,95) ($ 60.876,84) ($ 1,41) (3) = $ 243.217,20

Biaya isolasi total = material + tenaga asing + tenaga lokal

= $ 155.061,85 + $ 15.219,21 + $ 243.217,20

= $ 413.498,26

11.2.6 Biaya Listrik (Electrical Cost)


Material = 12% × PEC = $ 568.560,10

Labour = 3% × PEC = $ 206.749,13


Tenaga asing = (0,05) ($ 48.701,47) ($ 5) (1) = $ 12.175,37

Tenaga lokal = (0,95) ($ 48.701,47) ($ 1,41) (3) = $ 194.573,76

Biaya listrik total = material + tenaga asing + tenaga lokal

= $ 568.560,10 + $ 12.175,37 + $ 194.573,76

= $ 775.309,23

11.2.7 Biaya Perlatan Utilitas


Utility cost = $ 510.800,55

Harga alat di negara pembuat (PEC-UT)

Biaya alat sampai pelabuhan = 25% × (PEC-UT)

= $ 500.307,77

= $ 125.076,94

Biaya pembongkaran + biaya penyimpanan + biaya

135

transport sampai ditempat = 2% × PEC = $ 10.006,16 +

Biaya alat sampai di tempat (DEC) = $ 635.390,87

Biaya alat yang dibuat di dalam negeri = Rp 149.700.438,79= $ 10.492,78

Material = 11% × PEC = $ 56.188,06

Labour = 32% × PEC = $ 163.456,18


Tenaga asing = (0,05) ($ 38.503,46) ($ 5) (1) = $ 9.625,86

Tenaga lokal = (0,95) ($ 38.503,46) ($ 1,41) (3) = $ 153.830,31

Biaya pemasangan alat utilitas total

= material + tenaga asing + tenaga lokal

= $ 56.188,06 + $ 9.625,86 + $ 153.830,31 = $ 219.644,24

Biaya utilitas total (Utility Total Cost)

= DEC + harga alat yang dibuat di Indonesia + biaya pemasangan alat

= $ 635.390,87 + $ 10.492,78 + $ 219.644,24

= $ 865.527,88

11.2.8 Biaya Bangunan (Building Cost)

Biaya bangunan dalam dilihat pada Tabel 11.6 sebagai berikut:

Tabel 11.6 Harga bangunan

No. Jenis Bangunan Luas (m2) Harga, /m

2 Harga Total

1. Pos Penjagaan 24,00 Rp 3.000.000,00 Rp 72.000.000,00

2. Kantor Keamanan 90,00 Rp 3.000.000,00 Rp 270.000.000,00

3. Kantin 28,00 Rp 3.000.000,00 Rp 84.000.000,00

4. Koperasi 42,00 Rp 3.000.000,00 Rp 126.000.000,00

5. Poliklinik 28,00 Rp 3.500.000,00 Rp 98.000.000,00

6. Kantor Pusat 1.600,00 Rp 3.600.000,00 Rp 5.760.000.000,00

7. Area Parkir 3.600,00 Rp 3.000.000,00 Rp 10.800.000.000,00

8. Sarana Olahraga dan Ibadah 900,00 Rp 3.500.000,00 Rp 3.150.000.000,00

9. Kantor Teknik dan Produksi 600,00 Rp 3.500.000,00 Rp 2.100.000.000,00

10. Laboratorium dan

Pengendalian Mutu 450,00 Rp 3.500.000,00 Rp 1.575.000.000,00

11. Gudang Bahan Kimia 400,00 Rp 3.000.000,00 Rp 1.200.000.000,00

12. Bengkel 500,00 Rp 3.500.000,00 Rp 1.750.000.000,00

13. Gudang Alat 600,00 Rp 3.000.000,00 Rp 1.800.000.000,00

14. Pemadam Kebakaran 400,00 Rp 3.000.000,00 Rp 1.200.000.000,00

15. Area Penyimpanan Bahan 500,00 Rp 4.000.000,00 Rp 2.000.000.000,00

136

Tabel 11.6 Harga Bangunan (lanjutan)

16. Area Proses 1.950,00 Rp 4.000.000,00 Rp 7.800.000.000,00

17. Area Perluasan 2.100,00 Rp 3.000.000,00 Rp 6.300.000.000,00

18. Area Utiitas 600,00 Rp 3.500.000,00 Rp 2.100.000.000,00

19. Pengolahan Air 600,00 Rp 3.500.000,00 Rp 2.100.000.000,00

20. Taman dan Jalan 20.088,00 Rp 3.300.000,00 Rp 66.290.400.000,00

Total Rp116.575.400.000,00

Direncanakan untuk membuat pagar di sekeliling pabrik

Panjang pagar = (195 m + 180 m) 2 = 750 m

Harga pembuatan pagar = Rp 200.000/m

Biaya pemagaran = 750 m × Rp 200.000/m

= Rp 150.000.000,00

Biaya total bangunan = Rp 116.575.400.000,00 + Rp 150.000.000,00

= Rp 116.725.400.000,00

= $ 8.181.495,76

11.2.9 Harga Tanah Dan Perbaikan (Land and Yard Improvement)

Luas tanah yang diperlukan = 35.100 m2

Harga tanah = Rp 2.000.000,00/m2

Biaya tanah = 35.100 m2 × Rp 2.000.000,00/m

2

= Rp 70.200.000.000,00

Biaya perbaikan tanah (hal 175, 4th

, Peters and Timmerhaus, 2003)

Biaya perbaikan tanah = 10% × biaya tanah

= 10 % × Rp 70.200.000.000,00

= Rp 7.020.000.000,00

Biaya total tanah (land cost) = harga tanah + biaya perbaikan

= Rp 70.200.000.000,00 + Rp 7.020.000.000,00

= Rp 77.220.000.000,00

= $ 5.412.490,36

11.3. Rincian Modal Tetap (Fixed Capital Investment, FCI)

Rincian perhitungan modal tetap meliputi Physical Plant Cost, Engineering

and Costruction dan Contingency Cost.

137

11.3.1 Physical Plant Cost (PPC)

Berdasarkan perhitungan Physical Plant Cost, maka dapat dibuat rincian

biaya seperti yang terlihat pada tabel berikut:

Tabel 11.7 Tabel rincian Physical Plant Cost (PPC)

No. Jenis Biaya Harga ($)

1. Harga peralatan 6.564.284,84

2. Biaya pemasangan alat 2.222.553,13

3. Biaya pemipaan 4.445.106,27

4. Biaya instrumentasi 775.309,23

5. Biaya isolasi 413.498,26

6. Biaya listrik 775.309,23

7. Biaya utilitas 865.527,88

8. Biaya bangunan 8.181.495,76

9. Biaya tanah dan perbaikan 5.412.490,36

Total 29.655.574,97

11.3.2 Engineering and Construction (EC)

Untuk PPC lebih dari $ 5.000.000,00 maka EC sebesar 20% PPC (Tabel 4, hal 4,

Aries and Newton, 1955) diperoleh:

Biaya untuk EC = 20% × PPC

= 20% × $ 29.655.574,97

= $ 5.931.114,99

Direct Plant Cost (DPC) = PPC + EC

= $ 29.655.574,97 + $ 5.931.114,99

= $ 35.586.689,97

11.3.3 Contractors Fee (CF)

Harga contractor fee sebesar 4 – 10% dari DPC (hal 4, Aries and Newton, 1955)

diperoleh:

CF = 5% × DPC

= 5% × $ 35.586.689,97

= $ 1.779.334,50

138

11.3.4 Contingency Cost (C)

Dipilih contingency tingkat "average" = 15% (Tabel 5, hal 4, Aries and Newton,

1955) diperoleh:

C = 15% × DPC

= 15% × $ 35.586.689,97

= $ 5.338.003,50

Maka, jumlah total Fixed Capital Investment adalah

Total Fixed Capital Investment = DPC + CF + C

= $ 35.586.689,97 + $ 1.779.334,50

+ $ 5.338.003,50

= $ 42.704.027,96

11.4. Biaya Produksi (Manufacturing Cost, MC)

Perusahaan mengambil kebijaksanaan jam kerja sebagai berikut:

Pabrik beroperasi selama 1 tahun = 330 hari

Pabrik beroperasi selama 1 hari = 24 jam

11.4.1 Direct Manufacturing Cost (DMC)

Direct manufacturing cost meliputi raw materail, labor cost, supervision

maintenance, plant supplies, royalties and patents dan utility.

1. Harga bahan baku (raw material)

a. Crude Palm Oil (C3H5(COOR)3) 99,5%

Kebutuhan = 31.780,1270 kg/jam

= 251.698,6061 ton/tahun

Harga = $ 455,00/ton (www.indexmundi.com)

Biaya per tahun = $ 114.522.865,77/tahun

= Rp 1.633.897.725.950,96/tahun

b. Asam Fosfat (H3PO4) 85%


= 11.785,4171 ton/tahun

Harga = $ 840,00/ton (www.alibaba.com)


= Rp 141.239.738.265,01/tahun

139

c. Natrium Hidroksida (NaOH) 48%

Kebutuhan = 637.9015 kg/jam

= 5.052,1802 ton/tahun



= Rp 32.435.754.671,42/tahun

d. Metanol (CH3OH) 99%


= 30.888,8661 ton/tahun



= Rp 352.553.162.451,05/tahun

e. Bleaching Earth (BE)

Kebutuhan = 316,2123 kg/jam

= 2.504,4011 ton/tahun


Biaya per tahun = $ 75.132,03/tahun

= Rp 1.071.908.727,90/tahun

Harga bahan baku total adalah

= $ 114.522.865,77 + $ 9.899.750,35 + $ 2.273.481,09 + $ 24.711.092,90 + $

75.132,03

= $ 151.482.322,15/tahun

= Rp 2.161.198.290.066,35/tahun

Biaya pengangkutan dari pelabuhan sampai lokasi pabrik sebesar 2% biaya

bahan.

Biaya pengangkutan = 2% × $ 151.482.322,15/tahun

= $ 3.029.646,44/tahun

= Rp 43.223.965.801,33/tahun

Biaya bahan baku sampai lokasi pabrik:

= harga bahan baku total + biaya pengangkutan

= $ 151.482.322,15 + $ 3.029.646,44

140

= $ 154.511.968,59/tahun

= Rp 2.204.422.255.867,68/tahun

2. Harga produk (poduct) / Sales

Biodiesel (CH3COOR) 99,5%

Produksi = 250.000 ton/tahun

Harga = $ 1.000,00/ton (www.alibaba.com)

= $ 250.000.000,00/tahun

= Rp 3.566.749.999.999,99/tahun

3. Tenaga kerja (labour cost)

Labour merupakan tenaga kerja yang berhubungan langsung dengan proses

produksi. Rincian jumlah gaji dapat dilihat pada Tabel 11.8.

Tabel 11.8 Biaya tenaga kerja

No Karyawan Gaji/bulan (Rp) Kualifikasi

1 Presiden Direktur 38.000.000,00 S1 Pengalaman 10 tahun

2 Direktur 22.000.000,00 S1 Pengalaman

3 Wakil Direktur 20.000.000,00 S1 Pengalaman

4 Kepala Departemen 11.400.000,00 S1 Pengalaman

5 Wakil Kep. Dept. 10.500.000,00 S1 Pengalaman

6 Kepala Shift 5.700.000,00 S1 Pengalaman

7 Staff Departemen 4.000.000,00 Pengalaman/ Fresh S1/D3

8 Sekretaris 4.000.000,00 Pengalaman/Fresh

SMA/Sedrajat

9 Operator 4.500.000,00 SMA/Sedrajat

10 Dokter 4.500.000,00 S1 Pengalaman

11 Karyawan shift 4.000.000,00 S1/D3 Pengalaman/Fresh

12 Karyawan non shift 4.000.000,00 SLTA/Sederajat

13 Supir 3.800.000,00 SLTA/Sederajat

Total 12.180.000.000.00

Total labour cost (upah pegawai) = Rp 12.180.000.000,00/tahun

= $ 853.718,37/tahun

4. Supervision (pengawasan)

Supervision 10 – 25% labour cost (hal 163, Aries and Newton, 1955)

Diambil 10% dari labour cost = 10% × $ 853.718,37/tahun

= $ 85.371,84/tahun

141

5. Maintenance (perawatan)

Jenis: average, 6 – 7% (Tabel 38, hal. 164, Aries and Newton, 1955).

Diambil 6% dari FCI = 6% × $ 42.704.027,96

= $ 2.562.241,68

6. Plant supplies

Plant suplies 15% maintenance cost (hal 168, Aries and Newton, 1955)

Plant suplies = 15% × $ 2.562.241,68

= $ 384.336,25

7. Royalty and patents

Royalty and patents 1 – 5% sales price (hal 168, Aries and Newton, 1955)

Diambil 1% dari Sa = 1% × $ 250.000.000,00

= $ 2.500.000,00

8. Utilitas

a. NaCl

Kebutuhan = 2.223,6723 kg/hari

= 733.811,8564 kg/tahun

Harga = Rp 1.500,00/kg (www.alibaba.com)

Biaya per tahun = Rp 1.100.717.784,59/tahun

= $ 77.151,31/tahun

b. NaOH

Kebutuhan = 2.223,6723 kg/hari

= 733.811,8564 kg/tahun



= $ 87.438,15/tahun

c. Tawas (Al2(SO4)3)

Kebutuhan = 20,8080 kg/hari

= 6.866,6400 kg/tahun


Biaya per tahun = Rp 10.299.960,00/tahun

= $ 721,94/tahun

142

d. Na2CO3


= 100.980,0000 kg/tahun



= $ 12.032,38/tahun

e. Kaporit


= 12.321,1316 kg/tahun



= $ 2.849,91/tahun

f. N2H4


= 8.338,2417 kg/tahun



= $ 1.110,44/tahun

g. Bahan bakar generator (residual fuel oil)

Kebutuhan = 7.355,0667 L/tahun

= 1.943,0027 gallon/tahun

Harga = $ 1,50/gallon (www.pertamina.com)


= Rp 41.581.229,04/tahun

h. Bahan bakar boiler (residual fuel oil)

Kebutuhan = 2.501.752,5659 L/tahun

= 660.892,9788 gallon/tahun

Harga = $ 1,50/gallon (www.pertamina.com)


= Rp 14.143.440.193,51/tahun

i. Listrik

143

Kebutuhan = 256,6348 kW

= 2.032.547,6160 kW/tahun

Harga = Rp 1.300,00/kWh


= $ 185.204,45/tahun

Perincian kebutuhan utilitas:

NaCl

NaOH

Tawas (Al2(SO4)3)

Na2CO3

Kaporit

N2H4

Bahan bakar generator

Bahan bakar boiler

Listrik

= $ 77.151,31/tahun

= $ 87.438,15/tahun

= $ 721,94/tahun

= $ 12.032,38/tahun

= $ 2.849,91/tahun

= $ 1.110,44/tahun

= $ 2.914,50/tahun

= $ 991.339,47/tahun

= $ 185.204,45/tahun

+ Total = $ 1.360.762,57/tahun

Berdasarkan rincian perhitungan di atas, maka dibuat tabel Direct

Manufacturing Cost (DMC) sebagai berikut:

Tabel 11.9 Direct Manufacturing Cost (DMC)


1. Raw material 154.511.968,59

2. Labor cost 853.718,37

3. Supervision 85.371,84

4. Maintenance 2.562.241,68

5. Plant supplies 384.336,25

6. Royalties and Patents 2.500.000,00

7. Utilitas 1.360.762,57

Total 162.258.399,30

11.4.2 Indirect Manufacturing Cost (IMC)

1. Payroll Overhead

Payroll overhead 15 – 20% labour cost (hal 173, Aries and Newton, 1955)

Dipilih 15% labour cost = 15% × $ 853.718,37

144

= $ 128.057,76

2. Laboratory

Laboratory 10 – 20% labour cost (hal 174, Aries and Newton, 1955)


= $ 85.371,84

3. Plant Overhead

Plant overhead 50 – 100% labour cost (hal 174, Aries and Newton, 1955)


= $ 426.859,19

4. Packaging and Shipping

Packaging and shiping 13% sales price (hal 177, Aries and Newton, 1955)

13% sales price = 13% × $ 250.000.000,00

= $ 32.500.000,00

Berdasarkan rincian perhitungan di atas, maka dibuat tabel Indirect

Manufacturing Cost (IMC) sebagai berikut:

Tabel 11.10 Indirect Manufacturing Cost (IMC)


1. Payroll overhead 128.057,76

2. Laboratory 85.371,84

3. Plant overhead 426.859,19

4. Packaging and shipping 32.500.000,00

Total 33.140.288,78

11.4.3 Fixed Manufacturing Cost (FMC)

1. Depreciation

Depreciation 8 – 10% FCI (hal 180, Aries and Newton, 1955)

Dipilih 8% FCI = 8% × $ 42.704.027,96

= $ 3.416.322,24

2. Property Taxes

Property taxes 1 – 2% FCI (hal 181, Aries and Newton, 1955)

Dipilih 1% FCI = 1% × $ 42.704.027,96

145

= $ 427.040,28

3. Insurance

Insurance 1% FCI (hal 182, Aries and Newton, 1955)

1% FCI = 1% × $ 42.704.027,96

= $ 427.040,28

Berdasarkan rincian perhitungan di atas, maka dibuat tabel Fixed

Manufacturing Cost (FMC) sebagai berikut:

Tabel 11.11 Fixed Manufacturing Cost (FMC)


1. Depreciation 3.416.322,24

2. Property taxes 427.040,28

3. Insurances 427.040,28

Total 4.270.402,80

Total Manufacturing Cost

= DMC + IMC + FMC

= $ 162.258.399,30 + $ 33.140.288,78 + $ 4.270.402,80

= $ 199.669.090,87

11.5. Modal Kerja (Working Capital)

11.5.1. Raw Material Inventory (RMI)

Persediaan bahan baku selama 15 hari operasi

= 330

10 × $ 154.511.968,59

= $ 4.468.180,87

11.5.2. In Process Inventory (IPI)

Persediaan bahan baku untuk 24 jam proses produksi dengan harga 50% dari

Total Manufacturing Cost.

= 1

330 × 50% × $ 199.669.090,87

= $ 302.528,93

11.5.3. Product Inventory (PI)

146

Persediaan produk selama satu bulan produksi dengan harga manufacturing cost.

= 1

12 × $ 199.669.090,87

= $ 16.639.090,91

11.5.4. Extended Credit (EC)

Persediaan uang untuk menutup penjualan produk yang belum dibayar, dianggap

sama dengan penjualan 1 bulan produk.

= 1

12 × $ 250.000.000,00

= $ 20.833.333,33

11.5.5. Available Cash (AC)

Sejumlah uang kontan yang tersedia di pabrik yang sewaktu-waktu bisa diambil

(untuk membayar gaji, pembelian barang, dan lain lain) sebesar 1 bulan dari

manufacturing cost.

