LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA Kapasitas produksi : 1% 85000 ton/tahun 850 ton/tahun Basis perhitungan : 1 jam operasi Satuan berat : kilogram (kg) ton 1000 kg Kapasitas produksi : 850 tahun 1 ton 00 tahun hari 1 hari 4 jam 118 kg Komposisi bahan baku : Glukosa : 1,7 % Sukrosa : 4,19 % Air : 6,49 % Abu : 17,6 % (Martoyo, T, 00) LA.1 FILTER PRESS I (FP-101) Glukosa Sukrosa Air Abu F 1 F F Air Abu Glukosa Sukrosa Air Diharapkan semua abu dapat terpisah dari molase dan cake mengandung air sekitar 10 %. Asumsi bahan baku 445 kg Glukosa : 1 F G F G 1,7 % 445 kg 96,565 kg Sukrosa : F 1 S F S 4,19 % 445kg 15,145 kg Air : F 1 Air 6,49 % 445kg 117,880 kg F Air 10 % F 1 Air 0,1 117,880 kg 11,788 kg

F 1 Air F Air + F Air F Air F 1 Air - F Air (117,880 11,788) kg 106,09 kg Abu : F 1 Abu F Abu 17,6 % 445 kg 78,409 kg LA. REAKTOR (R-101) Air proses F 4 Glukosa Sukrosa Air F F 5 Glukosa Air Pada tangki mixer, sukrosa akan terhidrolisa sempurna membentuk glukosa. Reaksi hidrolisa : C 1 H O 11 + H O C 6 H 1 O 6 Sukrosa : F S 15,145 kg N 15,145kg S 0,445 kmol 4 kg kmol Berdasarkan stoikiometri 0,445 kmol sukrosa ekivalen dengan 0,445 kmol H O dan ekivalen dengan 0,890 kmol glukosa. Air yang dibutuhkan untuk hidrolisa 0,445 kmol 18 kg 8,010 kg Glukosa hasil hidrolisa 0,890 kmol 180 kg 160,0 kg Glukosa pada alur, F G 96,565 kg 5 Total glukosa F G F G + glukosa hasil hidrolisa (96,565 + 160,0) kg 56,765 kg

Gula diencerkan hingga kadar gula mencapai 14% berat agar tidak menghambat aktivitas bakteri untuk berkembangbiak dan gula dapat terkonversi sempurna (E.Gumbira Sa id, 1984) massa glukosa 14 % 100% massa glukosa + massa air 56,765 0,14 1 56,765 + x 5,947 + 0,14 x 56,765 0,14 x 56,765 5,947 x 0,818 0,14 1577,71 kg Massa air yang ditambahkan untuk mengencerkan glukosa hingga 14 % adalah : (1577,71 106,09) kg 1471,179 kg 4 Total air pada alur 4, F Air air untuk hidrolisa + air untuk pengenceran F Air (8,010 + 1471,179 106,0) kg 17,097 kg 5 Air pada alur 5, F Air F Air + F 4 Air air untuk hidrolisa (106,09 + 17,097 8,010) kg 1471,179 kg Total substrat yang akan dihidrolisa adalah glukosa + sukrosa + air pada alur 4 : (56,765 + 15,145 + 17,097) kg 178,007 kg LA. FERMENTOR (R-101) Saccharomyces F 6 (NH 4 ) SO 4 F 7 H PO 4 F 8 Glukosa Air F 5 Glukosa F 10 Etanol Air Saccharomyces F 9 CO

Pada fermentor, glukosa terkonversi 90 % membentuk etanol dan CO Reaksi pembentukan etanol : C 6 H 1 O 6 90 % C H 6 O + CO Glukosa masuk pada alur 5 sebanyak 56,765 karena yang terkonversi 90 %, maka yang bereaksi hanya sebanyak : 56, 765 100 10 Glukosa pada alur 10, F G 5 0,1 F G 0,1 56,765 kg 5,676 kg 5 Glukosa yang bereaksi, N G 1,088kg 1,8 kmol 180 kg kmol Berdasarkan stoikiometri 1,8 kmol glukosa ekivalen dengan,566 kmol etanol dan ekivalen dengan,566 kmol CO Etanol : F 10 E,566 kmol 46 kg/kmol 118,06 kg CO : F 9 CO,566 kmol 44 kg/kmol 11,904 kg 10 Air pada alur 10, F Air air pada alur 5 1471,944 kg Total substrat glukosa + air F 5 G 5 + F Air (56,765 + 1471,179) kg 177,944 kg Fermentasi menggunakan Saccharomyces Cerevisiae sebagai bakteri pengurai dan (NH 4 ) SO 4 sebagai nutrisi untuk bakteri dan H PO 4 digunakan untuk menurunkan ph (Wanto, 1980) Saccharomyces Cerevisiae 5 % total substrat (Wanto, 1980) (NH 4 ) SO 4 0,4 % total substrat (E.Gumbira Sa id, 1984) H PO 4 0,4 % total substrat 6 Saccharomyces : F Sc 5 % total substrat 5 % 177,944 kg 86,97 kg

7 (NH 4 ) SO 4 : F (NH4)SO4 0,4 % total substrat 0,4 % 177,944 kg 6,911 kg 8 H PO 4 : F HPO4 0,4 % total substrat 0,4 % 177,944 kg 6,911 kg 10 Saccharomyces Cerevisiae keluar : F Sc F 6 Sc + F 7 8 (NH4)SO4 + F HPO4 (86,97 + 6,911 + 6,911) kg 100,19 kg LA.4 TANGKI PENAMPUNG II (T-10) Glukosa Etanol Air Saccharomyces F 10 F 11 Glukosa Etanol Air Saccharomyces F G 10 F E 10 F Air 10 F Sc 10 F G 11 F E 11 F Air 11 F Sc 11 5,676 kg 118,06 kg 1471,179 kg 100,19 kg Total substrat (5,676 + 118,.6 + 1471,179 + 100,19) kg 1715,110 kg 1715,110kg 4 48,777 kg Lama dari waktu fermentasi adalah selama 6 jam, sedangkan hasil keluaran dari T-10 adalah 1715,110 kg. Sistem yang digunakan adalah secara kontinu maka setiap keluaran dari T-10 per jamnya akan dibagi menjadi empat yaitu sebanyak 48,777 kg. Hal ini dilakukan agar T-10 tidak akan mengalami kekosongan pada saat menunggu keluaran substrat berikutnya.

LA.5 FILTER PRESS II (FP-10) Glukosa Etanol Air Saccharomyces F 11 F 1 Glukosa Etanol Air F 1 Air Saccharomyces Diharapkan keseluruhan Saccharomyces tersaring dan cake nya mengandung air 10%. Neraca massa glukosa : Glukosa masuk alur 11 glukosa keluar alur 1 F G 11 1 F G 5,676 kg Neraca massa etanol : Etanol masuk alur 11 Etanol keluar alur 1 F E 11 1 F E 118,06 kg Neraca massa Saccharomyces : Saccharomyces masuk alur 11 Saccharomyces masuk alur 1 F Sc 11 1 F Sc 100,19 kg Neraca massa air : 11 F Air 1 F Air 1 F Air 1471,179 kg 11 0,1 F Air 0,1 1471,179 kg 147,117 kg F 11 1 Air - F Air (1471,179 147,117) kg 14,06 kg Total keluaran dari alur 1 adalah : Etanol : 1 F E 118,06 kg Glukosa : 1 F G 5,676 kg Air : 1 F Air 14,06 kg Maka: F 1 (118,06 + 5,676 + 14,06) kg 1467,774 kg

Dari total keluaran dari alur 1 diatas maka diperoleh : X E 1 118,06kg 100% 8,04 % 1467,774kg X G 1 X Air 1 5,676kg 100% 1467,774kg 14,06kg 100% 1467,774kg 1,75% 90,1% LA.6 KOLOM DESTILASI (KD-101) Vd Glukosa Etanol Air F 1 KD Ld Vb K-101 D F 15 Etanol Air R-101 Lb FC V-1 F 16 PC B Neraca total : F 1 F 15 + F 17 F 1 1467,774 kg F 15 118,06 kg F 17 F 1 - F 15 Glukosa Etanol Air (1467,774-118,06) kg 149,78 kg Neraca alur F 15 : F 15 118,06 kg 15 F E 15 F Air 0,96 118,06 kg 11,15 kg (118,06 11,15) kg 4,71 kg