= 1

12 × $ 199.669.090,87

= $ 16.639.090,91

Berdasarkan rincian perhitungan di atas, maka dibuat tabel Working Capital

(WC) sebagai berikut:

Tabel 11.12 Working Capital (WC)


1. Raw material inventory 4.682.180,87

2. In process inventory 302.528,93

3. Product inventory 16.639.090,91

4. Extended credit 20.833.333,33

5. Available cash 16.639.090,91

Total 59.096.224,94

Total Capital Investment

= WC + FC

= $ 59.096.224,94 + $ 42.704.027,96

147

= $ 101.800.252,90

11.6. General Expenses (GE)

11.6.1. Administration (A)

Administrasi 3 – 6% dari MC (hal 185,Aries and Newton, 1955)

Dipilih 3% TMC = 3% × $ 199.669.090,87

= $ 5.990.072,73

11.6.2. Sales Promotion (S)

Sales promotion 5 – 22% dari sales price (hal 186, Aries and Newton, 1955)

Dipilih 5% SA = 5% × $ 250.000.000,00

= $ 12.500.000,00

11.6.3. Research (R)

Research 3,5 – 8% dari sales price (hal 187, Aries and Newton, 1955)

Dipilih 3,5% SA = 3,5% × $ 250.000.000,00

= $ 8.750.000,00

11.6.4. Finance (F)

Finance 7% dari TCI (Tabel 3-11, hal 114, Peter and Timerhauss, 2003)

7% TCI = 7% × $ 101.800.252,90

= $ 7.126.017,70

Berdasarkan rincian perhitungan di atas, maka dibuat tabel General

Expenses (GE) sebagai berikut:

Tabel 11.13 General Expenses (GE)


1. Administration 5.990.072,73

2. Sales promotion 12.500.000,00

3. Research 8.750.000,00

4. Finance 7.126.017,70

Total 34.366.090,43

11.7. Production Cost

Total Production Cost = TMC + GE

148

= $ 199.669.090,87 + $ 34.366.090,43

= $ 234.035.181,30

11.8. Profit Estimation

11.8.1. Profit Before Taxes (PBT)

PBT = sales price – production cost

= $ 250.000.000,00 – $ 234.035.181,30

= $ 15.964.818,70

Pajak penghasilan sebesar 40% Profit Before Taxes (Peters and Timmerhaus,

2003)

11.8.2. Profit After Taxes (PAT)

PAT = 60% × PBT

= 60% × $ 15.964.818,70

= $ 9.578.891,22

11.9. Analisis Kelayakan

11.9.1. Return On Investment ( ROI )

Return on investment merupakan perkiraan keuntungan yang diperoleh

setiap tahun didasarkan atas kecepatan pengembalian modal tetap yang

diinvestasikan. Ditetapkan resiko pabrik sebagai low risk 11% sebelum pajak

(Aries and Newton, 1955).

% ROI = 100%Annual Profit

Ficed Capital Investment

1. ROI sebelum pajak

Prb = 100%Annual Profit


= %100,9642.704.027 $

,7015.964.818 $

= 37%

2. ROI sesudah pajak

Pra = 100%Annual Profit


149

= 100% ,9642.704.027 $

229.578.891, $

= 22,43%

11.9.2. Pay Out Time (POT)

Pay out time merupakan waktu minimum yang dibutuhkan untuk

pengembalian modal tetap yang diinvestasikan atas dasar keuntungan setiap tahun

setelah ditambah depresiasi. Dengan kriteria low risk maka nilai maksimum POT

sebesar 5 tahun sebelum pajak (Aries and Newton, 1955).

POT = If

Pr + 0,1 If

Keterangan, POT = pay out time, tahun

If = fixed capital investment

Pr = annual profit

1. POT sebelum pajak

POTb = If

Pr + 0,1 If

= ,9642.704.027 $0,1 ,7015.964.818 $

,9642.704.027 $

= 2,1104 tahun

2. POT sesudah pajak

POTa = If

Pr + 0,1 If

= ,9642.704.027 $0,1 229.578.891, $

,9642.704.027 $

= 3,0835 tahun

11.9.3. Break Event Point (BEP)

Break event point adalah titik impas dari suatu batas produksi, apabila

pengoperasian pabrik di bawah kapasitas akan mengakibatkan kerugian dan

pengoperasian pabrik di atas kapasitas akan mendapatkan keuntungan. Nilai BEP

berkisar 40 – 60% untuk pabrik dengan resiko rendah (Aries and Newton, 1955).

150

BEP = Fa + 0,3 Ra

100%Sa Va 0,7 Ra

Keterangan, Fa = annual fixed manufacturing cost pada produksi maksimum

Ra = annual regulated expenses pada produksi maksimum

Sa = annual sales value pada produksi maksimum

Va = annual variabel expenses pada produksi maksimum

Fa = depreciation + property taxes + insurances

= $ 3.416.322,24 + $ 427.040,28 + $ 427.040,28

= $ 4.270.402,80

Ra = labour cost + plant overhead + supervision + laboratory + maintenance +

general expenses + plant supplies

= $ 853.718,37 + $ 426.859,19 + $ 85.371,84 + $ 85.371,84 +

$ 2.562.241,68 + $ 34.366.090,43 + $ 384.336,25

= $ 38.763.989,59

Sa = annual sales value

= $ 250.000.000,00

Va = raw material + packing and shipping + royalties + utilitas

= $ 154.511.968,59 + $ 32.500.000,00 + $ 2.500.000,00 + $ 1.360.762,57

= $ 190.872.731,16

BEP = Fa + 0,3 Ra

100%Sa Va 0,7 Ra

=

100%

,5938.763.989 $0,7 - 1,16190.872.73 $ - 0,00250.000.00 $

,5938.763.989 $0,3 804.270.402, $

= 49,70%

11.9.4. Shut Down Point (SDP)

Shut down point merupakan titik atau suatu kondisi dimana pabrik

mengalami kebangkrutan, sehingga pabrik harus menghentikan operasi (Peters

and Timmerhaus, 2003).

SDP = 0,3 Ra

100%Sa Va 0,7 Ra

151

=

100%

,5938.763.989 $0,7 - 1,16190.872.73 $ - 0,00250.000.00 $

,5938.763.989 $0,3

= 36,35%

11.9.5. Discounted Cash Flow (DCF)

Discounted cash flow merupakan perkiraan besarnya keuntungan yang

diperoleh setiap tahun, didasarkan pada jumlah investasi yang tidak kembali

setiap tahun selama umur ekonomis pabrik (Peters and Timmerhaus, 2003).

Discounted cash flow dicari dengan persamaan:

S = n

FC + WC 1+ i SV WC

R =

n1 + i 1

Ci

Keterangan :

S = Nilai modal pada waktu yang akan datang setelah dikoreksi dengan

salvage value (SV) dan working capital (WC)

C = Cash flow = profit after taxes + finance + depreciation

= $ 9.578.891,22 + $ 7.126.017,70 + $ 3.416.322,24

= $ 20.121.231,16

R = Cash flow berdasarkan pendapatan akhir tahun

FC = Fixed capital investment = $ 42.704.027,96

SV = Salvage Value (10% FC)

= 10% × $ 42.704.027,96

= $ 4.270.402,80

WC = Working capital investment = $ 59.096.224,94

i = Dicounted cash flow (DCF)

n = 10 tahun

S = n

FC + WC 1+ i SV WC

= 804.270.402, $ - i 1 ,9459.096.224 $ ,9642.704.027 $10

– $ 59.096.224,94

= ,1454.825.822 $ - i 1 2,90101.800.25 $10

152

R =

n1 + i 1

Ci

=

i

1 i 1 ,1620.121.231 $

n

Nilai i dapat dihitung dengan menggunakan metode Newton Raphson (penentuan

akar persamaan non-linier)

Diketahui, ɛ = 0,01

iA1 = iold

f(iold) = S – R

f’(iold) = old oldf i + ε f i ε

2 ε

inew =

old

old

old

f ii

f' i

i S R f (iold)

iold 0,2500 884.722.108,5287 669.089.347,6319 215.632.760,8968

iold + ɛ 0,2600 963.358.776,9514 703.135.353,9859 260.223.422,9655

iold – ɛ 0,2400 811.548.062,3473 636.704.963,0384 174.843.099,3089

f' (iold) 4.269.016.182,8284

inew 0,1995

i S R f (iold)

iold 0,1995 564.274.135,6205 521.003.964,6143 43.270.171,0062

iold + ɛ 0,2095 618.607.153,8353 547.397.254,2438 71.209.899,5916

iold – ɛ 0,1895 513.868.489,4541 495.921.544,2398 17.946.945,2143

f' (iold) 2.663.147.718,8622

inew 0,1832

i S R f (iold)

iold 0,1832 484.256.067,7816 480.888.791,8378 3.367.275,9438

iold + ɛ 0,1932 532.338.049,9886 505.183.361,1457 27.154.688,8429

iold – ɛ 0,1732 439.695.540,8470 457.807.205,0907 18.111.664,2437

f' (iold) 2.263.317.654,3303

inew 0,1818

153

i S R f (iold)

iold 0,1818 477.409.303,5249 477.379.404,5107 29.899,0142

iold + ɛ 0,1918 524.952.198,6625 501.489.808,3549 23.462.390,3076

iold – ɛ 0,1718 433.352.600,1586 454.473.354,3667 21.120.754,2081

f' (iold) 2.229.157.225,7865

inew 0,1817

i S R f (iold)

iold 0,1817 477.347.929,5160 477.347.887,6407 41,8753

iold + ɛ 0,1917 524.885.989,1285 501.456.637,1256 23.429.352,0029

iold – ɛ 0,1717 433.295.745,1723 454.443.414,3134 21.147.669,1410

f' (iold) 2.228.851.057,1984

inew 0,1817

Dari hasil perhitugan menggunakan newton raphson, diperoleh nilai

i = 0,1817

S = R = $ 477.347.843,44

Harga DCF = 18,17%

Nilai suku bunga bank sebesar 12% per tahun. (ojk.go.id)

Batasan minimal DCF = 1,5 – 2 suku bunga bank

Diambil batasan sebesar 1,5, maka

DCF minimal = 1,5 × suku bunga bank

= 1,5 × 12%

= 18%

DCF maksimal = 1,5 × suku bunga bank

= 2 × 12%

= 24%

Nilai DCF hasil perhitungan (18,17%) lebih besar dari DCF min (18%) dan lebih

kecil dari DCF maksimal, maka pabrik ini cukup layak didirikan, karena dapat

menarik minta investor untuk menanamkan investasi (modal).

154

Gambar 11.2 Grafik evaluasi ekonomi

Keterangan:

Fa = annual fixed manufacturing cost pada produksi maksimum

(depreciation, property taxes, dan insurances)

Ra = annual regulated expenses pada produksi maksimum (labour cost, plant

overhead, supervision, laboratory, maintenance, general expenses, dan

plant supplies)

Sa = annual sales value pada produksi maksimum

Va = annual variabel expenses pada produksi maksimum (raw material,

packaging and shipping, royalties, dan utilitas)

BEP = perpotongan antara garis sales dengan total cost yang menunjukkan

tingkat produksi dengan nilai sales sama dengan total cost

SDP = kondisi besarnya Fa sama dengan selisih antara total cost dengan sales

0

20

40

60

80

100

120

140

160

180

200

220

240

260

280

300

0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100

Bia

ya

da

lam

ju

ta $

/ta

hu

n

Kapasitas Produksi, %

Va

0.3 Ra

SDP BEP

Sales

Sa

Total cost Ra

Fixed cost Fa

Variable cost

Regulated cost

155

BAB XII

KESIMPULAN

Prarancangan pabrik biodiesel dengan kapasitas produksi 250.000 ton/tahun,

menggunakan bahan baku crude palm oil dan metanol dengan katalis natrium

hidroksida ini direncanakan didirikan di Kecamatan Batulicin, Kabupaten Tanah

Bumbu, Provinsi Kalimantan Selatan dengan luas area 35.100 m2. Dari hasil

perhitungan dan evaluasi ekonomi, dapat ditarik kesimpulan sebagai berikut:

1. Dilihat dari tekanan operasi dibawah 50 atm dan suhu operasi yang rendah

serta sifat kimia maupun fisis bahan yang tidak berbahaya dan beracun , maka

pabrik ini termasuk pabrik beresiko rendah.

2. Dari hasil evaluasi ekonomi diperoleh:

a. Return on Investment (ROI) sebelum pajak sebesar 37% dan setelah pajak

sebesar 23,43%. Diketahui ROI minimal untuk pabrik dengan resiko

rendah (low risk) sebelum pajak adalah 11% (Aries & Newton, 1955).

b. Bila dilihat Pay Out Time (POT) sebelum pajak sebesar 2,1104 tahun dan

setelah pajak sebesar 3,0835 tahun. Diketahui POT maksimal untuk pabrik

dengan resiko rendah (low risk) sebelum pajak adalah 5 tahun (Aries &

Newton, 1955).

c. Break Even Point (BEP) yang diperoleh adalah sebesar 49,70% dan Shut

Down Point (SDP) sebesar 36,35%. Diketahui bahwa kisaran BEP yang

menarik adalah 40% – 60% (Aries & Newton, 1955).

d. Discounted Cash Flow Rate (DCFR) sebesar 18,17%. Harga DCF yang

menarik bagi investor adalah 1,5 – 2,0 kali suku bunga bank. Suku bunga

bank rata-rata saat ini adalah 12%, maka DCF minimum yang harus

dipenuhi adalah sebesar 18% - 24%. Dengan demikian, pabrik ini cukup

menarik bagi investor karena memberikan keuntungan yang lebih besar

daripada jika mereka menyimpan modal di bank.

Berdasarkan analisis di atas pabrik biodiesel dari crude palm oil dan metanol

dengan kapasitas 250.000 ton/tahun, dengan jumlah karyawan 150 pekerja maka

156

pabrik biodiesel cukup menarik untuk dilanjutkan pada tahap perancangan

pabrik serta layak dipertimbangkan untuk didirikan.

DAFTAR PUSTAKA

Anonim, 2000, Tata cara perencanaan dan pemasangan sistem pipa tegak dan

slang untuk pencegahan bahaya kebakaran pada bangunan gedung (SNI 03-

1745-2000), Badan Standardisasi Nasional.

Anonim, 2018, Statistik Perkebunan Indonesia 2015-2017. Direktorat Jenderal

Perkebunan, Jakarta.

Aries, R. S. and Newton, R. D., 1955, Chemical Engineering Cost Estimation,

McGraw-Hill, Book Company, New York.

Brown, G. G., 1978, Unit Operations, Modern Asian Edition, John Wiley & Sons,

inc., New York.

Brownell, L. E. and Young, E. H., 1959, Process Equipment Design, John Wiley

& Sons, Inc., New York.

C.A. Patent 2,724,970 A1 tentang Methods and Catalysts for Making Biodiesel

from The Transesterification and Esterification of Unrefined Oils.

Considine, Douglas M. 1985. Process Instrument and Control. New

York:McGraw-Hill

Coulson, J. M., and Richarson J. F., 1999, Chemical Engineering, 3th

ed., Vol. 6

Elsevier Butterworth, Heinemann.

Coulson, J. M., and Richarson J. F., 2005, Chemical Engineering, 4th

ed., Vol. 6

Elsevier Butterworth, Heinemann.

Deasy, C., dan Safitri, S. O., 2012, Laporan Kerja Praktek di PT. Sinar Mas Agro

Resources and Technology (SMART) Tbk, Fakultas Teknik, Universitas

Lambung Mangkurat, Kalimantan Selatan.

Ferrari, R. A., Leticia M., A., and Pighinelli, T., 2011, Biodiesel Production and

Quality, Campinas State University, Brazil.

Geankoplis, C. J., 2003, Transport Processes and Unit Operations, 4th

ed., Allyn

and Bacon Inc., 7 Wells Avenue, Massachussets.

Hambali, E., 2006, Jarak Pagar Tanaman Penghasil Biodiesel, Penebar Swadaya,

Jakarta

Kern, D. Q., 1983, Process Heat Transfer, McGraw-Hill Book Company Inc.,

New York.

Ken, S., 2008, Filter and Filtration Handbook, 5th

ed., Butterworth-Heinemann,

Washington.

Kirk, R. E. and Othmer, D. F., 1965, Encyclopedia of Chemical Technology, 4th

ed., vol. 7, John Wiley & Sons, Canada.

Ludwig, E. E., 1965, Applied Process Design for Chemical and Petrochemical, 3rd

ed., vol 7 , Gulf Professional Publishing Co., Houston.

McAdams, W. H., 1954, Heat Transmission, 3rd

ed, McGraw-Hill, Book

Company, New York.

Mittelbach, M. and C. Remschmidt, 2004, Biodiesel The Comprehensive

Handbook, Martin Mittelbach Publisher, Graz.

Muniarsih, S., 2005, Esterifikasi Minyak Jarak dengan Katalisator NaOH, P3TM

BATAN, Yogyakarta.

Nelson, W.L., 1985, Petroleum Refinery Engineering, Mc. Graw Hill Book

Company Inc., New York. Perry, R. H. and Green, D., 1999, Perry’s

Chemical Engineers’ Handbook, 7th

ed., McGraw-Hill, New York.

Peraturan Menteri Kesehatan Republik Indonesia Nomor 70 Tahun 2016 tentang

Standar dan Persyaratan Kesehatan Lingkungan Kerja Industri. Jakarta :

KEMENKES

Perry, R. H. and Green, D., 1999, Perry’s Chemical Engineers’ Handbook, 7th

ed.,

McGraw-Hill, New York.

Peters, M. S. and Timmerhaus, K. D., 2003, Plant Design and Economics for

Chemical Engineers, 5th

ed., McGraw-Hill, Inc, New York.

Powell, Sheppard T., 1954, Water Conditioning for Industry, 1st ed., McGraw-

Hill, Book Company, Inc. Tokyo.

Rahmanulloh, A., 2018. Indonesia Biofuels Annual 2018. USDA Foreign

Agricultural Service.,U.S.

Rase, H. F., 1977, Chemical Reactor Design for Process Plant, Vol I: Principle

and Technique, John Wiley and Sons, Inc, New York.

Rase, H. F, 1977, Chemical Reactor Design for Process Plant, Vol. II: Case

Studies & Design Data, John Wiley and Sons, Inc, New York.

Smith, J. M. and Van Ness, H. C., 2001, Introduction to Chemical Engineering

Thermodynamics, 6th

ed., The McGraw-Hill Companies, Inc. New York.

Soerawidjaja, Tatang H., 2006, Membangun Industri Biodiesel di Indonesia

Makalah Ilmiah Forum Biodiesel Indonesia, 16 Desember 2005, Bandung.

U.S. Patent 7,528,272 B2 tentang Biodiesel Process.

U.S. Patent 8,378,132 B2 tentang Process for Producting Methyl Esters.

U.S. Patent 9,090,845 B2 tentang Process for Producing High Yield Biodiesel

Applying High Acidity Triglycerides with Generation of Glycerin 90% Free

of Salt.

Vilbrandt, F. C. and Dryden, C. E., 1959, Chemical Engineering Plant Design, 4th

ed., McGraw-Hill Kogakusha, Ltd, Tokyo.

Walas, S. M., 1990, Chemical Process Equipment: Selection and Design,

Butterworth-Heinemann, Washington.

Widjaja, G. dan Yani, A., 2003, Perseroan Terbatas, PT Raja Grafindo

Persada, Jakarta.