Neraca alur F 17 : F 17 149,78 kg 17 F E 17 F G 17 F Air F 1 15 E - F E (118,06 11,15) kg 4,71 kg 1 F G 5,676 kg F 17 ( F 17 E + F 17 G ) 149,78 (4,71 + 5,676) kg 119,41 kg Perhitungan ratio refluks dengan metode Underwood : Data tekanan uap (Pa) Etanol H O glukosa (Pa) (KPa) (KPa) A,54410E+0 A 16,195 16,56 B -,140E+04 B 4,5 985,44 C 0,00000E-01 D -,10060E+01 C -55,715-8,9974 E 6,4170E-18 (Reklaitis, 198) Persamaan tekanan uap : Untuk etanol dan H O : ln Pa A B/(C+T) (Reklaitis, 198) Untuk glukosa : ln(p) A + B/(T) + C ln T + DT E Neraca massa molar pada menara destilasi Neraca massa molar pada menara destilasi dapat dilihat pada table berikut : Laju Umpan (alur 1) Destilat (alur 15) Bottom (alur 17) F (kg) N (kmol) F (kg) N (kmol) F (kg) N (kmol) Komp Xi yi Xi Etanol 118,06,56 0,06 11,15,459 0,907 4,71 0,10 0,0014 H O 14,06 7,477 0,9645 4,71 0,6 0,096 119,41 7,15 0,9967 Glukosa 5,676 0,14 0,0019 0 0 0 5,676 0,14 0,0019 Σ 1467,774 76,181 1 118,06,71 1 149,78 7,459 1

Titik didih umpan masuk : Titik didih umpan masuk : dew point Dew point destilat : T 54,14 o K P 100 KPa Komponen yi Pa (KPa) ki yi/ki αi Etanol 0,907 11,57504 1,157504 0,80101,01745 H O 0,096 48,897905 0,48897905 0,1969191 1 Σ 1 1,00001 yi Syarat Σxi Σ 1 ki yi Oleh karena Σ mendekati 1, maka dew point destilat adalah 54,14 o K. ki Bubble point bottom : T 70, o K P 100 KPa Komponen Xi Pa (KPa) ki ki.xi αi Etanol 0,0014 0,6779,06779 0,0081,90088 H O 0,9967 90,859 0,90859 0,900847 1 Glukosa 0,0019 18,597 1,8597 0,0061 0,654414 Σ 1 0,906081 Syarat Σyi Σ ki.xi 1 Oleh karena Σ ki.xi mendekati 1 maka bubble point bottom adalah 70, o K. Refluks minimum destilat (R DM ) α i. xdi α i. xfi R DM + 1 Σ ; 1 q Σ αi Φ αi Φ Umpan masuk adalah cairan pada titik didihnya maka q 1 α i. xfi Sehingga : Σ 0 αi Φ Suhu yang digunakan pada perhitungan adalah suhu relatif, Tdew T T bubble 54,14 + 70, 6,185 o K (Geankoplis, 1997)

Trial nilai Φ : Φ,17705 Komponen xfi αi α i. xfi αi Φ Etanol 0,06,700458 0,8018 H O 0,9645 1-0,819418 Glukosa 0,0019 0,49078-0,00055 Σ 1 0,000081 α i. xfi Oleh karena Σ αi Φ 0, maka Φ,17705 Menghitung Rd : Komponen Xidyid Pa(6,185) ki αi α i. xdi KPa αi Φ Etanol 0,907 15,078981 1,5078981,700458,059495 H O 0,096 66,997948 0,6699748 1-0,0818147 Σ 1 1,9776805 α i. xdi R DM + 1 Σ αi Φ R DM + 1 1,9776805 R DM 1,9776805 1 0,9776805 R D 1,5. R DM 1,5. 0,9776805 1,4665 Neraca disekitar kondensor pada menara destilasi: Data : R D 1,4665 Ket: Vd uap destilat Ld liquid destilat F Feed (umpan) D Destilat B Bottom

Komposisi pada tiap alur (Vd, Ld, F) adalah sama. Rd Ld / D (Geankoplis, 1997) D N 15 Ld 1,4665,71 85,619 kmol Vd F 14 D Ld + D 85,619 + 118,06 88,40 kmol Neraca Komponen Alur Ld : Neraca komponen alur Ld dapat dilihat pada tabel berikut: N F Komponen xi (kmol) (kg) EtOH 0,907 77,74 564,6 HO 0,096 8,45 148,57 Σ 1 85,619 71,19 Neraca Komponen Alur Vd (F 14 ): 14 F E 14 F Air 15 Ld etoh + F E 564,6 + 11,15 677,94 kg 15 Ld HO + F Air 148,57+ 4,71 15,9 kg Vd F 14 14 E + F Air (677,94 + 15,9) kg 81, kg Neraca disekitar reboiler pada menara destilasi: Keterangan : Lb : Liquid bottom Vb : Vapour bottom B : bottom