Yaws, C. L., 1999, Chemical Properties handbook, McGraw-Hill, New York.

www.alibaba.com, diakses pada 6 Maret 2020 pukul 14.50 WIB.

www.bi.go.id, diakses pada 6 Maret 2020 pukul 14.30 WIB

www.esdm.go.id. Diakses pada 3 September 2019 pukul 07.00 WIB

www.indexmundi.com. diakses pada 6 Maret 2020 pukul 15.10 WIB

www.matche.com. diakses pada 6 Maret 2020 pukul 16.00 WIB

www.ojk.go.id. diakses pada 6 Maret 2020 pukul 15.40 WIB

www.fas.usda.gov. diakses pada 3 September 2019 pukul 10.00 WIB

http://www.esdm.go.id/

http://www.ojk.go.id/

http://www.fas.usda.gov/

Perancangan Reaktor

Jenis Reaktor : Reaktor Alir Tangki Berpengaduk (RATB)

Fungsi Reaktor : Mereaksikan crude palm oil (C3H5(COOR)3) dengan metanol

(CH3OH) menggunakan katalis basa natrium hidroksida (NaOH)

menjadi biodiesel (CH3COOR)

Kondisi operasi :

a. Tekanan (P) = 1,5 atm = 22,05 psi

b. Suhu = 70°C = 343 K

c. Sifat = Isothermal

d. Konversi (total) = 98% (U.S Patent 8,378,132 B2)

e. Perbandingan reaktan = 1 : 6 (C.A Patent 2,724,970 A1)

f. Katalis = NaOH (1% dari BPO, C.A Patent 2,724,970 A1)

Persamaan reaksi : C3H5(COOR)3 + 3 CH3OH → 3 CH3COOR + C3H8O3

A B C D

Berdasarkan perhitungan pada neraca massa, diperoleh hasil sebagai berikut :

a. Neraca Massa di Reaktor

Tabel 1. Neraca Massa di Reaktor

Komponen Masuk (kg/jam) Keluar

(kg/jam) Filter Tangki Pencampur

C3H5(COOR)3 31.621,2264 - 632,4245

RCOOH 79,2512 - -

CH3OH - 7.159,5230 3.651,3567

NaOH - 316,2123 304,4713

Tabel 1. Neraca Massa di Reaktor (lanjutan)

H2O - 427,8842 433,1677

CH3COOR - - 31.134,9755

C3H8O3 - - 3.361,9927

NaCOOH - - 85,7087

Total 39.604,0971 39.604,0971

b. Menentukan Kecepatan Volumetrik (Fv)

Tabel 2. Kecepatan Volumetrik

Komponen Massa (kg/jam) Densitas, (kg/m3) Fv =

(m

3/jam)

C3H5(COOR)3 31.621,2264 859,8512 36,7752

RCOOH 79,2512 847,5610 0,0935

CH3OH 7.159,5230 743,9423 9,6238

NaOH 316,2123 1.891,8869 0,1671

H2O 427,8842 985,3666 0,4342

Total 47,0939

Kecepatan volumetric larutan, (Fv) = 47,0939 m3/jam

c. Konsentrasi Bleached Palm Oil (C3H5(COOR)3)

CA0 =

=

= 0,7918 kgmol/m3

d. Konsentrasi Metanol (CH3OH)

CB0 =

=

= 4,7508 kgmol/m3

A. Penentuan Konstanta Kecepatan Reaksi

Persamaan reaksi

C3H5(COOR)3 + 3 CH3OH → 3 CH3COOR + C3H8O3

A 3B → 3C D

Berdasarkan asumsi, persamaan kecepatan reaksi dapat dinyatakan sebagai

berikut :

(-rA) = k. CA.CB

Dengan : CA = CAo (1-XA)

CB = CBo – 3CAo.XA

Neraca massa pada reaktor yang ke-i untuk komponen A:

Rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation

Fv.CAi-1 - Fv.CAi - (-rA).V = 0

Fv.(CAi-1 CAi) = (-rA).V

=

; θ =

θ =

...(1)

dimana θ adalah waktu tinggal dalam reaktor.

Jika, CAi-1 = CA0.(1 XAi-1)

CAi = CA0.(1 XAi)

Maka :

CA0.(1 XAi-1) CA0.(1 XAi) = (-rA).θ

CA0.(XAi XAi-1) = (-rA).θ

Untuk i = 1 :

... (2)

Persamaan kecepatan reaksi :

(-rA) = k.CA.CB

Dengan : CA = CAo (1-XA)

CB = CBo - 3CAo XA

Maka :

(-rA) = k CAo (1-XA) (CBo - 3CAo.XA) ... (3)

Persamaan (2) disubstitusikan ke persamaan (3), sehingga :

... (4)

Sehingga dapat dituliskan persamaan untuk menghitung waktu tinggal dalam

reaktor:

θ =

... (5)

Berdasarkan data dari U.S. Patent 9,090,845 B2 diperoleh waktu tinggal (θ) = 4

jam dan konversi (XA) = 0,98 maka nilai konstanta kecepatan reaksi (k) dapat

dihitung dengan persamaan (4) seperti berikut:

k =

k =

k = 5,0559 m3/ kmol.jam

B. Menentukan jumlah reaktor

Bila digunakan n buah reaktor alir tangki berpengaduk :

Neraca massa pada reaktor yang ke-i untuk komponen A :

Rate of input - rate of output - rate of reaction = rate of accumulation

Fv.CAi -1 - Fv.CAi - (-rA).V = 0

Fv.(CAi-1 – CAi) = -(rA).V

=

; θ =

θ =

dimana θ adalah waktu tinggal dalam reaktor.

Jika, CAi-1 = CA0.(1 XAi-1)

CAi = CA0.(1 XAi)

Fv

CAo

CBo

XAo

Fv

CA1

CB1

XA1

R1 Fv

CAn -1

CBn -1

XAn -1

R2 Fv

CAn

CBn

XAn

R3

Dari persamaan (4) dan persamaan (5) diperoleh persamaan k dan persamaan θ :

… (4)

θ =

… (5)

1. Jika digunakan 1 buah reaktor

Data :

θ = 4 jam (U.S. Patent 9,090,845 B2 ) XAo = 0

CA0 = 0,7918 kgmol/m3

XA1 = 0,98

CB0 = 4,7508 kgmol/m3

1 m3

= 264,17 gal

k = 5,0559 m3/kgmol.jam

Volume larutan = Fv x θ

= 47,0939 m3/jam x 4 jam

= 188,3755 m3

Dibuat over design sebesar 20%, maka :

Volume reaktor = 1,2 x volume larutan

= 1,2 x 188,3755 m3

= 226,0506 m

3 = 59.715,7907 gal


Diketahui :

CAo = 0,7918 kgmol/m3 XAo = 0

CBo = 4,7508 kgmol/m3

XA2 = 0,98

R1 Fv

CA0

Fv

CA1

Fv

CA0

Fv

CA1

Fv

CA2

R1 R2

k = 5,0559 m3/ kmol.jam 1 m

3 = 264,17 gal

Neraca massa komponen A pada reaktor 1

rate of input – rate of output – rate of reaction = rate of accumulation

FV.CA0 – FV.CA1 – (-rA1).V1 = 0

FV.CA0 – FV.CA1 = (-rA1).V1

=

θ1 =

θ1 =

θ1 =



FV.CA1 – FV.CA2 – (-rA2).V2 = 0


=

θ2 =

θ2 =

Jika diketahui XA2 = 0,98 dan agar volume kedua reaktor sama (V1=V2=V),

maka θ1 = θ2 = θ.

Persamaan, f(XA) = θ1 - θ2 = 0 ... (6)

karena θ1 = θ2, maka f(xA1) = 0. Sehingga persamaan (6) dapat dituliskan

menjadi :

f(xA1) =

Persamaan (7) diselesaikan dengan cara menebak nilai xA1 mengunakan

metode Newton Raphson yang dituliskan dengan xA1 old. Selanjutnya

dihitung nilai xA1 new dengan persamaan :

f(xA1 old) = Fungsi kontinyu

f’(xA1 old) = Derivatif atau turunan dari f(xA1 old)

f’(xA1 old) dihitung dengan metode central sebagai berikut :

Nilai ε adalah nilai yang mendekati 0 dengan nilai ε yang digunakan adalah

0,000001.

xA1 new yang didapatkan dari perhitungan pada persamaan (8) digunakan

sebagai xA1 old pada perhitungan selanjutnya. Perhitungan dilakukan sampai

didapatkan nilai f(xA1) = 0, atau xA1 new =xA1 old

Perhitungan Newton Raphson dilakukan untuk mengetahui xA1 dengan batas

nilai waktu tinggal tiap reaktor telah sama.

xA1 θ1 θ2 f(xA1)

xA1 old 0,98 4,00000000 0,00000000 4,00000000

xA1 + ε 0,980001 4,00020801 -0,00000408 4,00021210

xA1 - ε 0,979999 3,99979201 0,00000408 3,99978793

f'(x) = 212,08483446

xA1 new = 0,96113962

xA1 θ1 θ2 f(xA1)

xA1 old 0,961139623 1,98237754 0,07698113 1,90539641

xA1 + ε 0,961140623 1,98243253 0,07697705 1,90545548

xA1 - ε 0,961138623 1,98232256 0,07698521 1,90533735

f'(x) = 59,06520692

xA1 new = 0,92888042

xA1 θ1 θ2 f(xA1)

xA1 old 0,928880421 1,01530555 0,20865134 0,80665420

xA1 + ε 0,928881421 1,01532186 0,20864726 0,80667460

xA1 - ε 0,928879421 1,01528923 0,20865542 0,80663381

f'(x) = 20,39860108

xA1 new = 0,88933584

xA1 θ1 θ2 f(xA1)

xA1 old 0,889335837 0,60247650 0,37005781 0,23241869

xA1 + ε 0,889336837 0,60248316 0,37005373 0,23242944

xA1 - ε 0,889334837 0,60246984 0,37006189 0,23240795

f'(x) = 10,74571306

xA1 new = 0,86770687

xA1 θ1 θ2 f(xA1)

xA1 old 0,867706868 0,48232630 0,45833931 0,02398699

xA1 + ε 0,867707868 0,48233093 0,45833523 0,02399570

xA1 - ε 0,867705868 0,48232168 0,45834340 0,02397828

f'(x) = 8,70935957

xA1 new = 0,86495271

xA1 θ1 θ2 f(xA1)

xA1 old 0,864952706 0,46984715 0,46958079 0,00026636

xA1 + ε 0,864953706 0,46985159 0,46957671 0,00027488

xA1 - ε 0,864951706 0,46984272 0,46958487 0,00025784

f'(x) = 8,51791370

xA1 new = 0,86492144

xA1 θ1 θ2 f(xA1)

xA1 old 0,864921435 0,46970846 0,46970843 0,00000003

xA1 + ε 0,864922435 0,46971290 0,46970435 0,00000855

xA1 - ε 0,864920435 0,46970403 0,46971251 -0,00000848

f'(x) = 8,51580723

xA1 new = 0,86492143

xA1 θ1 θ2 f(xA1)

xA1 old 0,864921431 0,46970844 0,46970844 0,00000000

xA1 + ε 0,864922431 0,46971288 0,46970436 0,00000852

xA1 - ε 0,864920431 0,46970401 0,46971253 -0,00000852

f'(x) = 8,51580697

xA1 new = 0,86492143

Maka diperoleh xA1 = 0,8649, xA2 = 0,9800 dengan waktu tinggal θ = 0,4697

jam


= 47,0939 m3/jam x 0,4697 jam

= 22,1204 m3

Dibuat dengan over design sebesar 20%, maka :


= 1,2 x 22,1204 m3

= 26,5445 m3 = 7107,2528 gal


Diketahui :



XA3 = 0,98


1 m

3 = 264,17 gal



FV.CA0 – FV.CA1 – (-rA1).V1 = 0


=

Fv

CA0

Fv

CA1

R1 Fv

CA2

R2 Fv

CA3

R3

θ1 =

θ1 =

θ1 =



FV.CA1 – FV.CA2 – (-rA2).V2 = 0


=

θ2 =

θ2 =



FV.CA2 – FV.CA3 – (-rA3).V3 = 0


=

θ3 =

θ3 =

Jika diketahui XA0 = 0, XA3 = 0,98 dan agar volume masing-masing reaktor

sama (V1 = V2 = V3 = V), maka θ1 = θ2 = θ3 = θ.

Persamaan, f(XA) = θ1 - θ2 = 0

untuk θ1 = θ3

... (10)

diselesaikan dengan metode Newton Raphson berdasarkan persamaan (6) dan

(7). Sedangkan xA2 dihitung berdasarkan persamaan (10).

xA1 xA2 θ1 θ2 f(xA1)

xA1 old 0,98 0,00000000 4,00000000 -0,04080000 4,04080000

xA1 + ε 0,980001 -0,00005096 4,00020801 -0,04079904 4,04100706

xA1 - ε 0,979999 0,00005096 3,99979201 -0,04080096 4,04059296

f'(xA1) = 207,04766711

xA1 new = 0,96048372


xA1 old 0,960483721 0,50300608 1,94691395 -0,05119916 1,99811311

xA1 + ε 0,960484721 0,50299306 1,94696711 -0,05119894 1,99816606

xA1 - ε 0,960482721 0,50301911 1,94686078 -0,05119938 1,99806016

f'(xA1) = 52,95088816

xA1 new = 0,92274851


xA1 old 0,922748507 0,75380160 0,92325878 -0,04585027 0,96910906

xA1 + ε 0,922749507 0,75379821 0,92327259 -0,04585071 0,96912330

xA1 - ε 0,922747507 0,75380498 0,92324497 -0,04584984 0,96909481

f'(xA1) = 14,24395401

xA1 new = 0,85471199


xA1 old 0,854711987 0,87521347 0,42770013 0,01216218 0,41553795

xA1 + ε 0,854712987 0,87521253 0,42770395 0,01216093 0,41554301

xA1 - ε 0,854710987 0,87521440 0,42769631 0,01216343 0,41553288

f'(xA1) = 5,06703017

xA1 new = 0,77270380


xA1 old 0,772703803 0,92349308 0,23064050 0,15244633 0,07819417

xA1 + ε 0,772704803 0,92349271 0,23064200 0,15244416 0,07819784

xA1 - ε 0,772702803 0,92349344 0,23063900 0,15244850 0,07819050

f'(xA1) = 3,66883447

xA1 new = 0,75139072


xA1 old 0,75139072 0,93061988 0,20155149 0,20114333 0,00040816

xA1 + ε 0,75139172 0,93061958 0,20155273 0,20114093 0,00041180

xA1 - ε 0,75138972 0,93062019 0,20155025 0,20114573 0,00040452

f'(xA1) = 3,64187965

xA1 new = 0,75127865


xA1 old 0,751278646 0,93065393 0,20141255 0,20141255 0,00000000

xA1 + ε 0,751279646 0,93065362 0,20141378 0,20141014 0,00000364

xA1 - ε 0,751277646 0,93065423 0,20141131 0,20141495 -0,00000364

f'(xA1) = 3,64190667

xA1 new = 0,75127865

Maka diperoleh xA1 = 0,7513, xA2 = 0,9307, xA3 = 0,9800 dengan waktu

tinggal θ = 0,2014 jam


= 47,0939 m3/jam x 0,2014 jam

= 9,4853 m3



= 1,2 x 9,4853 m3

= 11,3824 m3 = 3006,8773 gal


Diketahui :



XA4 = 0,98


1 m

3 = 264,17 gal



Fv

CAo

Fv

CA1 R1

Fv

CA2 R2

Fv

CA3 R3 R4 Fv

CA4

FV.CA0 – FV.CA1 – (-rA1).V1 = 0


=

θ1 =

θ1 =

θ1 =



FV.CA1 – FV.CA2 – (-rA2).V2 = 0


=

θ2 =

θ2 =



FV.CA2 – FV.CA3 – (-rA3).V3 = 0


=

θ3 =

θ3 =



FV.CA3 – FV.CA4 – (-rA4).V4 = 0


=

θ4 =

θ4 =


sama (V1 = V2 = V3 = V4 = V), maka 0Dengan θ1 = θ2 = θ3 = θ4 = θ.

Persamaan, f(XA) = θ1 – θ2 = 0

Untuk : θ1 = θ4

... (11)

Untuk θ3 = θ4

... (12)


(7). Untuk xA3 dihitung berdasarkan persamaan (11), sedangkan xA2 dihitung

berdasarkan persamaan (12).

xA1 xA3 xA2 θ1 θ2 f(xA1)

xA1 old 0,98 0,00000000 -96,07843137 4,00000000 -0,00084879 4,00084879

xA1 + ε 0,980001 -0,00005096 -96,09082396 4,00020801 -0,00084868 4,00105670

xA1 - ε 0,979999 0,00005096 -96,06604103 3,99979201 -0,00084890 4,00064091

f’(xA1) = 207,89599451

xA1 new = 0,96075553


xA1 old 0,960755527 0,49944086 -17,19452467 1,96146586 -0,00432862 1,96579447

xA1 + ε 0,960756527 0,49942766 -17,19564686 1,96151977 -0,00432836 1,96584813

xA1 - ε 0,960754527 0,49945407 -17,19340259 1,96141195 -0,00432887 1,96574082

f’(xA1) = 53,65743337

xA1 new = 0,92411951


xA1 old 0,924119513 0,74907861 -2,80397463 0,94253630 -0,01698684 0,95952314

xA1 + ε 0,924120513 0,74907510 -2,80409174 0,94255062 -0,01698644 0,95953706

xA1 - ε 0,924118513 0,74908211 -2,80385752 0,94252198 -0,01698724 0,95950922

f’(xA1) = 13,91840812

xA1 new = 0,85518037


xA1 old 0,855180369 0,87477392 0,14795238 0,42949420 -0,03731707 0,46681127

xA1 + ε 0,855181369 0,87477298 0,14793886 0,42949804 -0,03731697 0,46681501

xA1 - ε 0,855179369 0,87477486 0,14796590 0,42949036 -0,03731717 0,46680752

f’(xA1) = 3,74472899

xA1 new = 0,73052215


xA1 old 0,730522145 0,93643724 0,79207587 0,17780717 0,02040675 0,15740041

xA1 + ε 0,730523145 0,93643699 0,79207415 0,17780821 0,02040565 0,15740256

xA1 - ε 0,730521145 0,93643750 0,79207759 0,17780612 0,02040785 0,15739827

f’(xA1) = 2,14194614

xA1 new = 0,65703738


xA1 old 0,657037378 0,95089889 0,87741570 0,11878003 0,13334574 -0,01456571

xA1 + ε 0,657038378 0,95089874 0,87741493 0,11878065 0,13334375 -0,01456310

xA1 - ε 0,657036378 0,95089904 0,87741647 0,11877942 0,13334774 -0,01456832

f’(xA1) = 2,61179688

xA1 new = 0,66261427


xA1 old 0,66261427 0,95004236 0,87301393 0,12227607 0,12241496 -0,00013889

xA1 + ε 0,66261527 0,95004221 0,87301312 0,12227671 0,12241304 -0,00013633

xA1 - ε 0,66261327 0,95004252 0,87301474 0,12227543 0,12241688 -0,00014145

f’(xA1) = 2,56228008

xA1 new = 0,66266848


xA1 old 0,662668475 0,95003388 0,87296995 0,12231068 0,12231069 -0,00000001

xA1 + ε 0,662669475 0,95003373 0,87296914 0,12231132 0,12230877 0,00000255

xA1 - ε 0,662667475 0,95003404 0,87297076 0,12231004 0,12231262 -0,00000257

f’(xA1) = 2,56180748

xA1 new = 0,66266848


xA1 old 0,66266848 0,95003388 0,87296994 0,12231068 0,12231068 0,00000000

xA1 + ε 0,66266948 0,95003373 0,87296913 0,12231132 0,12230876 0,00000256

xA1 - ε 0,66266748 0,95003404 0,87297076 0,12231004 0,12231261 -0,00000256

f’(xA1) = 2,56180744

xA1 new = 0,66266848

Maka diperoleh xA1 = 0,6627

xA2 = 0,8730

xA3 = 0,9500

xA4 = 0,9800

θ = 0,1223 jam


= 470939 m3/jam x 0,1233 jam

= 5,7601 m3



= 1,2 x 5,7601 m3

= 6,9121 m3 = 1825,9698 gal


Diketahui :



XA5 = 0,98


1 m

3 = 264,17 gal



FV.CA0 – FV.CA1 – (-rA1).V1 = 0


=

θ1 =

θ1 =

θ1 =


Fv

CAo

Fv

CA1 R1

Fv

CA2 R2

Fv

CA3 R3 R4 Fv

CA4

R5 Fv

CA5


FV.CA1 – FV.CA2 – (-rA2).V2 = 0


=

θ2 =

θ2 =



FV.CA2 – FV.CA3 – (-rA3).V3 = 0


=

θ3 =

θ3 =



FV.CA3 – FV.CA4 – (-rA4).V4 = 0


=

θ4 =

θ4 =



FV.CA4 – FV.CA5 – (-rA5).V5 = 0


=

θ5 =

θ5 =


sama (V1 = V2 = V3 = V4 = V5 = V), maka 0Dengan θ1 = θ2 = θ3 = θ4 = θ5 = θ.