Komposisi pada tiap alur (Lb, Vb, B) adalah sama. Lb Ld + qf (Geankoplis, 1997) Lb Ld + F 1 Lb (71,19 + 1467,774) kg 5180,964 kg Lb F 16 5180,964 kg Vb Lb B Vd 81, kg Neraca komponen F 16 (Lb) : F 16 5180,964 kg 16 F E 16 F Air 16 F G 0,00498 5180,964 18,1 kg 0,977479 5180,964 5064,8 kg 0,0190 5180,964 98,557 kg Neraca komponen Vb : Vb 81, kg Vb E 0,00498 81, 1,401 kg F Air 0,977479 81, 744,946 kg F G 0,0190 81, 7,881 kg

LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA PANAS Basis perhitungan : 1 jam operasi Satuan operasi : kkal/jam Temperatur referensi : 5 0 C Perhitungan neraca panas ini menggunakan rumus-rumus perhitungan dan data-data sebagai berikut: Perhitungan Panas Bahan Masuk (Q in ) dan Keluar (Q out ) Q m Cp dt... (1) i i BP T Q N i Cpli dt + ΔHVL + Cpg 98 BP i dt. () (Reklaitis, 198) Keterangan : Persamaan di atas, merupakan perhitungan panas bahan yang disertai perubahan fasa (phase transition) Perhitungan Panas Reaksi Q ΔH ΔH + ΔH + Δ... () (Smith, 001) dimana: 0 0 0 R 98 H P ΔH 0 98 i v ΔH i 0 fi produk i v ΔH i 0 fi reak tan 0 ΔH R ni i 98 H i ( Cp ) ( T ) ( Cp ) ( 98) 0 ΔH P ni i T H i Data kapasitas Panas, Panas laten, dan Panas Pembentukan Tabel LB.1 Kapasitas Panas Gas, Cpg T K a + bt + ct + dt + et 4 [ J/mol K ] Komponen A B C D E Air.40471E+01-9.65064E-0.998E-05 -.04467E-08 4.08E-1 Ethanol 1.76907E+01 1.495E-01 8.94815E-05-1.9784E-07 8.1747E-11

C Tabel LB. Kapasitas Panas Gas, Cp A + B T sinh C T E cosh + D T E T Komponen A B C D E glukosa 1.09E+05.08E+05-7.8E+0 1.E+05 -.46E+0 sukrosa 7.85E+04 1.80E+05 1.54E+0 1.8E+05 700.0 Tabel LB. Kapasitas Panas Liquid, Cpl T K a + bt + ct + dt [ J/mol K ] Komponen a b c d Air 1.8964E+01 4.7118E-01-1.878E-0 1.144E-06 Ethanol -.517E+0 4.1787-1.40E-0 1.70E-05 Tabel LB.4 Kapasitas Panas Liquid, Cpl a+bt+ct^+dt^ (J/kmol K) Komponen A B C D sukrosa 6.11E+04 5.0E+0 0 0 glukosa 1.55E+05 0 0 0 Tabel LB.5 Panas Laten Δ H A( T ) VL 1 B + CTr + DTr + ETr r (J/kmol) Komponen a B C D Tc sukrosa 1.04E+08.85E-01 675 Air 5.1E+07.0E-01 -.1E-01.58E-01 647.5 Etanol 5.69E+07 0.59 51.9 glukosa 8.0E+07 4.09E-01 588 o Tabel LB.6 Panas Reaksi Pembentukan ( ΔH f ) Komponen 0 ΔH f Satuan sukrosa -1.74E+09 J/kmol (Hougen, 1960) glukosa -0115. kcal/kmol (Hougen, 1960) air -6817.4 kcal/kmol (Hougen, 1960) etanol -5610.00 kcal/kmol (Reklaitis, 198)