Persamaan, f(XA) = θ1 – θ2 = 0

Untuk : θ1 = θ5

... (13)

Untuk : θ4 = θ5

... (14)

Untuk θ3 = θ4

... (15)


(7). Untuk xA4 dihitung berdasarkan persamaan (13), sedangkan xA3 dihitung

berdasarkan persamaan (14) dan xA2 dihitung berdasarkan persamaan (15).

xA1 xA4 xA3 xA2 θ1 θ2 f(xA1)

xA1 old 0,98 0,0000 -96,0784 -457491,8757 4,0000 0,0000 4,0000

xA1 + ε 0,980001 -0,0001 -96,0908 -457631,8704 4,0002 0,0000 4,0002

xA1 – ε 0,979999 0,0001 -96,0660 -457351,9313 3,9998 0,0000 3,9998

f’(xA1) = 208,0031

xA1 new = 0,9608


xA1 old 0,960769521 0,4993 -17,2102 -8261,0976 1,9622 0,0000 1,9622

xA1 + ε 0,960770521 0,4992 -17,2114 -8262,3163 1,9623 0,0000 1,9623

xA1 – ε 0,960768521 0,4993 -17,2091 -8259,8791 1,9622 0,0000 1,9622

f’(xA1) = 53,9468

xA1 new = 0,9244


xA1 old 0,924396055 0,7481 -2,8366 -213,7674 0,9465 -0,0004 0,9469

xA1 + ε 0,924397055 0,7481 -2,8367 -213,7824 0,9465 -0,0004 0,9469

xA1 – ε 0,924395055 0,7481 -2,8364 -213,7524 0,9465 -0,0004 0,9469

f’(xA1) = 14,3964

xA1 new = 0,8586


xA1 old 0,858622854 0,8715 0,0995 -9,0066 0,4431 -0,0075 0,4505

xA1 + ε 0,858623854 0,8715 0,0995 -9,0070 0,4431 -0,0075 0,4505

xA1 – ε 0,858621854 0,8715 0,0995 -9,0063 0,4431 -0,0075 0,4505

f’(xA1) = 3,8281

xA1 new = 0,7409


xA1 old 0,740938016 0,9337 0,7730 0,1401 0,1891 -0,0313 0,2204

xA1 + ε 0,740939016 0,9337 0,7730 0,1401 0,1891 -0,0313 0,2204

xA1 – ε 0,740937016 0,9337 0,7730 0,1401 0,1891 -0,0313 0,2204

f’(xA1) = 1,1738

xA1 new = 0,5532


xA1 old 0,553155016 0,9625 0,9293 0,8645 0,0712 0,1686 -0,0973

xA1 + ε 0,553156016 0,9625 0,9293 0,8645 0,0712 0,1686 -0,0973

xA1 – ε 0,553154016 0,9625 0,9293 0,8645 0,0712 0,1686 -0,0973

f’(xA1) = 2,6809

xA1 new = 0,5895


xA1 old 0,589454542 0,9592 0,9160 0,8234 0,0848 0,0938 -0,0090

xA1 + ε 0,589455542 0,9592 0,9160 0,8234 0,0848 0,0938 -0,0090

xA1 – ε 0,589453542 0,9592 0,9160 0,8234 0,0848 0,0938 -0,0090

f’(xA1) = 2,1952

xA1 new = 0,5936


xA1 old 0,593561129 0,9588 0,9143 0,8177 0,0865 0,0866 -0,0001

xA1 + ε 0,593562129 0,9588 0,9143 0,8177 0,0865 0,0866 -0,0001

xA1 – ε 0,593560129 0,9588 0,9143 0,8177 0,0865 0,0866 -0,0001

f’(xA1) = 2,1445

xA1 new = 0,5936


xA1 old 0,593609754 0,9588 0,9143 0,8176 0,0865 0,0865 0,0000

xA1 + ε 0,593610754 0,9588 0,9143 0,8176 0,0865 0,0865 0,0000

xA1 – ε 0,593608754 0,9588 0,9143 0,8176 0,0865 0,0865 0,0000

f’(xA1) = 2,1439

xA1 new = 0,5936

Maka diperoleh xA1 = 0,5936

xA2 = 0,8176

xA3 = 0,9143

xA4 = 0,9588

xA5 = 0,9800

θ = 0,0865 jam


= 47,0939 m3/jam x 0,0865 jam

= 4,0727 m3



= 1,2 x 4,0727 m3

= 4,8872 m3 = 1291,0563 gal

C. Estimasi harga reaktor

Harga alat diperkirakan dengan persamaan Aries & Newton pada hal. 15

dimana, Eb = harga reaktor b

Ea = harga reaktor a

Ca = kapasitas reaktor a

Cb = kapasitas reaktor b

Index harga diperkirakan dengan persamaan Aries & Newton pada hal. 16

dimana : Ex = Harga alat pada tahun x (2023)

Ey = Harga alat pada tahun y (2002)

Ny = Index harga pada tahun x (2023)

Ny = Index harga pada tahun y (2002)

Dari Figure 13-15 (Peters dan Timmerhaus, 2002) digunakan basis dengan

kapasitas reaktor sebesar 1.000 gallon pada tahun 2002, sehingga diperoleh data

sebagai berikut:

Ea = $ 55.000

Ca = 1000 gallon

Tabel 3. Data Tahun dan Indeks Harga (Peters dan Timmerhauss, 2002)

Tahun Indeks Harga

1987 324

1988 343

1989 355

1990 357,6

1991 361,3

1992 358,2

1993 359,2

1994 368,1

1995 381,1

1996 381,7

1997 386,5

1998 389,5

1999 390,6

2000 394,1

2001 394,3

2002 390,4

Gambar 1. Grafik Hubungan Tahun vs Indeks Harga

y = 4.1315x - 7869.3

R² = 0.897

300

320

340

360

380

400

420

1986 1988 1990 1992 1994 1996 1998 2000 2002 2004

Ind

eks

Ha

rga

Tahun

Berdasarkan perkiraan indeks harga alat menurut dari Tabel 6-2 (Peters dan

Timmerhaus, 2002) diperoleh persamaan garis regeresi linier pada grafik yaitu y

= 4,1315x – 7869,3 dengan nilai x sebagai fungsi tahun, sehingga diperoleh:

Indeks harga tahun 2002 = 390,400 (Chemical Engineering)

Indeks harga tahun 2023 = (4,1315 × 2023) – 7869,3

= 488,7245

1. Apabila digunakan 1 reaktor

Volume tangki = 59.715,7907 gallon

Harga alat pada tahun 2002 : Eb = $ 55.000 x

= $ 639.758,7016

Harga alat pada tahun 2023 = $ 639.758,7016 x

= $ 800.885,6441




= $ 176.960,8628


= $ 221.529,4806

Jika digunakan 2 tangki = 2 x $ 221.529,4806 = $ 443.058,9611




= $ 106.471,1922


= $ 133.286,5783





= $ 78.933,0424


= $ 98.812,7861





= $ 64.110,5940


= $ 80.257,2182


6. Penentuan Jumlah Reaktor yang digunakan

Tabel 4. Hubungan Antara Jumlah Reaktor dan Harga Reaktor

Kapasitas

(gallon)

Harga

reaktor2002

($)

Harga

reaktor 2023

($)

Jumlah

reaktor

Harga total

($)

59.715,7907 639.758,7016 800.885,6341 1 800.885,6341

7.012,2528 176.960,8628 221.529,4806 2 443.058,9611

3.006,8773 106.471,1922 133.286,5783 3 399.859,7350

1.825,9698 78.933,0424 98.812,7861 4 395.251,1443

1.291,0563 64.110,5940 80.257,2182 5 401.286,0912

Gambar 2. Grafik Hubungan Jumlah Reaktor vs Harga Reaktor

Dari hasil perhitungan optimasi reaktor pada Tabel dan Grafik di atas,

didapatkan hasil bahwa semakin banyak reaktor yang digunakan maka semakin

rendah harga reaktor. Tetapi pada perhitungan 5 reaktor harganya lebih mahal

dari pada 4 reaktor (4 reaktor = $ 395.251,1443; 5 reaktor = $ 401.286,0912).

Berdasarkan data tersebut maka dipilih 4 reaktor karena paling ekonomis.

Sehingga data yang digunakan pada Reaktor Alir Tangki Berpengaduk (RATB)

seri dengan waktu tinggal reaktor, θ = 0,1223 jam dimana untuk konversi masing-

masing reaktor adalah: XA1 = 0,6627; XA2 = 0,8730, XA3 = 0,9500, XA4 = 0,9800.

D. Neraca Massa pada Reaktor

Berdasarkan uraian diatas, didapat hasil optimal penggunaan 4 reaktor yang

disusun neraca massa pada tiap reaktor sebagai berikut:

A. Neraca Massa Reaktor-01

300,000.0000

400,000.0000

500,000.0000

600,000.0000

700,000.0000

800,000.0000

900,000.0000

0 1 2 3 4 5 6

Har

ga R

eakt

or

Jumlah Reaktor

Tabel 5. Komposisi Bahan Masuk Reaktor-01

Komponen Massa BM Massa

(kg/jam) (kg/kgmol) (kgmol/jam)

C3H5(COOR)3 31.621,2264 848 37,2892

RCOOH 79,2512 270 0,2935

CH3OH 7.159,5230 32 223,7351

NaOH 316,2123 40 7,9053

H2O 427,8842 18 23,7713

Total 39.604,0971

292,9945

Jika konversi reaktor pertama, XA1 = 0,6627 maka:

Bahan Bereaksi dan Terbentuk:

a. Reaksi 1

C3H5(COOR)3 bereaksi = mol C3H5(COOR)3 umpan x konversi

= (37,2892 kmol/jam) x 0,6627

= 24,7104 kmol/jam

CH3OH bereaksi = 3 x mol C3H5(COOR)3 bereaksi

= 3 x 24,7104 kmol/jam

= 74,1311 kmol/jam

CH3COOR terbentuk = 3 x mol C3H5(COOR)3 bereaksi

= 3 x 24,7104 kmol/jam

= 74,1311 kmol/jam

C3H8O3 terbentuk = mol C3H5(COOR)3 bereaksi

= 24,7104 kmol/jam

b. Reaksi 2

RCOOH bereaksi sempurna dengan NaOH membentuk NaCOOH dan

H2O

RCOOH bereaksi = mol RCOOH umpan

= 0,2935 kgmol/jam

NaOH bereaksi = mol RCOOH bereaksi

= 0,2935 kgmol/jam

NaCOOH terbentuk = mol RCOOH bereaksi

= 0,2935 kgmol/jam

H2O terbentuk = mol RCOOH bereaksi

= 0,2935 kgmol/jam

Bahan Keluar Reaktor-01:

C3H5(COOR)3 = mol C3H5(COOR)3 masuk – mol C3H5(COOR)3 bereaksi

= (37,2892 - 24,7104) kgmol/jam

= 12,5788 kgmol/jam = 10.666,8364 kg/jam

CH3OH = mol CH3OH masuk – mol CH3OH bereaksi

= (223,7351 - 74,1311) kmol/jam

= 149,6040 kgmol/jam = 4.787,3279 kg/jam

NaCOOH = mol FFA masuk – mol FFA bereaksi

= (0,2935 - 0,2935) kmol/jam = 0

NaOH = mol NaOH masuk – mol NaOH bereaksi

= (7,9053 - 0,2935) kmol/jam

= 7,6118 kgmol/jam = 304,4713 kg/jam

H2O = mol H2O masuk + mol H2O terbentuk

= (23,7713 + 0,2935) kgmol/jam

= 24,0649 kgmol/jam = 433,1677 kg/jam

CH3COOR = mol CH3COOR terbentuk

= 74,1311 kmol/jam = 21.053,2315 kg/jam

C3H8O3 = mol C3H8O3 terbentuk

= 24,7104 kmol/jam = 2.273,3536 kg/jam

NaCOOH = mol NaCOOH terbentuk

= 0,2935 kmol/jam = 85,7087 kg/jam

Tabel 6. Neraca Massa pada Reaktor-01

Komponen Masuk Keluar

(kg/jam) (kg/jam)

C3H5(COOR)3 31.621,2264 10.666,8364

RCOOH 79,2512 -

CH3OH 7.159,5230 4.787,3279

NaOH 316,2123 304,4713

H2O 427,8842 433,1677

CH3COOR - 21.053,2315

C3H8O3 - 2.273,3536

NaCOOH - 85,7087

Total 39.604,0971 39.604,0971

B. Neraca Massa Reaktor-02




C3H5(COOR)3 10.666,8364 848 12,5788

CH3OH 4.787,3279 32 149,6040

NaOH 304,4713 40 7,6118

H2O 433,1677 18 24,0649

CH3COOR 21.053,2315 284 74,1311

C3H8O3 2.273,3536 92 24,7104

NaCOOH 85,7087 292 0,2935

Total 39.604,0971 292,9945

Jika konversi reaktor, XA1 = 0,6627, dan XA2 = 0,8730 maka:


C3H5(COOR)3 bereaksi = mol C3H5(COOR)3 umpan x (XA2 - XA1)

= (37,2892 kmol/jam) x (0,8730 - 0,6627)

= 7,8420 kmol/jam


= 3 x 7,8420 kmol/jam

= 23,5259 kmol/jam


= 3 x 7,8420 kmol/jam

= 23,5259 kmol/jam


= 7,8420 kmol/jam



= (12,5788 - 7,8420) kgmol/jam

= 4,7368 kgmol/jam = 4.016,8461 kg/jam


= (149.6040 - 23,5259) kmol/jam

= 126,0781 kgmol/jam = 4.034,4988 kg/jam

NaOH = mol NaOH masuk reaktor

= 7,6118 kgmol/jam = 304,4713 kg/jam

H2O = mol H2O masuk reaktor

= 24,0649 kgmol/jam = 433,1677 kg/jam

CH3COOR = mol CH3COOR masuk + mol CH3COOR terbentuk

= (74.1311 + 23,5259) kmol/jam

= 97,6570 kmol/jam = 27.734,5896 kg/jam

C3H8O3 = mol C3H8O3 masuk + mol C3H8O3 terbentuk

= (24.7104 + 7,8420) kmol/jam

= 32,5523 kmol/jam = 2.994,8148 kg/jam

NaCOOH = mol C3H8O3 masuk reaktor

= 0,2935 kmol/jam = 85,7087 kg/jam



(kg/jam) (kg/jam)

C3H5(COOR)3 10.666,8364 4.016,8461

CH3OH 4.787,3279 4.034,4988

NaOH 304,4713 304,4713

H2O 433,1677 433,1677

CH3COOR 21.053,2315 27.734,5896

C3H8O3 2.273,3536 2.994,8148

NaCOOH 85,7087 85,7087

Total 39.604,0971 39.604,0971

C. Neraca Massa Reaktor-03




C3H5(COOR)3 4.016,8461 848 4,7368

CH3OH 4.034,4988 32 126,0781

NaOH 304,4713 40 7,6118

H2O 433,1677 18 24,0649

CH3COOR 27.734,5896 284 97,6570

C3H8O3 2.994,8148 92 32,5523

NaCOOH 85,7087 292 0,2935

Total 39.604,0971 292,9945




= (37,2892 kmol/jam) x (0,9500 - 0,8730)

= 2,8737 kmol/jam


= 3 x 2,8737 kmol/jam

= 8,6210 kmol/jam


= 3 x 2,8737 kmol/jam

= 8,6210 kmol/jam


= 2,8737 kmol/jam



= (4,7368 - 2,8737) kgmol/jam

= 1,8632 kgmol/jam = 1.579,9899 kg/jam


= (126,0781 - 8,6210) kmol/jam

= 117,4571 kgmol/jam = 3.758,6283 kg/jam


= 7,6118 kgmol/jam = 304,4713 kg/jam


= 24,0649 kgmol/jam = 433,1677 kg/jam


= (97,6570 + 8,6210) kmol/jam

= 106,2780 kmol/jam = 30.182,9404 kg/jam


= (32,5523 + 2,8737) kmol/jam

= 35,4260 kmol/jam = 3.259,1908 kg/jam


= 0,2935 kmol/jam = 85,7087 kg/jam



(kg/jam) (kg/jam)

C3H5(COOR)3 4.016,8461 1.579,9899

CH3OH 4.034,4988 3.758,6283

NaOH 304,4713 304,4713

H2O 433,1677 433,1677

CH3COOR 27.734,5896 30.182,9404

C3H8O3 2.994,8148 3.259,1908

NaCOOH 85,7087 85,7087

Total 39.604,0971 39.604,0971

D. Neraca Massa Reaktor-04




C3H5(COOR)3 1.579,9899 848 1,8632

CH3OH 3.758,6283 32 117,4571

NaOH 304,4713 40 7,6118

H2O 433,1677 18 24,0649

CH3COOR 30.182,9404 284 106,2780

C3H8O3 3.259,1908 92 35,4260

NaCOOH 85,7087 292 0,2935

Total 39.604,0971 292,9945




= (37,2892 kmol/jam) x (0,9800 - 0,9500)

= 1,1174 kmol/jam


= 3 x 1,1174 kmol/jam

= 3,3522 kmol/jam


= 3 x 1,1174 kmol/jam

= 3,3522 kmol/jam


= 1,1174 kmol/jam



= (1,8632 - 1,1174) kgmol/jam

= 0,7458 kgmol/jam = 632,4245 kg/jam


= (117,4571 - 3,3522) kmol/jam

= 114,1049 kgmol/jam = 3.651,3567 kg/jam


= 7,6118 kgmol/jam = 304,4713 kg/jam


= 24,0649 kgmol/jam = 433,1677 kg/jam


= (106,2780 + 3,3522) kmol/jam

= 109,6302 kmol/jam = 31.134,9755 kg/jam


= (35,4260 + 1,1174) kmol/jam

= 36,5434 kmol/jam = 3.361,9927 kg/jam


= 0,2935 kmol/jam = 85,7087 kg/jam



(kg/jam) (kg/jam)

C3H5(COOR)3 1.579,9899 632,4245

CH3OH 3.758,6283 3.651,3567

NaOH 304,4713 304,4713

H2O 433,1677 433,1677

CH3COOR 30.182,9404 31.134,9755

C3H8O3 3.259,1908 3.361,9927

NaCOOH 85,7087 85,7087

Total 39.604,0971 39.604,0971

E. Perhitungan Dimensi Reaktor

Dari hasil perhitungan optimasi jumlah reaktor, diperoleh:

Waktu tinggal (τ) = 7,3386 menit

= 0,1223 jam

Volume liquid = FV × τ

= 47,0939 m3/jam × 0,1223 jam

= 5,7601 m3

Untuk perancangan, volume reaktor diambil over design 20% (tabel 6, halaman

37, Peters dan Timmerhaus, 1991), maka

Volume reaktor = 1,2 × volume liquid

= 1,2 × 5,7601 m3

= 6,9121 m3 ×

= 244,0898 ft3

Ditentukan ratio perbandingan antar tinggi reaktor dan diameter reaktor adalah

3:1 (Volume 1, halaman 342, tabel 8.3, Rase, 1977)

1. Penentuan tinggi shell (Hshell) dan diameter shell (Dshell)

Volume reaktor = volume shell + 2 × volumr head

VR = VS + 2.VH

VS = H D4

π 2 (Persamaan 3.1, Brownell dan Young, 1959)

= 3DD4

π 2

= 3D

4

3π

VH = 4,9 × 10-5

× D3

(Persamaan 5.11, Brownell dan Young, 1959)

Keterangan VH = m3 ; D = m

Jika, VH dinyatakan dalam m3 dan D dalam m, maka:

VH = 1,3876 × 10-6

× D3

, maka

VR = VS + 2.VH

VR = 3D

4

3π+ (2 × 1,3876 × 10

-6 × D

3)

VR = 2,3563 × D3

D3 =

D3 =

D3 = 2,9335 m

3

Diperoleh dimensi atau ukuran reaktor:

Ratio perbandingan tinggi (H) dan diameter (D) adalah 3:1

Diameter (D) = 1,4315 m

Tinggi (H) = 3 × D

= 3 × 1,4315 m

= 4,2945 m

2. Penentuan tebal dinding shell (ts)

Tebal shell dihitung dengan persamaan:

c0,6pEf

ripts


dengan:

t = minimum thickness of the shell exclusive of corrosion allowance(in)

p = design pressure, or miximum allowable working pressure (psi)

E = welded joint effeciency

f = maximum allowable stress (psi)

ri = inside radius of the shell (inch)

c = faktor korosi (inch)

Diameter dalam (ID) = 1,4315 m = 56,3579 inch

Jari-jari dalam (ri) = ½ × ID = ½ × 56,3579 inch = 28,1789 inch

Tekanan operasi = 1,5 atm = 22,05 psi

Suhu proses = 70 °C = 158 °F

Bahan konstruksi = Stainless steel SA 167 grade 11 type 316

Max allowable stress (f) = 18750 psi (pg 342, Brownell dan Young, 1959)

Efisiensi sambungan (E) = 85% (tabel 13.2, Brownell dan Young, 1959)

Faktor korosi (c) = 8

1 inch = 0,125 inch (pg 194, vol 2, Rase, 1977)

Tebal dinding shell dihitung dengan persamaan:

ts = c0,6pEf

rip


ts = inch0,125psi22,050,60,85psi18750

inch28,1789psi22,05

ts = 0,1640 inch

Dari Appendix F, item 2, pg 350, Brownell dan Young, 1959, maka

digunakan tebal shell standar

ts standar = 16

3inch = 0,1875 inch

Diameter luar (OD) = ID + 2.ts standar

= 56,3579 inch + (2 × 0,1875 inch)

= 59,7329 inch

Berdasarkan tabel 5.7, pg 90, Brownell dan Young, 1959 maka digunakan

OD standar = 60 inch inch1

m 0,0254= 1,5240 m

Maka koreksi terhadap diameter shell (ID)

ID koreksi = OD standar – 2.ts standar

= 60 inch – (2 × 0,1875 inch)

= 59,6250 inch × inch1

m 0,0254

= 1,5145 m

3. Penentuan tebal head (th)

Bentuk head yang digunakan adalah torispherical dished head, karena jenis

head ini paling umum digunakan di industri untuk vessel yang beroperasi

pada tekanan armosferis hingga 10 bar, walaupun demikian head jenis ini

mampu menahan tekanan hingga 15 bar.

Tebal head dapat dihitung dari persamaan:

cp0,1Ef

rcp0,885th

(pers 13.12, Brownell dan Young, 1959)

Berdasarkan tabel 5.7, Brownell dan Young, 1959 diperoleh:

icr (inside corner radius) = 8

53 inch = 3,6250 inch

rc (inside spherical or crown radius) = 60 inch

maka,

th =psi22,050,10,85psi18750

inch60psi22,050,885

th = 0,1985 inch

Dari item 2, pg 350, Brownell dan Young, 1959 maka digunakan

th standar = 4

1 inch = 0,25 inch

Rasio icr terhadap diameter luar = OD

icr

= inch60

inch3,6250

= 0,0604 = 6,0417%

4. Penentuan volume head (VH)

Untuk rasio icr terhadap OD sebesar 6,0417%, dengan persamaan 5.11,

Brownell dan Young, 1959, dihitung volume head sebagai berikut:

VH = 4,9 × 10-5

× D3

Dengan:

D = inside diameter, inch

VH = volume torispherical dished head to straight flange, ft3

Maka,

VH = 4,9 × 10-5

× (59,6250 inch)3

= 10,3868 ft3

= 0,2941 m3

F. Penentuan jarak puncak dengan straight flange

Dari tabel 5.6, Brownel dan Young, 1959, untuk tebal head standar4

1 inch

didapatkan nilai range sf sebesar 1,5–2,5 inch, maka dipilih straight flange (sf) =

2 inch.

Berdasarkan persamaan fig 5.8, Brownel dan Young, 1959.

a = 2

ID =

2

inch59,6250= 29,8125 inch

AB = a – icr = (29,8125 – 3,6250) inch = 26,1875 inch

BC = r – icr = (60 – 3,6250) inch = 56,3750 inch

AC = 2 22 AB)((BC)

= 2 22 inch)(26,1875inch)(56,3750

= 49,9235 inch

b = r – AC = (60 – 49,9235) inch = 10,0765 inch

OA = th + b + sf = (0,25 + 10,0765 + 2) inch

= 12,3265 inch

Jadi, tinggi head = 12,3265 inch × inch1

m 0,0254

= 0,3131 m

G. Penentuan tinggi reaktor

Tinggi shell = 3 × ID koreksi

= 3 × 59,6250 inch

= 178,8750 inch × inch1

m 0,0254

= 4,5434 m

Tinggi reaktor = tinggi shell + (2 × tinggi head)

= 178,8750 inch + (2 × 12,3265 inch)

= 203,5280 inch × inch1

m 0,0254

= 5,1696 m

H. Penentuan tinggi larutan dalam reaktor

Luas penampang reaktor (A)

A = 2ID

4

π =

= 1,8014 m

2

Volume head (VH) = 0,2941 m3

Volume larutan dalam reaktor = 6,9121 m3

Volume larutan dalam shell = volume larutan – volume head

= (76,9121 – 0,2941) m3

= 6,6180 m3

Tinggi larutan dalam shell = reaktor penampang luas

dalamlarutan volume shell

=

= 3,6738 m

Tinggi larutan dalam reaktor = tinggi larutan dalam shell + tinggi head

= (3,6738 + 0,3131) m

= 3,9868 m

I. Penentuan volume reaktor

Volume shell = luas penampang reaktor × tinggi shell

= 1,8014 m2 × 4,5434 m

= 8,1846 m3

Volume reaktor = volume shell + (2 × volume head)

= 8,1846 m3 + (2 × 0,2941 m

3)

= 8,7729 m3

J. Pengaduk

Pengaduk yang digunakan jenis flat blade turbin yang dilengkapi dengan 4 baffle.

Digunakan pengaduk jenis ini karena digunakan untuk aliran jenis radial

discharge juga untuk cairan yang mempunyai viskositas rendah maupun sedang.

1. Dimensi pengaduk

Keterangan :

DI = diameter impeller W = lebar baffle

D = diameter tangki L = lebar blade

ZL = tinggi cairan T = tinggi blade

ZI = jarak pengaduk dengan dasar tangki

Dari fig. 8.15, Rase, 1977 diambil standar turbin design sebagai berikut:

a. Diameter impeller (DI)

Perbandingan diameter impeller dengan diameter reaktor; 3

1

D

DI

DI = 3

1× D =

3

1× 59,6250 inch = 19,8750 inch

= 19,8750 inch × inch1

m0,0254= 0,5048 m

b. Sudu impeller (ZI)

Sudu impeller sama dengan diameter impeller (ZI = DI)

ZI = DI

= 19,8750 inch × inch1

m0,0254= 0,5048 m

c. Lebar blade (L)

Perbandingan lebar blade dengan diameter impeller adalah 4

1

DI

L

L = 4

1× DI =

4

1× 19,8750 inch = 4,9688 inch

= 4,9688 inch × inch1

m 0,0254= 0,1262 m

d. Lebar baffle (W)

Perbandingan lebar baffle dengan diameter reaktor adalah 10

1

D

W

W = 10

1× D =

10

1× 59,6250 inch = 5,9625 inch

= 5,9625 inch × inch1

m 0,0254= 0,1514 m

e. Tinggi blade (T)

Perbandingan tinggi blade dengan diameter impeller adalah 5

1

DI

T

T =5

1× D =

5

1× 19,8750 inch = 3,9750 inch

= 3,9750 inch × inch1

m 0,0254= 0,1010 m

2. Kecepatan pengadukan (N)

Menurut persamaan 8.8, vol. 1, pg 345, Rase, 1977.

2

600

N.DI.π

2DI

WELH

Keterangan:

WELH = Water Equivalent Liquid Height (ft)

DI = diameter impeller (ft)

N = kecepatan pengadukan (rpm)

ρ umpan = 840,9202 kg/m3

ρ air = 985,3666 kg/m3

specific gravity (sg) =

0,8534

WELH = tinggi larutan dalam reaktor × specific gravity

= 3,9868 m × 0,8534

= 3,4025 m ×

= 11,1629 ft

Kecepatan pengadukan (N) =

DIπ

600

DI2

WELH 2

1

=

ft 1,6563π

600

ft 6563,12

ft 11,1629 2

1

= 211,6834 rpm × detik 60

menit 1= 3,5281 rps

Jumlah impeller = buah 32,2466ft 9688,4

ft 1629,11

D

WELH

3. Bilangan Reynold untuk pengadukan (Re)

Mencari viskositas larutan (Yaws, 1999)

log µ = A + B/T + CT + DT2 ; dengan µ dalam cP dan T dalam Kelvin

Pada T = 70oC = 343 K

Tabel 13. Tabel Data dari Yaws, 1999

Komponen A B C D

C3H5(COOR)3 -6,1303 1,69E+03 0,0084 -6,45E-06

RCOOH -9,4484 2,10E+03 0,0166 -1,26E-05

CH3OH -9,0562 1,25E+03 0,0224 -2,35E-05

NaOH -4,1939 2,0510E+03 2,7917E-03 -6,1590E-07

H2O -10,2158 1,7925E+03 1,7730E-02 -1,2631E-05

Tabel 14. Hasil Perhitungan Viskositas

Komponen Bahan Masuk

xi µ (cP) xi.µ

(cP) kg/jam kmol/jam

C3H5(COOR)3 31.621,2264 37,2892 0,1273 8,261863 1,0515

RCOOH 79,2512 0,2935 0,0010 7,696267 0,0077

CH3OH 7.159,5230 223,7351 0,7636 0,326842 0,2496

NaOH 316,2123 7,9053 0,0270 468,581262 12,6428

H2O 427,8842 23,7713 0,0811 0,403193 0,0327

Total 39.604,0971 292,9945 1,0000 12,9328

µ umpan = 12,9328 cP × cP 1

kg/m.detik 0,001= 0,0129 kg/m.detik

ρ umpan = 840,9206 kg/m3

Persamaan bilangan Reynold (Re) dari hal. 508, Brown, 1978

Re = umpanμ

DINumpanρ 2

= kg/m.detik 0,0129

m) 5048,0(rps 5281,3kg/m 9206,840 23

= 58.462,7948

Berdasarkan fig. 8.8, pg 349, Rase, 1977 untuk six blade turbine dengan Re

sebesar 58.462,7948 diperoleh Np sebesar 5,5

4. Tenaga untuk pengaduk (P)

Dari persamaan 461, pg 506-508, Brown didapatkan:

P = Np.ρ.N3.Di

5

Keterangan:

P = daya, (hp)

ρ = densitas, (kg/m3)

Np = power number

N = kecepatan putaran, (rps)

DI = diameter pengaduk atau diameter impeller, (m)

maka,

P = Np.ρ.N3.Di

5

= 5,5 × (840,9206 kg/m3) × (3,5281 rps)

3 × (0,5048 m)

5

= 6.659,6202 J/detik × J/detik 746

hp 1

= 8,9271 hp

Dari fig 4.10, pg 149, Vilbrdant, 1959, diperoleh efisiensi motor (η)= 82%

Tenaga motor = 82,0

hp 9271,8

motor

P

= 11,8867 hp

Berdasarkan pg 628, vol. 3, Ludwig, 1965, didapatkan power motor induksi

(standar NEMA) sebesar 15 hp.

K. Menghitung Tebal Isolasi Reaktor

Keterangan:

r1 = jari-jari dalam reaktor

r2 = tebal dinding reaktor + r1

r3 = tebal isolasi + r2

T1 = suhu reaktor

T2 = suhu batas reaktor dengan isolasi

T3 = suhu dinding luar isolasi

Bahan isolasi = Asbestos

k isolasi = 0,1045 Btu/jam.ft.°F (Tabel A-6, McAdams, 1954)

k baja = 25,8300 Btu/jam.ft.°F (Tabel A-3, McAdams, 1954)

Emisifitas bahan = 0,9310 (Tabel A-23, pg 476, McAdams, 1954)

Suhu reaktor (T1) = 70°C = 158°F = 618 R

Suhu udara (TU) = 30°C = 86°F = 546 R

Diinginkan suhu dinding luar isolasi (T3) = 40°C = 104°F = 564 R

r1 = 2,5000 ft

r2 = 2,5156 ft

Koefisien transfer panas radiasi (hr) dengan persamaan

hr = U3

4

U

4

3

TT

100

T

100

T ε 0,173

(fig 5.7, Ed. 7, Perry, 1997)

= R 546)(564

100

R 546

100

R 564 9310,0 0,173

44

= 1,1016 Btu/jam.ft2.°F

Koefisien transfer panas konduksi (hc) dengan persamaan

hc = 31

U3 )T(T 0,19

= 31

R) 546R (564 0,19

= 0,4979 Btu/jam.ft2.°F

Panas yang hilang secara radiasi dan konveksi persatuan luas:

A

Q = (hr + hc) (T3 – TU) (Persamaan 7.1, McAdams, 1954)

= (1,1016 – 0,4979) Btu/jam.ft2.°F (104 – 86) °F

= 28,7922 Btu/jam.ft2

Jika tidak ada akumulasi:

Perpindahan panas konduksi = perpindahan panas konveksi + perpindahan

panas radiasi

Lr )2πThr)(T(hc 3U3 =

2

3

21

2

1

31

r

rln

k

1

r

rln

k

1

)TL(T 2π

)Thr)(T(hc U3 =

2

3

21

2

1

3

31

r

rln

k

1

r

rln

k

1r

TT

28,7922 Btu/jam.ft2

=

2,5156

rln

0,1045

1

ft 2,5000

ft 2,5156ln

25,8300

1r

F104158

33

Nilai r3 dicari dengan cara trial and error dan diperoleh

r3 = 2,7047 ft

Tebal dinding isolasi = r3 – r2

= (2,7047 – 2,5156) ft = 0,1891 ft ×

= 0,0576 m

1. Luas permukaan reaktor untuk perpindahan panas

r1 = 2

ft 4,9688

2

ID = 2,4844 ft ×

= 0,7572 m

b = tinggi head = 1,0272 ft ×

= 0,3131 m

x1 = th standar = 0,25 inch × inch 12

ft 1= 0,0208 ft ×

= 0,0064 m

x2 = tebal dinding isolasi = 0,2217 ft ×

= 0,0576 m

a’ = r1 + x1 + x2 = (0,7572 + 0,0064 + 0,0576) ft = 0,8212 m

b’ = b + x1 + x2 = (0,3131 + 0,0064 + 0,0576) ft = 0,3771 m

Luas head bawah dan atas (A1)

A1 = 2 (2 π a’ b’)

= 2 (2 × 3,14 × 0,8212 m × 0,3771 m)

= 3,8912 m2

×

= 41,8850 ft

2

OD’ = OD standar + 2x2

=

inch 1

m 0,0254inch 60 + (2 × 0,0576 m)

= 1,6393 m

H = tinggi shell = 14,9063 ft ×

= 4,5434 m

Luas selimut silinder (A2)

A2 = π OD’ H

= 3,14 × 1,6393 m × 4,5434 m

= 23,3980 m2

×

= 251,8544 ft

2

Luas permukaan perpindahan panas (A)

A = A1 + A2

= (3,8912 + 23,3980) m2

= 27,2893 m2

×

= 293,7393 ft

2

2. Panas hilang ke lingkungan (Qloss)

Qloss = AA

Q

= 28,7922 Btu/jam.ft2 × 293,7393 ft

2

= 8.457,3920 Btu/jam × Btu 1

kcal 25198,0

= 2.131,0936 kcal/jam

L. Perhitungan Neraca Panas

Data kapasitas panas bahan (Yaws, 1999)

Komponen A B C D

C3H5(COOR)3 278,686 2,5434 -5,4355E-03 4,9240E-06

RCOOH 86,29 3,5237 -7,3217E-03 6,1001E-06

CH3OH 40,152 0,3105 -1,0291E-03 1,4598E-06

NaOH 87,639 -4,8368E-04 -4,5423E-06 1,1863E-09

H2O 92,053 -3,9953E-02 -2,1103E-04 5,3469E-07

CH3COOR 270,763 2,3436 -5,4898E-03 5,4072E-06

C3H8O3 90,105 0,8601 -1,9745E-03 1,8068E-06

NaCOOH 0,5293

Dengan Cp = A + BT + CT2 + DT

3 + ET

4

Dimana Cp dalam J/gmol.K dan T dalam K.

Data panas pembentukan bahan, ΔHfo pada suhu 25

oC (Yaws, 1999, Lange’s,

1975 dan Perry,1999) :

Komponen ∆Hf (kJoule/mol)

C3H5(COOR)3 -910,900

RCOOH -730,297

CH3OH -239,100

NaOH -425,600

H2O -242,185

CH3COOR -401,110

C3H8O3 -584,865

NaCOOH -158,312

Persamaan neraca panas pada reaktor :

Rate of input – rate of output + rate of generation = rate of accumulation

Pada keadaan steady, tidak ada akumulasi, sehingga persamaan diatas dapat

dituliskan menjadi :

Qin – Qout + QR + Q = 0

Dimana :

Qin = panas yang dimiliki umpan masuk reaktor

Qout = panas yang dimiliki oleh produk keluar reaktor

QR = panas reaksi

Q = panas yang ditransfer ke lingkungan

1. Perhitungan Neraca Panas pada Reaktor-01

Dari penentuan jumlah reaktor diperoleh konversi reaktor (R-01) = 66,27%

Hasil perhitungan neraca massa di R-01 sebagai berikut:

Tabel 15. Tabel Neraca Massa Reaktor-01


(kg/jam) (kg/jam)

C3H5(COOR)3 31.621,2264 10.666,8364

RCOOH 79,2512

CH3OH 7.159,5230 4.787,3279

NaOH 316,2123 304,4713

H2O 427,8842 433,1677

CH3COOR

21.053,2315

C3H8O3 2.273,3536

NaCOOH

85,7087

Total 39.604,0971 39.604,0971

Menghitung panas masuk (Q.in)

a. C3H5(COOR)3

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K

Massa masuk = 31.621,2264 kg/jam × kmol 848

kg 1

= 37,2892 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 37.289,1821 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 37.289,1821 mol/jam ×

2

2,5434)298348(278,686

= (3432 – 298

2) +

3

10.5,4355- 3

(3433 – 298

3) +

=

)298343(4

10.4,9240 446

= 37.289,1821 mol/jam × 31.387,4377 J/mol

= 1.170.411.879,3229 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 279.740,1433 kcal/jam

b. RCOOH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K

Massa masuk = 79,2512 kg/jam × kmol 270

kg 1


mol 1000

= 293,5229 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 293,5229 mol/jam × 29.885,8381 J/mol

= 8.772.179,0879 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 2.096,6385 kcal/jam

c. CH3OH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1

= 223,7351 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 223.735,0924 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 223.735,0924 mol/jam × 3.693,0384 J/mol

= 826.262.281,9848 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 197.484,9480 kcal/jam

d. NaOH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 7.905,3066 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 7.905,3066 mol/jam × 3.917,5144 J/mol

= 30.969.152,4240 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 7.401,9371 kcal/jam

e. H2O

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 23.771,3467 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 23.771,3467 mol/jam × 3.385,1309 J/mol

= 80.469.120,9522 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 19.232,9246 kcal/jam

Maka, jumlah panas masuk total (Q.in total)

Q.in total = Q.in C3H5(COOR)3 + Q.in RCOOH + Q.in CH3OH + Q.in

NaOH + Q.in H2O

= (279.740,1433 + 2.096,6385 + 197.484,9480 + 7.401,9371

= + 19.232,9246) kcal/jam

= 505.956,5915 kcal/jam

Menghitung panas reaksi (Qr)

Reaksi 1


ΔHr = Σ ΔHfo produk - Σ ΔHf

o reaktan

= (3Hf.CH3COOR + Hf.C3H8O3) (Hf.C3H5(COOR)3 +

3Hf.CH3OH)

= (3(-401,110) + (-584,865)) – ((-910,900) +3(-239,100))

= -159,9954 kJ/mol

= - 159,9954 kJ/mol × kmol 1

mol 1000

kJ 1

kcal 0,23901

= - 38.240,5123 kcal/kmol

C3H5(COOR)3 bereaksi (m) = 24,7104 kmol/jam

Maka,

Qr1 = m × (– ΔHr)

= 24,7104 kmol/jam × (- (- 38.240,5123 kcal/kmol))

= 944.937,0404 kcal/jam

Reaksi 2

RCOOH + NaOH → NaCOOH +H2O

ΔHRo

= Σ ΔHfo produk - Σ ΔHf

o reaktan

= (Hf NaCOOR' + Hf H2O) (Hf RCOOR'+ Hf NaOH )

= ((-158,312) + (-242,185)) – ((-730,297) +( -425,6))

= 755,4002 kJ/mol

= 755,4002 kJ/mol × kmol 1

mol 1000

kJ 1

kcal 0,23901

= 180.548,1937 kcal/kmol

RCOOH bereaksi (m) = 0,2976 kmol/jam

Maka,

Qr2 = m × (– ΔHr)


= - 52.995,0367 kcal/jam

Qr total = Qr1 + Qr2

= (944.937,0404 – 52.995,0367) kcal/jam

= 891.942,0037 kcal/jam

Menghitung panas keluar (Q.out)

a. C3H5(COOR)3

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K

Massa keluar = 10.666,8364 kg/jam × kmol 848

kg 1


mol 1000

= 12.578.8165 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 12.578.8165 mol/jam ×

2

2,5434)298348(278,686

= (3432 – 298

2) +

3

10.5,4355- 3

(3433 – 298

3) +

=

)298343(4

10.4,9240 446

= 12.578.8165 mol/jam × 31.387,4377 J/mol

= 394.816.818,1436 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 94.365,1677 kcal/jam

b. RCOOH

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K

Massa keluar = 0 kg/jam × kmol 270

kg 1

= 0 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 0 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 0 mol/jam × 29.885,8381 J/mol

= 0 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 0 kcal/jam

c. CH3OH

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1

= 149,6040 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 149.603,9956 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 149.603,9956 mol/jam × 3.693,0384 J/mol

= 552.493.296,6953 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 132.051,4228 kcal/jam

d. NaOH

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K

Massa keluar = 304,4713 kg/jam × kmol 40

kg 1


mol 1000

= 7.611,7837 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 7.611,7837 mol/jam × 3.917,5144 J/mol

= 29.819.272,0778 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 7.127,1042 kcal/jam

e. H2O

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 24.064,8697 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 24.064,8697 mol/jam × 3.385,1309 J/mol

= 81.462.734,5356 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 19.470,4082 kcal/jam

f. CH3COOR

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 74.131,0968 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 74.131,0968 mol/jam × 28.617,2585 J/mol

= 2.121.428.757,4954 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 507.042,6873 kcal/jam

g. C3H8O3

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 24.710,3656 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 24.710,3656 mol/jam × 10.007,0750 J/mol

= 247.278.481,6254 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 59.102,0299 kcal/jam

h. NaCOOH

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 293,5229 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 293,5229 mol/jam × 23,8185 J/mol

= 6.991,2762 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 1,6710 kcal/jam

Maka, jumlah panas masuk total (Q.out total)

Q.out total = Q.out C3H5(COOR)3 + Q.out RCOOH + Q.out CH3OH +

Q.out NaOH + Q.out H2O + Q.out CH3COOR + Q.out C3H8O3

+ Q.out NaCOOH

= (94.365,1677 + 0 + 132.051,4228 + 7.127,1042

= + 19.470,4082 + 507.042,6873 + 59.102,0299 +

1,6710)kcal/jam

= 819.160,4912 kcal/jam

Neraca panas di R-01

Q.in – Q.out + Qr + Q = 0

Q = Q.out – Qr – Q.in

= (819.160,4912 – 891.942,0037 – 505.956,5915) kcal/jam

= – 578.738,1040 kcal/jam

Q bernilai negatif menunjukkan panas yang dilepas dari reaktor (sistem).

Q pendingin = (-Q) – Qloss

= (578.738,1040 – 2.131,0936) kcal/jam

= 576.607,0104 kcal/jam

Tabel 16. Neraca Panas Reaktor-01


C3H5(COOR)3 279.740,1433 94.365,1677

RCOOH 2.096,6385

CH3OH 197.484,9480 132.051,4228

NaOH 7.401,9371 7.127,1042

H2O 19.232,9246 19.470,4082

CH3COOR 507.042,6873

C3H8O3 59.102,0299

NaCOOH 1,6710

Panas reaksi (Qr) 891.942,0037

Panas hilang (Qloss) 2.131,0936

Q pendingin 576.607,0104

Total 1.397.898,5952 1.397.898,5952


Berdasarkan hasil perhitungan konversi di reaktor, diperoleh konversi pertama

(R-01) sebesar 66,27% dan keluar reaktor kedua (R-02) sebesar 87,30%. Hasil

perhitungan neraca massa di R-02 sebagai berikut:

Tabel 17. Neraca Massa Reaktor-02


(kg/jam) (kg/jam)

C3H5(COOR)3 10.666,8364 4.016,8461

CH3OH 4.787,3279 4.034,4988

NaOH 304,4713 304,4713

H2O 433,1677 433,1677

CH3COOR 21.053,2315 27.734,5896

C3H8O3 2.273,3536 2.994,8148

NaCOOH 85,7087 85,7087

Total 39.604,0971 39.604,0971


a. C3H5(COOR)3

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 12.578,8165 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 12.578,8165 mol/jam ×

2

2,5434)298348(278,686

= (3432 – 298

2) +

3

10.5,4355- 3

(3433 – 298

3) +

=

)298343(4

10.4,9240 446

= 12.578,8165 mol/jam × 31.387,4377 J/mol

= 394.816.818,1436 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 94.365,1677 kcal/jam

b. CH3OH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1

= 149,6040 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 149.603,9956 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 149.603,9956 mol/jam × 3.693,0384 J/mol

= 552.493.296,6953 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 132.051,4228 kcal/jam

c. NaOH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 7.611,7837 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 7.611,7837 mol/jam × 3.917,5144 J/mol

= 29.819.272,0778 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 7.127,1042 kcal/jam

d. H2O

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 24.064,8697 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 24.064,8697 mol/jam × 3.385,1309 J/mol

= 81.462.734,5356 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 19.470,4082 kcal/jam

e. CH3COOR

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 74.131,0968 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 74.131,0968 mol/jam × 28.617,2585 J/mol

= 2.121.428.757,4954 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 507.042,6873 kcal/jam

f. C3H8O3

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 24.710,3656 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 24.710,3656 mol/jam × 10.007,0750 J/mol

= 247.278.481,6254 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 59.102.0299 kcal/jam

g. NaCOOH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K

Massa masuk = 85.7087 kg/jam × kmol 292

kg 1


mol 1000

= 293,5229 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 293,5229 mol/jam × 23,8185 J/mol

= 6.991,2762 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 1,6710 kcal/jam


Q.in total = Q.in C3H5(COOR)3 + Q.in CH3OH + Q.in NaOH + Q.in H2O

+ Q.in CH3COOR + Q.in C3H8O3 + Q.in NaCOOH

= (94.365,1677 + 132.051,4228 + 7.127,1042 + 19.470,4082 +

507.042,6873 + 59.102.0299 + 1,6710)kcal/jam

= 819.160,4912 kcal/jam




o reaktan


3Hf.CH3OH)

= (3(-401,110) + (-584,865)) – ((-910,900) +3(-239,100))

= -159,9954 kJ/mol

= - 159,9954 kJ/mol × kmol 1

mol 1000

kJ 1

kcal 0,23901

= - 38.240,5123 kcal/kmol


Maka,

Qr = m × (– ΔHr)


= 299.880,9347 kcal/jam


a. C3H5(COOR)3

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 4.736,8369 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 4.736,8369 mol/jam ×

2

2,5434)298348(278,686

= (3432 – 298

2) +

3

10.5,4355- 3

(3433 – 298

3) +

=

)298343(4

10.4,9240 446

= 4.736,8369 mol/jam × 31.387,4377 J/mol

= 148.677.486,1939 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 35.535,4060 kcal/jam

b. CH3OH

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1

= 126,0781 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 126.078,0868 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 126.078,0868 mol/jam × 3.693,0384 J/mol

= 465.611.212,8341 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 111.285,7360 kcal/jam

c. NaOH

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 7.611,7837 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 7.611,7837 mol/jam × 3.917,5144 J/mol

= 29.819.272,0778 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 7.127,1041 kcal/jam

d. H2O

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 24.064,8697 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 24.064,8697 mol/jam × 3.385,1309 J/mol

= 81.462.734,5356 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 19.470,4082 kcal/jam

e. CH3COOR

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 97.657,0056 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 97.657,0056 mol/jam × 28.617,2585 J/mol

= 2.794.675.769,0931 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 667.955,4556 kcal/jam

f. C3H8O3

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 32.552,3352 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 32.552,3352 mol/jam × 10.007,0750 J/mol

= 325.753.659,3558 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 77.858,3821 kcal/jam

g. NaCOOH

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 293,5229 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 293,5229 mol/jam × 23,8185 J/mol

= 6.991,2762 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 1,6710 kcal/jam


Q.out total = Q.out C3H5(COOR)3 + Q.out CH3OH + Q.out NaOH + Q.out

H2O + Q.out CH3COOR + Q.out C3H8O3 + Q.out NaCOOH

= (35.535,4060 + 111.285,7360 + 7.127,1041 + 19.470,4082 +

667.955,4556 + 77.858,3821 + 1,6710)kcal/jam

= 919.234,1630 kcal/jam




= (919.234,1630 – 299.880,9347 – 819.160,4912) kcal/jam

= – 199.807,2628 kcal/jam



= (199.807,2628 – 2.131,0936) kcal/jam

= 197.676,1691 kcal/jam



C3H5(COOR)3 94.365,1677 35.535,4060

CH3OH 132.051,4228 111.285,7360

Tabel 18. Neraca Panas Reaktor-02 (lanjutan)

NaOH 7.127,1042 7.127,1042

H2O 19.470,4082 19.470,4082

CH3COOR 507.042,6873 667.955,4556

C3H8O3 59.102,0299 77.858,3821

NaCOOH 1,6710 1,6710




Total 1.119.041,4258 1.119.041,4258



(R-01) sebesar 66,27%, konversi kedua (R-02) sebesar 87,30%, dan keluar

reaktor ketiga (R-03) sebesar 95,00%. Hasil perhitungan neraca massa di R-03

sebagai berikut:

Tabel 19. Tabel Neraca Massa Reaktor-03


(kg/jam) (kg/jam)

C3H5(COOR)3 4.016,8461 1.579,9899

CH3OH 4.034,4988 3.758,6283

NaOH 304,4713 304,4713

H2O 433,1677 433,1677

CH3COOR 27.734,5896 30.182,9404

C3H8O3 2.994,8148 3.259,1908

NaCOOH 85,7087 85,7087

Total 39.604,0971 39.604,0971


a. C3H5(COOR)3

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 4.736,8469 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 4.736,8469 mol/jam ×

2

2,5434)298348(278,686

= (3432 – 298

2) +

3

10.5,4355- 3

(3433 – 298

3) +

=

)298343(4

10.4,9240 446

= 4.736,8469 mol/jam × 31.387,4377 J/mol

= 148.677.486,1939 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 35.535,4060 kcal/jam

b. CH3OH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1

= 126,0781 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 126.078,0868 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 126.078,0868 mol/jam × 3.693,0384 J/mol

= 465.611.212,8341 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 111.285,7360 kcal/jam

c. NaOH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 7.611,7837 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 7.611,7837 mol/jam × 3.917,5144 J/mol

= 29.819.272,0778 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 7.127,1042 kcal/jam

d. H2O

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 24.064,8697 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 24.064,8697 mol/jam × 3.385,1309 J/mol

= 81.462.734,5356 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 19.470,4082 kcal/jam

e. CH3COOR

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 97.657,0056 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 97.657,0056 mol/jam × 28.617,2585 J/mol

= 2.794.675.769,0931 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 667.955,4556 kcal/jam

f. C3H8O3

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1

= 32.5523 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 32.552,3352 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 32.552,3352 mol/jam × 10.007,0750 J/mol

= 325.753.659,3558 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 77.858,3821 kcal/jam

g. NaCOOH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 293,5229 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 293,5229 mol/jam × 23,8185 J/mol

= 6.991,2762 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 1,6710 kcal/jam




= (35.535,4060 + 111.285,7360 + 7.127,1042 + 19.470,4082 +

667.955,4556 + 77.858,3821 + 1,6710) kcal/jam

= 919.234,1630 kcal/jam




o reaktan


3Hf.CH3OH)

= (3(-401,110) + (-584,865)) – ((-910,900) +3(-239,100))

= -159,9954 kJ/mol

= - 159,9954 kJ/mol × kmol 1

mol 1000

kJ 1

kcal 0,23901

= - 38.240,5123 kcal/kmol


Maka,

Qr = m × (– ΔHr)


= 109.889,8950 kcal/jam


a. C3H5(COOR)3

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 1.863,1957 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 1.863,1957 mol/jam ×

2

2,5434)298348(278,686

= (3432 – 298

2) +

3

10.5,4355- 3

(3433 – 298

3) +

=

)298343(4

10.4,9240 446

= 1.863,1957 mol/jam × 31.387,4377 J/mol

= 58.480.937,4337 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 13.977,5289 kcal/jam

b. CH3OH

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1

= 117,4571 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 117.457,1332 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 117.457,1332 mol/jam × 3.693,0384 J/mol

= 433.773.700,1078 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 103.676,2521 kcal/jam

c. NaOH

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 7.611,7837 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 7.611,7837 mol/jam × 3.917,5144 J/mol

= 29.819.272,0778 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 7.125,1042 kcal/jam

d. H2O

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 24.064,8697 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 24.064,8697 mol/jam × 3.385,1309 J/mol

= 81.462.734,5356 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 19.470,4082 kcal/jam

e. CH3COOR

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1

= 106,2780 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 106.277,9593 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 106.277,9593 mol/jam × 28.617,2585 J/mol

= 3.041.383.828,4195 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 726.921,1488 kcal/jam

f. C3H8O3

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 35.425,9864 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 35.425,9864 mol/jam × 10.007,0750 J/mol

= 354.510.502,6386 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 84.731,5552 kcal/jam

g. NaCOOH

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 293,5229 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 293,5229 mol/jam × 23,8185 J/mol

= 6.991,2762 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 1,6710 kcal/jam




= (13.977,5289 + 103.676,2521 + 7.125,1042 + 19.470,4082 +

726.921,1488 + 84.731,5552 + 1,6710) kcal/jam

= 995.905,6684 kcal/jam




= (995.905,6684 – 109.889,8950 – 919.234,1630) kcal/jam

= – 73.218,3897 kcal/jam



= (73.218,3897 – 2.131,0936) kcal/jam

= 71.087,2960 kcal/jam



C3H5(COOR)3 35.535,4060 13.977,5289

CH3OH 111.285,7360 103.676,2521

NaOH 7.127,1042 7.127,1042

H2O 19.470,4082 19.470,4082

CH3COOR 667.955,4556 726.921,1488

C3H8O3 77.858,3821 84.731,5552

NaCOOH 1,6710 1,6710




Total 1.029.124,0580 1.029.124,0580



(R-01) sebesar 66,27%, konversi kedua (R-02) sebesar 87,30%, konversi

kedua (R-03) sebesar 95,00%, dan keluar reaktor keempat (R-04) sebesar

98,00%. Hasil perhitungan neraca massa di R-04 sebagai berikut:

Tabel 21. Neraca Massa Reaktor-04


(kg/jam) (kg/jam)

C3H5(COOR)3 1.579,9899 632,4245

CH3OH 3.758,6283 3.651,3567

NaOH 304,4713 304,4713

H2O 433,1677 433,1677

CH3COOR 30.182,9404 31.134,9755

C3H8O3 3.259,1908 3.361,9927

NaCOOH 85,7087 85,7087

Total 39.604,0971 39.604,0971


a. C3H5(COOR)3

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 1.863,1957 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 1.863,1957 mol/jam ×

2

2,5434)298348(278,686

= (3432 – 298

2) +

3

10.5,4355- 3

(3433 – 298

3) +

=

)298343(4

10.4,9240 446

= 1.863,1957 mol/jam × 31.387,4377 J/mol

= 58.480.937,4337 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 13.977,5289 kcal/jam

b. CH3OH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1

= 117,4571 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 117.457,1332 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 117.457,1332 mol/jam × 3.693,0384 J/mol

= 433.773.700,1078 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 103.676,2521 kcal/jam

c. NaOH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 7.611,7837 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 7.611,7837 mol/jam × 3.917,5144 J/mol

= 29.819.272,0778 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 7.127,1042 kcal/jam

d. H2O

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 24.064,8697 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 24.064,8697 mol/jam × 3.385,1309 J/mol

= 81.462.734,5356 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 19.470,4082 kcal/jam

e. CH3COOR

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1

= 106,2780 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 106.277,9593 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 106.277,9593 mol/jam × 28.617,2585 J/mol

= 3.041.383.828,4195 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 726.921,1488 kcal/jam

f. C3H8O3

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 35.425,9864 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 35.425,9864 mol/jam × 10.007,0750 J/mol

= 354.510.502,6368 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 84.731,5552 kcal/jam

g. NaCOOH

T.in = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K

Massa masuk = 85.7087 kg/jam × kmol 292

kg 1


mol 1000

= 293,5229 mol/jam

Q.in = T.in

T .ref

dTCpm

=

T.in

T.ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.in

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 293,5229 mol/jam × 23,8185 J/mol

= 6.991,2762 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 1,6710 kcal/jam




= (13.977,5289 + 103.676,2521 + 7.127,1042 + 19.470,4082 +

726.921,1488 + 84.731,5552 + 1,6710) kcal/jam

= 955.905,6684 kcal/jam




o reaktan


3Hf.CH3OH)

= (3(-401,110) + (-584,865)) – ((-910,900) +3(-239,100))

= -159,9954 kJ/mol

= - 159,9954 kJ/mol × kmol 1

mol 1000

kJ 1

kcal 0,23901

= - 38.240,5123 kcal/kmol


Maka,

Qr = m × (– ΔHr)


= 42.730,4077 kcal/jam


a. C3H5(COOR)3

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 745,7836 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 745,7836 mol/jam ×

2

2,5434)298348(278,686

= (3432 – 298

2) +

3

10.5,4355- 3

(3433 – 298

3) +

=

)298343(4

10.4,9240 446

= 745,7836 mol/jam × 31.387,4377 J/mol

= 23.408.237,5865 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 5.594,8029 kcal/jam

b. CH3OH

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1

= 114,1049 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 114.104,8971 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 114.104,8971 mol/jam × 3.693,0384 J/mol

= 421.393.763,8123 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 100.717,3235 kcal/jam

c. NaOH

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 7.611,7837 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 7.611,7837 mol/jam × 3.917,5144 J/mol

= 29.819.272,0778 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 7.127,1042 kcal/jam

d. H2O

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 24.064,8697 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 24.064,8697 mol/jam × 3.385,1309 J/mol

= 81.462.734,5356 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 19.470,4082 kcal/jam

e. CH3COOR

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1

= 109,6302 kmol/jam × kmol 1

mol 1000

= 109.630,1953 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 109.630,1953 mol/jam × 28.617,2585 J/mol

= 3.137.315.633,2789 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 749.849,8095 kcal/jam

f. C3H8O3

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 36.543,3984 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 36.543,3984 mol/jam × 10.007,0750 J/mol

= 365.692.528,4132 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 87.404,1712 kcal/jam

g. NaCOOH

T.out = 70°C = 343 K

T.ref = 25 °C = 298 K


kg 1


mol 1000

= 293,5229 mol/jam

Q.out = T.out

T .ref

dTCpm

=

T.out

T .ref

32 dTDTCTBTAm

=

T.out

T.ref

432 T4

DT

3

CT

2

BATm

= 293,5229 mol/jam × 23,8185 J/mol

= 6.991,2762 J/jam × J 1

kcal 0,00023901

= 1,6710 kcal/jam




= (5.594,8029 + 100.717,3235 + 7.127,1042 + 19.470,4082 +

749.849,8095 + 87.404,1712 + 1,6710) kcal/jam

= 970.165,2905 kcal/jam




= (970.165,2905 – 42.730,4077 – 955.905,6684) kcal/jam

= – 28.470,7856 kcal/jam



= (28.470,7856 – 2.131,0936) kcal/jam

= 26.339,6920 kcal/jam


Komponen Masuk (kcal/jam) Keluar

(kcal/jam)

C3H5(COOR)3 13.977,5289 5.594,8029

CH3OH 103.676,2521 100.717,3235

NaOH 7.127,1042 7.127,1042

H2O 19.470,4082 19.470,4082

CH3COOR 726.921,1488 749.849,8095

C3H8O3 84.731,5552 87.404,1712

NaCOOH 1,6710 1,6710




Total 998.636,0761 998.636,0761

M. Menentukan Massa Pendingin

Pendingin yang digunakan adalah air yang masuk pada suhu 30oC dan keluar

pendingin pada suhu 50oC. Maka massa air yang digunakan sebagai pendingin

dapat dihitung dengan persamaan :

Massa pendingin yang digunakan pada reaktor 1 :

mair = 28.830,3505 kg/jam


mair = 9.883,8085 kg/jam


mair = 3.554,3648 kg/jam


mair = 1.316,9846 kg/jam

N. Menentukan Jenis Pendingin

1. Penentuan jenis pendingin Reaktor-01

Medium pendingin dipilih air pada suhu 30°C dan tekanan 1 atm

T.in = 30°C = 86°F

T.out = 50°C = 122°F

T.reaktor = 70°C = 158°F

Dari tabel 8, pg 840, Kern, 1965 pada kolom cold fluid water and hot fluid

heavy organics:

Nilai UD = 5 – 75 Btu/jam.ft2.°F

Dipilih UD = 5 Btu/jam.ft2.°F

Beda suhu logaritmik (ΔTLMTD) dari persamaan 5.14, pg 89, Kern, 1965

ΔTLMTD =

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln

T.outT.reaktorT.inT.reaktor

=

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln

T.inT.out

=

F 122)(158

F 86158ln

F 86)(122

= 51,9370°F

Q = |– 578.738,1040 kcal/jam| × kcal 0,25198

Btu 1= 2.298.762,0606 Btu/jam

Luas perpindahan panas (Ao) = LMTDD TU

Q

= F51,9370FBtu/jam.ft 5

Btu/jam 06062.298.762,2

= 8.844,4119 ft2

Luas selimut reaktor (A) = π OD’ H

= 3,14 × 5,3781 ft × 14,9063 ft

= 251,8544 ft2

Karena A Ao maka dipakai pendingin jenis coil.



T.in = 30°C = 86°F

T.out = 50°C = 122°F



heavy organics:




ΔTLMTD =

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln


=

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln

T.inT.out

=

F 122)(158

F 86158ln

F 86)(122

= 51,9370°F

Q = |– 199.807,2628 kcal/jam| × kcal 0,25198

Btu 1= 792.948,8958 Btu/jam


Q


Btu/jam 58792.948,892

= 3.053,5016 ft2


= 3,14 × 5,3781 ft × 14,9063 ft

= 251,8544 ft2




T.in = 30°C = 86°F

T.out = 50°C = 122°F



heavy organics:




ΔTLMTD =

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln


=

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln

T.inT.out

=

F 122)(158

F 86158ln

F 86)(122

= 51,9370°F

Q = |– 73.218,3897 kcal/jam| × kcal 0,25198

Btu 1= 290.572,2266 Btu/jam


Q


Btu/jam 66290.572,222

= 1.118,9407 ft2


= 3,14 × 5,3781 ft × 14,9063 ft

= 251,8544 ft2




T.in = 30°C = 86°F

T.out = 50°C = 122°F



heavy organics:




ΔTLMTD =

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln


=

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln

T.inT.out

=

F 122)(158

F 86158ln

F 86)(122

= 51,9370°F

Q = |– 28.470,7856 kcal/jam| × kcal 0,25198

Btu 1= 112.988,2754 Btu/jam


Q


Btu/jam 95114.551,202

= 435,0972 ft2


= 3,14 × 5,3781 ft × 14,9063 ft

= 251,8544 ft2


O. Perancangan Koil Pendingin

1. Koil pada Reaktor-01

a. Perhitungan coil pendingin reaktor

Beban panas coil pendingin (QH)

QH = Q1 = 576.607,0104 kcal/jam

= 2.288.123,0571 Btu/jam

b. Medium pendingin

Dipilih air pada suhu masuk 30°C dan tekanan 1,5 atm

Suhu air masuk coil (T.in) = 30°C = 86°F = 303 K

Suhu air keluar coil (T.out) = 50°C = 122°F = 323 K

Suhu reaktor (Tr) = 70oC = 158

oF = 343 K

Tc, avg (suhu air rata-rata) =

2

C5030 = 40°C = 104°F = 313 K

c. Sifat fisis air

Berat molekul (BM) = 18 kg/kmol

Konduktifitas panas (kc) = 0,6251 W/m.K = 0,3612 Btu/ft.jam.°F

Densitas (ρc) = 0,9918 kg/m3 = 62,0920 lb/ft

3

Kapasitas panas (Cp) = 0,9977 kcal/kg.oC = 0,9977 Btu/lb.°F

Viskositas (μc) = 0,6654 cP = 1,6097 lb/ft.jam


ΔTLMTD =

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln


=

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln

T.inT.out

=

F 122)(158

F 86158ln

F 86)(122

= 51,9370°F

d. Spesifikasi coil

Umumnya coil dengan ukuran 2 dan 2 ½ in paling ekonomis untuk “shop

fabrication” dan ukuran 1 ½ dan 2 in untuk “field fabrication”.

Spesifikasi tube standar untuk coil (Tabel 10, hal. 843, Kern, 1965) :

Bahan = Stainless Steel

Diameter luar (OD) = 1,5 inch × ft 12

inch 1= 0,125 ft

Birmingham Wire Gage (BWG) = 8

Diameter dalam (ID) = 1,17 inch × ft 12

inch 1= 0,0975 ft

Luas permukaan dalam (Ai) = 0,3063 ft2/ft

Luas permukaan luar (Ao) = 0,3925 ft2/ft

Luas penampang (Af) = 1,0750 inch2

×

2

inch 12

ft 1

= 0,0075 ft

2

e. Kebutuhan medium pendingin (WC)

Qc = QH

Qc = WC × Cp × ΔT

WC = ΔTCp

QC

=

F86122Btu/lb 0,9977

Btu/jam 05712.288.123,

= 63.708,3775 lb/jam

f. Fluks massa pendingin total (GCtot)

GCtot = Af

WC = 2ft 0,0075

lb/jam 563.708,377= 8.533.959,4027 lb/jam.ft

2

g. Fluks massa tiap set coil (Gi)

Kecepatan medium pendingin (air) di dalam tube pada umumnya berkisar

antara 1,25 – 2,5 m/detik (Coulson dan Richardson). Dipilih: vc = 2 m/detik

vc = m 0,3048

ft 1

detik 1

meter 2 = 6,5617 ft/detik

Maka, diperoleh

Gi = ρc × vc = 62,0920 lb/ft3 × 6,5617 ft/detik = 407,4277 lb/ft

2.detik

= 407,4277 lb/ft2detik ×

jam 1

detik 3600= 1.466.739,6931 lb/ft

2.jam

h. Jumlah set coil (NC)

NC = Gi

G Ctot = .jamlb/ft 69311.466.739,

.jamlb/ft 40278.533.959,2

2

= 5,8183 ≈ 6 set coil

Digunakan NC = 6 set coil

i. Koreksi fluks massa tiap set coil

Gi koreksi = C

Ctot

N

G=

6

.jamlb/ft 40278.533.959, 2

= 1.422.326,5671 lb/ft2.jam

j. Cek kecepatan medium pendingin

vc cek = Cρ

koreksi Gi=

3

2

lb/ft 62,0920

.jamlb/ft 56711.422.326,= 22.906,7677 ft/jam

= 22.906,7677 ft/jam × detik 3600

jam 1

= 6,3630 ft/detik ft 1

m 3048,0

= 1,9394 m/detik

Nilai vc cek memenuhi syarat karena lebih kecil dari nilai vc yang dipilih

yaitu sebesar 2 m/detik

k. Beban panas set coil (Qci)

Qci = C

C

N

Q=

6

Btu/jam 05712.288.123,= 381.353,8429 Btu/jam

l. Dirt overall coefficient (UD)

Dari Tabel 8, pg 840, Kern, 1965 pada kolom cold fluid water and hot fluid

heavy organics:



m. Luas perpindahan panas tiap set coil (Aci)

Aci = LMTDD ΔTU

Qci

=

F 9370,51F.Btu/jam.ft 45

Btu/jam 29381.353,842

= 163,1693 ft2

Gambar 3. Layout coil

n. Diameter heliks (dhe)

Besarnya diameter heliks coil berkisar antara 70 – 80% D

Dipilih dhe = 80% D (Diameter tangki)

D = 59,6250 inch × inch 12

ft 1= 4,9688 ft

dhe = 80% D = 80% (59,6250 inch) = 47,7000 inch

= 47,7000 inch × inch 12

ft 1= 3,9750 ft

Jsp

rhe

dhe

o. Jarak antar pusat coil (Jsp)

Dipilih Jsp = 0,2 OD coil (Ludwig, 1999)

Diketahui OD coil = 1,5 inch × inch 12

ft 1= 0,1250 ft

Jsp = 0,2 × OD coil

= 0,2 × 0,1250 ft

= 0,0250 ft

p. Panjang satu putaran heliks coil (Lhe)

Lhe = 2

1putaran miring +

2

1 putaran datar

= 2

1π.rhe +

2

1π.dhe

= 2

1π × (dhe

2 + Jsp

2) 2

1

+ 2

1π × dhe

= 2

1π × ((3,9750 ft)

2 + (0,0250 ft)

2) 2

1

+ 2

1π × 3,9750 ft

= 12,4880 ft

q. Panjang coil tiap set (Lci)

Lci = Ao

Aci=

ftft 0,3925

ft 163,16932

2

= 415,7181 ft

r. Jumlah putaran tiap set coil (Npc)

Npc = Lhe

Lci=

ft 12,4880

ft 415,7181= 33,2895 ≈ 34 putaran

Digunakan Nps = 34 putaran

s. Koreksi panjang coil tiap set (Lci, kor)

Lci, kor = Npc × Lhe

= 34 putaran × 12,4880 ft

= 424,5904 ft

t. Tinggi coil (Lc)

Lc = Jsp × Npc × Nc

= 0,0250 ft × 34 putaran × 6 set coil

= 5,1000 ft = 1,5545 m

u. Volume coil (Vc)

Vc = Nc × 4

π× (OD coil)

2 × Lci, kor

= 6 set coil × 4

π × (0,1250 ft)

2 × 424,5904 ft

= 31,2631 ft3 = 0,8853 m

3

v. Cek tinggi cairan setelah ditambah coil (hL)

Diketahui V(cair) = 247.3969 ft3 (volume cairan dalam shell)

hL = 2Di

4

π

)V(V(cair) coil=

2

3

ft) (4,96884

π

ft 31,2631)(244,0898

= 14,2006 ft

= 4,3283 m

Diketahui LC = 5,1000 ft = 1,5545 m

Karena nilai hL > LC, maka semua coil tercelup di dalam cairan

w. Jarak coil dari atas dan bawah reaktor

Jarak coil = 0,5 × (hL – LC)

= 0,5 × (14,2006 – 5,1000) ft

= 4,5503 ft = 1,3869 m

x. Koefisien perpindahan panas di dalam coil (hi)

Koefisien perpindahan panas di dalam coil (hi), dihitung berdasarkan hi untuk

pipa, kemudian dikoreksi karena adanya efek curvature. Untuk air dalam pipa

pada tekanan sedang dan suhu antara 40 – 220ºF, hi dapat dihitung dengan

persamaan. 9-19 hal. 228, Mc. Adam, 1985 berikut:

h’i = 150 × (1 + 0,011 Tc, avg) ×

0,2

0,8

ID

cek vc

= 150 × (1 + 0,011 × 104°F) ×

0,2

0,8

ft) (0,0975

ft/detik) (6,3630

= 2.251,3560 Btu/jam.ft2.°F

Koreksi karena efek curvature (Kern, 1965, hal. 721):

hi = h’i ×

dhe

ID3,51

= 2.251,3560 Btu/jam.ft2.°F ×

ft 3,9750

ft 0,09753,51

= 2.444,6327 Btu/jam.ft2.°F

y. Koefisien perpindahan panas di luar coil (ho)

Diketahui,

g (percepatan gravitasi bumi) = 416.990.551,1811 ft/jam2

T.reaktor = 70ºC = 343 K = 158ºF = 618 R

b (koefisien ekspansi termal) = reaktor T.

1

= 0,0143/ºC = 0,0029/K = 0,0063/ºF

= 0,0016/ ºR

ΔT = T.reaktor – Tc average

= (70 – 40)ºC

= 30ºC = 30 K = 54ºF = 54 R

ρf (densitas fluida) = 52,4995 lb/ft3

Go = (g × b × ΔT × ρf2 × OD)

1/2

= ((416.990.551,1811 ft/jam2) × (0,0063/ºF) × (54ºF) × (52,4995

lb/ft3)2 × (0,1250 ft))

1/2

= 221.585,6004 lb/ft2.jam

Diketahui µf = 0,0087 lb/ft.detik × jam 1

detik 3600= 31,2871 lb/ft.jam

Bilangan reynold di luar coil (ReO)

ReO = μf

GoOD

= lb/ft.jam 31,2871

.jamlb/ft 04221.585,60ft 0,1250 2

= 885,2912

Untuk 100 < ReO <100.000, maka ho dapat dicari dengan persamaan (Chopey,

1984) berikut:

Diketahui :

Cpf (kapasitas panas fluida) = 6,3263 Btu/lb.ºF

kf (konduktivitas fluida) = 0,2448 Btu/ft.ºF

ho = Cpf × Go ×

2

1

O

4

3

Re

0,53

μfCpf

kf

= 6,3263 Btu/lb.°F × 221.585,6004 lb/ft2.jam ×

=4

3

lb/ft.jam 31,2871FBtu/lb. 6,3263

FBtu/ft. 0,2448

×

2

1

885,2912

0,53

= 164,8835 Btu/jam.ft2.°F

z. Koefisien perpindahan panas di dalam coil dengan dasar diameter luar (hio)

hio = hi ×

OD

ID

= 2.444,6327 Btu/jam.ft2.°F ×

ft 0,1250

ft 0,0975

= 1.906,8135 Btu/jam.ft2.°F

aa. Clean overall coefficient

UC = hioho

hioho

= F.Btu/jam.ft )1.906,8135(164,6835

F.Btu/jam.ft 1.906,8135F.Btu/jam.ft 164,68352

22

= 151,5912 Btu/jam.ft2.°F

bb. Dirt factor, cek (RD)

Untuk Tf < 240ºF, Tc ≤ 125ºF, vc < 3 ft/detik, dan air pendingin yang

digunakan berasal dari cooling tower yang tidak di treatment kembali maka,

Rd min = 0,003 (tabel 12, hal. 845, Kern, 1965):

Syarat, RD > RD min

RD = DC

DC

UU

UU

= F.Btu/jam.ft 45)(151,5912

F.Btu/jam.ft 45)(151,59122

2

= 0,5422

cc. Pressure drop cek, (ΔP)

Syarat pressure drop untuk heavy organics adalah ΔP maksimal sebesar 30

psi (foot note tabel 8, hal. 840, Kern, 1965)

Rei = μc

kor Gi,ID=

lb/ft.jam 1,6097

lb/jam.ft 56711.422.326,ft 0975,0 2= 86.153,1756

Faktor friksi untuk pipa baja (f)

f = 0,0035 +

0,42

iRe

0,264= 0,0035 +

0,4220)(87.349,31

0,264= 0,0057

Pressure drop (ΔP)

ΔP = IDρcg2

Lcikor Gi,f4 2

=

ft) (0,0975)lb/ft (62,0920)ft/jam 51,1811(416.990.52

ft) (424,5904.jamlb/ft 56711.422.326,0,0057432

22

= 3.901,0005 lb/ft2 ×

2lb/ft 144

psi 1

= 27,0903 psi




QH = Q1 = 197.676,1691 kcal/jam

= 784.429,2426 Btu/jam

b. Medium pendingin





oF = 343 K


2

C5030 = 40°C = 104°F = 313 K

c. Sifat fisis air




3




ΔTLMTD =

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln


=

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln

T.inT.out

=

F 122)(158

F 86158ln

F 86)(122

= 51,9370°F

d. Spesifikasi coil






inch 1= 0,125 ft



inch 1= 0,0975 ft




×

2

inch 12

ft 1

= 0,0075 ft

2


Qc = QH


WC = ΔTCp

QC

=

F86122Btu/lb 0,9977

Btu/jam 26784.429,24

= 21.840,9207 lb/jam


GCtot = Af

WC = 2ft 0,0075

lb/jam 721.840,920= 2.925.667,5203 lb/jam.ft

2




vc = m 0,3048

ft 1

detik 1


Maka, diperoleh


2.detik

= 407,4277 lb/ft2detik ×

jam 1

detik 3600= 1.466.739,6931 lb/ft

2.jam


NC = Gi

G Ctot = .jamlb/ft 69311.466.739,

.jamlb/ft 52032.925.667,2

2

= 1,9947 ≈ 2 set coil



Gi koreksi = C

Ctot

N

G=

2

.jamlb/ft 52032.925.667, 2

= 1.462.833,7602 lb/ft2.jam


vc cek = Cρ

koreksi Gi=

3

2

lb/ft 62,0920

.jamlb/ft 76021.462.833,= 23.559,1416 ft/jam

= 23.559,1416 ft/jam × detik 3600

jam 1


m 3048,0

= 1,9947 m/detik




Qci = C

C

N

Q=

2

Btu/jam 26784.429,24= 392.214,6213 Btu/jam



heavy organics:




Aci = LMTDD ΔTU

Qci

=


Btu/jam 13392.214,622

= 167,8163 ft2




Jsp

rhe

dhe


D = 59,6250 inch × inch 12

ft 1= 4,9688 ft

dhe = 80% D = 80% (59,6250 inch) = 47,7000 inch

= 47,7000 inch × inch 12

ft 1= 3,9750 ft




ft 1= 0,1250 ft


= 0,2 × 0,1250 ft

= 0,0250 ft


Lhe = 2

1putaran miring +

2

1 putaran datar

= 2

1π.rhe +

2

1π.dhe

= 2

1π × (dhe

2 + Jsp

2) 2

1

+ 2

1π × dhe

= 2

1π × ((3,9750 ft)

2 + (0,0250 ft)

2) 2

1

+ 2

1π × 3,9750 ft

= 12,4880 ft


Lci = Ao

Aci=

ftft 0,3925

ft 167,81632

2

= 427,5575 ft


Npc = Lhe

Lci=

ft 12,4880

ft 427,5575= 34,2376 ≈ 35 putaran




= 35 putaran × 12,4880 ft

= 437,0784 ft

t. Tinggi coil (Lc)



= 1,7500 ft = 0,5334 m

u. Volume coil (Vc)

Vc = Nc × 4

π× (OD coil)

2 × Lci, kor

= 2 set coil × 4

π × (0,1250 ft)

2 × 437,0784 ft

= 10,7275 ft3 = 0,3038 m

3


Diketahui V(cair) = 247,3969 ft3 (volume cairan dalam shell)

hL = 2Di

4

π

)V(V(cair) coil=

2

3

ft) (4,96884

π

ft 10,7275)(244,0898

= 13,1415 ft

= 4,0055 m





= 0,5 × (13,1415 – 1,7500) ft

= 5,6957 ft = 1,7361 m






h’i = 150 × (1 + 0,011 Tc, avg) ×

0,2

0,8

ID

cek vc

= 150 × (1 + 0,011 × 104°F) ×

0,2

0,8

ft) (0,0975

ft/detik) (6,5442

= 2.302,5056 Btu/jam.ft2.°F


hi = h’i ×

dhe

ID3,51

= 2.302,5056 Btu/jam.ft2.°F ×

ft 3,9750

ft 0,09753,51

= 2.500,1735 Btu/jam.ft2.°F


Diketahui,


T.reaktor = 70ºC = 343 K = 158ºF = 618 R


1

= 0,0143/ºC = 0,0029/K = 0,0063/ºF

= 0,0016/ ºR


= (70 – 40)ºC

= 30ºC = 30 K = 54ºF = 54 R


Go = (g × b × ΔT × ρf2 × OD)

1/2

= ((416.990.551,1811 ft/jam2) × (0,0063/ºF) × (54ºF) × (52,4995

lb/ft3)2 × (0,1250 ft))

1/2

= 221.585,6004 lb/ft2.jam




ReO = μf

GoOD

= lb/ft.jam 31,2871

.jamlb/ft 04221.585,60ft 0,1250 2

= 885,2912


1984) berikut:

Diketahui :



ho = Cpf × Go ×

2

1

O

4

3

Re

0,53

μfCpf

kf

= 6,3263 Btu/lb.°F × 221.858,6004 lb/ft2.jam ×

=4

3


FBtu/ft. 0,2448

×

2

1

885,2912

0,53

= 164,6835 Btu/jam.ft2.°F


hio = hi ×

OD

ID

= 2.500,1735 Btu/jam.ft2.°F ×

ft 0,1250

ft 0,0975

= 1.950,1353 Btu/jam.ft2.°F


UC = hioho

hioho

= F.Btu/jam.ft )1.950,1353(164,6835


22

= 151,8594 Btu/jam.ft2.°F





Syarat, RD > RD min

RD = DC

DC

UU

UU

= F.Btu/jam.ft 45)(151,8594

F.Btu/jam.ft 45)(151,85942

2

= 0,5428




Rei = μc

kor Gi,ID=

lb/ft.jam 1,6097

lb/jam.ft 76021.462.833,ft 0975,0 2= 88.606,7776


f = 0,0035 +

0,42

iRe

0,264= 0,0035 +

0,4276)(88.606,77

0,264= 0,0057

Pressure drop (ΔP)

ΔP = IDρcg2

Lcikor Gi,f4 2

=

ft) (0,0975)lb/ft (62,0920)ft/jam 51,1811(416.990.52

ft) (437,0784.jamlb/ft 76021.462.833,0,0057432

22

= 4.228,3293 lb/ft2 ×

2lb/ft 144

psi 1

= 29,3634 psi




QH = Q1 = 71.087,2960 kcal/jam

= 282.092,4446 Btu/jam

b. Medium pendingin





oF = 343 K


2

C5030 = 40°C = 104°F = 313 K

c. Sifat fisis air




3




ΔTLMTD =

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln


=

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln

T.inT.out

=

F 122)(158

F 86158ln

F 86)(122

= 51,9370°F

d. Spesifikasi coil






inch 1= 0,125 ft



inch 1= 0,0975 ft




×

2

inch 12

ft 1

= 0,0075 ft

2


Qc = QH


WC = ΔTCp

QC

=

F86122Btu/lb 0,9977

Btu/jam 46282.092,44

= 7.854,3205 lb/jam


GCtot = Af

WC = 2ft 0,0075

lb/jam 7.854,3205= 1.052.113,6363 lb/jam.ft

2




vc = m 0,3048

ft 1

detik 1


Maka, diperoleh


2.detik

= 407,4277 lb/ft2detik ×

jam 1

detik 3600= 1.466.739,6931 lb/ft

2.jam


NC = Gi

G Ctot = .jamlb/ft 69311.466.739,

.jamlb/ft 63631.052.113,2

2

= 0,7173 ≈ 1 set coil



Gi koreksi = C

Ctot

N

G=

1

.jamlb/ft 63631.052.113, 2

= 1.052.113,6363 lb/ft2.jam


vc cek = Cρ

koreksi Gi=

3

2

lb/ft 62,0920

.jamlb/ft 63631.052.113,= 16.944,4368 ft/jam

= 17.185,8509 ft/jam × detik 3600

jam 1


m 3048,0

= 1,4346 m/detik




Qci = C

C

N

Q=

1

Btu/jam 46282.092,44= 282.092,4446 Btu/jam



heavy organics:




Aci = LMTDD ΔTU

Qci

=


Btu/jam 46282.092,442

= 120,6985 ft2





D = 59,6250 inch × inch 12

ft 1= 4,9688 ft

dhe = 80% D = 80% (59,6250 inch) = 47,7000 inch

= 47,7000 inch × inch 12

ft 1= 3,9750 ft




ft 1= 0,1250 ft


= 0,2 × 0,1250 ft

= 0,0250 ft


Lhe = 2

1putaran miring +

2

1 putaran datar

= 2

1π.rhe +

2

1π.dhe

= 2

1π × (dhe

2 + Jsp

2) 2

1

+ 2

1π × dhe

Jsp

rhe

dhe

= 2

1π × ((3,9750 ft)

2 + (0,0250 ft)

2) 2

1

+ 2

1π × 3,9750 ft

= 12,4880 ft


Lci = Ao

Aci=

ftft 0,3925

ft 120,69852

2

= 307,5121 ft


Npc = Lhe

Lci=

ft 12,4880

ft 307,5121= 24,6247 ≈ 25 putaran




= 25 putaran × 12,4880 ft

= 312,1989 ft

t. Tinggi coil (Lc)



= 0,6250 ft = 0,1905 m

u. Volume coil (Vc)

Vc = Nc × 4

π× (OD coil)

2 × Lci, kor

= 1 set coil × 4

π × (0,1250 ft)

2 × 312,1989 ft

= 3,8313 ft3 = 0,1085 m

3



hL = 2Di

4

π

)V(V(cair) coil=

2

3

ft) (4,96884

π

ft 3,8313)(244,0898

= 12,7858 ft

= 3,8971 m





= 0,5 × (12,7858 – 0,6250) ft

= 6,0804 ft = 1,8533 m






h’i = 150 × (1 + 0,011 Tc, avg) ×

0,2

0,8

ID

cek vc

= 150 × (1 + 0,011 × 104°F) ×

0,2

0,8

ft) (0,0975

ft/detik) (4,7068

= 1.768,8656 Btu/jam.ft2.°F


hi = h’i ×

dhe

ID3,51

= 1.768,8656 Btu/jam.ft2.°F ×

ft 3,9750

ft 0,09753,51

= 1.920,7210 Btu/jam.ft2.°F


Diketahui,


T.reaktor = 70ºC = 343 K = 158ºF = 618 R


1

= 0,0143/ºC = 0,0029/K = 0,0063/ºF

= 0,0016/ ºR


= (70 – 40)ºC

= 30ºC = 30 K = 54ºF = 54 R


Go = (g × b × ΔT × ρf2 × OD)

1/2

= ((416.990.551,1811 ft/jam2) × (0,0063/ºF) × (54ºF) × (52,4995

lb/ft3)2 × (0,1250 ft))

1/2

= 221.585,6004 lb/ft2.jam




ReO = μf

GoOD

= lb/ft.jam 31,2871

.jamlb/ft 04221.585,60ft 0,1250 2

= 885,2912


1984) berikut:

Diketahui :



ho = Cpf × Go ×

2

1

O

4

3

Re

0,53

μfCpf

kf

= 6,3263 Btu/lb.°F × 221.585,6004 lb/ft2.jam ×

=4

3


FBtu/ft. 0,2448

×

2

1

885,2912

0,53

= 164,6835 Btu/jam.ft2.°F


hio = hi ×

OD

ID

= 1.920,7210 Btu/jam.ft2.°F ×

ft 0,1250

ft 0,0975

= 1.498,1624 Btu/jam.ft2.°F


UC = hioho

hioho

= F.Btu/jam.ft )1.498,1624(164,6835


22

= 148,3738 Btu/jam.ft2.°F





Syarat, RD > RD min

RD = DC

DC

UU

UU

= F.Btu/jam.ft 45)(148,3738

F.Btu/jam.ft 45)(148,37382

2

= 0,5346




Rei = μc

kor Gi,ID=

lb/ft.jam 1,6097

lb/jam.ft 63631.052.113,ft 0975,0 2= 63.728,6351


f = 0,0035 +

0,42

iRe

0,264= 0,0035 +

0,4251)(63.728,63

0,264= 0,0060

Pressure drop (ΔP)

ΔP = IDρcg2

Lcikor Gi,f4 2

=

ft) (0,0975)lb/ft (62,0920)ft/jam 51,1811(416.990.52

ft) (312,1989.jamlb/ft 63631.052.113,0,0060432

22

= 1.652,0220 lb/ft2 ×

2lb/ft 144

psi 1

= 11,4724 psi




QH = Q1 = 26.339,6920 kcal/jam

= 104.522,5873 Btu/jam

b. Medium pendingin





oF = 343 K


2

C5030 = 40°C = 104°F = 313 K

c. Sifat fisis air




3




ΔTLMTD =

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln


=

T.outT.reaktor

T.inT.reaktorln

T.inT.out

=

F 122)(158

F 86158ln

F 86)(122

= 51,9370°F

d. Spesifikasi coil






inch 1= 0,125 ft



inch 1= 0,0975 ft




×

2

inch 12

ft 1

= 0,0075 ft

2


Qc = QH


WC = ΔTCp

QC

=

F86122Btu/lb 0,9977

Btu/jam 73104.522,58

= 2.910,2300 lb/jam


GCtot = Af

WC = 2ft 0,0075

lb/jam 2.910,2300= 389.835,4652 lb/jam.ft

2




vc = m 0,3048

ft 1

detik 1


Maka, diperoleh


2.detik

= 407,4277 lb/ft2detik ×

jam 1

detik 3600= 1.466.739,6931 lb/ft

2.jam


NC = Gi

G Ctot = .jamlb/ft 69311.466.739,

.jamlb/ft 52389.835,462

2

= 0,2658 ≈ 1 set coil



Gi koreksi = C

Ctot

N

G=

1

.jamlb/ft 52389.835,46 2

= 389.835,4652 lb/ft2.jam


vc cek = Cρ

koreksi Gi=

3

2

lb/ft 62,0920

.jamlb/ft 52389.835,46= 6.278,3545 ft/jam

= 6.278,3545 ft/jam × detik 3600

jam 1


m 3048,0

= 0,5316 m/detik




Qci = C

C

N

Q=

1

Btu/jam 73104.522,58= 104.522,5873 Btu/jam



heavy organics:




Aci = LMTDD ΔTU

Qci

=


Btu/jam 73104.522,582

= 44.7219 ft2





D = 59,6250 inch × inch 12

ft 1= 4,9688 ft

dhe = 80% D = 80% (59,6250 inch) = 47,7000 inch

= 47,7000 inch × inch 12

ft 1= 3,9750 ft




ft 1= 0,1250 ft


= 0,2 × 0,1250 ft

Jsp

rhe

dhe

= 0,0250 ft


Lhe = 2

1putaran miring +

2

1 putaran datar

= 2

1π.rhe +

2

1π.dhe

= 2

1π × (dhe

2 + Jsp

2) 2

1

+ 2

1π × dhe

= 2

1π × ((3,9750 ft)

2 + (0,0250 ft)

2) 2

1

+ 2

1π × 3,9750 ft

= 12,4880 ft


Lci = Ao

Aci=

ftft 0,3925

ft 44,72192

2

= 113,9412 ft


Npc = Lhe

Lci=

ft 12,4880

ft 113.9412= 9,1241 ≈ 10 putaran




= 10 putaran × 12,4880 ft

= 124,8795 ft

t. Tinggi coil (Lc)



= 0,2500 ft = 0,0762 m

u. Volume coil (Vc)

Vc = Nc × 4

π× (OD coil)

2 × Lci, kor

= 1 set coil × 4

π × (0,1250 ft)

2 × 124,8795 ft

= 1,5325 ft3 = 0,0434 m

3



hL = 2Di

4

π

)V(V(cair) coil=

2

3

ft) (4,96884

π

ft 1,5325)(244,0898

= 12,6673 ft

= 3,8610 m





= 0,5 × (12,6673 – 0,2500) ft

= 6,2086 ft = 1,8924 m






h’i = 150 × (1 + 0,011 Tc, avg) ×

0,2

0,8

ID

cek vc

= 150 × (1 + 0,011 × 104°F) ×

0,2

0,8

ft) (0,0975

ft/detik) (1,7440

= 799,3736 Btu/jam.ft2.°F


hi = h’i ×

dhe

ID3,51

= 799,3736 Btu/jam.ft2.°F ×

ft 3,9750

ft 0,09753,51

= 867,9990 Btu/jam.ft2.°F


Diketahui,


T.reaktor = 70ºC = 343 K = 158ºF = 618 R


1

= 0,0143/ºC = 0,0029/K = 0,0063/ºF

= 0,0016/ ºR


= (70 – 40)ºC

= 30ºC = 30 K = 54ºF = 54 R


Go = (g × b × ΔT × ρf2 × OD)

1/2

= ((416.990.551,1811 ft/jam2) × (0,0063/ºF) × (54ºF) × (52,4995

lb/ft3)2 × (0,1250 ft))

1/2

= 221.585,6004 lb/ft2.jam




ReO = μf

GoOD

= lb/ft.jam 31,2871

.jamlb/ft 04221.585,60ft 0,1250 2

= 885,2912


1984) berikut:

Diketahui :



ho = Cpf × Go ×

2

1

O

4

3

Re

0,53

μfCpf

kf

= 6,3263 Btu/lb.°F × 221.585,6004 lb/ft2.jam ×

=4

3


FBtu/ft. 0,2448

×

2

1

885,2912

0,53

= 164,6835 Btu/jam.ft2.°F


hio = hi ×

OD

ID

= 867,9990 Btu/jam.ft2.°F ×

ft 0,1250

ft 0,0975

= 677,0392 Btu/jam.ft2.°F


UC = hioho

hioho

= F.Btu/jam.ft 677,0392)(164,6835

F.Btu/jam.ft 677,0392F.Btu/jam.ft 164,68352

22

= 132,4631 Btu/jam.ft2.°F





Syarat, RD > RD min

RD = DC

DC

UU

UU

= F.Btu/jam.ft 45)(132,4631

F.Btu/jam.ft 45)(132,46312

2

= 0,4929




Rei = μc

kor Gi,ID=

lb/ft.jam 1,6097

lb/jam.ft 52389.835,46ft 0975,0 2= 23.613,1167


f = 0,0035 +

0,42

iRe

0,264= 0,0035 +

0,4267)(23.613,11

0,264= 0,0073

Pressure drop (ΔP)

ΔP = IDρcg2

Lcikor Gi,f4 2

=

ft) (0,0975)lb/ft (62,0920)ft/jam 51,1811(416.990.52

ft) (124,8795.jamlb/ft 52389.835,460,0073432

22

= 110,4335 lb/ft2 ×

2lb/ft 144

psi 1

= 0,7669 psi

SKRIPSI PRARANCANGAN PABRIK ... - IST AKPRIND

Documents