Perhitungan neraca panas pada masing-masing unit: LB.1 TANGKI PENCAMPURAN (M-101) Air proses F 4 T 40 o C Glukosa Sukrosa Air T 5 o C P 1 atm F F 5 Glukosa Air T 40 o C Neraca panas masuk ke tangki mixer : Q in m Cp ΔT m Cp (T masuk T referensi ) m Cp (98 98) K Neraca panas masuk ke tangki mixer : Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp (kkal/kg.k) Q m Cp ΔT (kkal) Glukosa 96,565 0,56 0 547,740 0 Sukrosa 15,145 0,445 0 540,747 0 Air 106,09 5,887 0 1,000 0 Σ 0 Jadi panas yang masuk pada tangki mixer 0 kkal/jam. Contoh perhitungan untuk mencari Q glukosa berdasarkan data-data pada tabel di atas : Q in m Cp ΔT 96,565 kg 547,740 0 kkal kkal kg. K (98 98) K Neraca panas keluar tangki mixer : Q out m Cp ΔT m Cp (T keluar - T referensi) m Cp (1 98) K

Neraca panas keluar tangki mixer : Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp (kkal/kg.k) Q m Cp ΔT (kkal) Glukosa 56,765 1,45 15 547,740 109606,917 Air 1471,179 81,641 15 1,000 07,098 Σ 11679,015 Jadi panas keluar tangki mixer : 11679,015 kkal. Reaksi : C 1 H O 11 + H O C 6 H 1 O 6 n 0,445 kmol (Lampiran A-) ΔHr (98K) ΔHf produk ΔHf reaktan ΔHf C 6 H 1 O 6 - { ΔHf C 1 H O 11 + ΔHf H O} (-67000) - { (-149000) + (-57800) } 60800 kkal/kmol n ΔHr (98K) 0,445 kmol 60800 kkal kmol 7056 kkal dq Sehingga n ΔHr(98K) + Q out + Q in dt (7056 + 11679,015 + 0) kkal 15875,015 kkal Sumber panas yang digunakan berasal dari listrik. dq 15875,015 kkal dt Waktu yang diperlukan untuk melakukan proses mixing hanya 1 jam, sehingga dianggap bahwa : dq 15875,015 kkal dt 5978916,9 kal 508990,0 W 508,99 kw 6,610 hp Ket : 1 W 14,40 kal/menit 1 hp 0,74570 Kw 1 kal/g 4,185 kj/kg.k (Geankoplis, 1987)

LB. REAKTOR FERMENTOR (R-101) (NH 4 ) SO 4 Saccharomyces H PO 4 F 6 F 7 F 8 Air pendingin Glukosa Air T 40 o C F 5 F 9 CO R-101 T 5 o C F 10 T 0 o C Air pendingin bekas T 40 o C Glukosa Etanol Air Saccharomyces Neraca panas masuk reaktor fermentor : Q out m Cp ΔT m Cp (T masuk - T referensi) m Cp (1 98) K Neraca panas masuk reaktor fermentor : Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp (kkal/kg.k) Q m Cp ΔT (kkal) Glukosa 56,765 1,45 15 547,740 109606,917 Air 1471,179 81,641 15 1,000 07,098 Σ 11679,015 Jadi panas keluar tangki mixer panas masuk reaktor fermentor 11679,015 kkal. Reaksi : C 1 H O 11 + H O C 6 H 1 O 6 Neraca panas keluaran reaktor fermentor : Q out m Cp ΔT m Cp (T keluar T referensi) m Cp (0 98) K

Neraca panas keluaran reaktor fermentor : Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp (kkal/kg.k) Q m Cp ΔT (kkal) Glukosa 5,676 0,14 5 547,740 7018,861 etanol 118,06,56 5 0,55 15,746 Air 1471,944 81,684 5 1,000 761,19 CO 11,904,565 5 1,061 11889,55 Σ 89885,154 Jadi panas keluaran fermentor : 89885,154 kkal. Reaksi fermentasi : C 6 H 1 O 6 C H 6 O + CO n 1,8 kmol/jam ΔHf produk ΔHf reaktan ΔHr (98K) (Lampiran A-4) { ΔHf C H 6 O + ΔHf CO } - ΔHf C 6 H 1 O 6 { (-5610) + (-9405) } - (-67000) } 7656 kkal/kmol n ΔHr (98K) 1,8 kmol 7656 kkal kmol 478117,648 kkal dq Sehingga n ΔHr(98K) + Q out + Q in dt (478117,648 + 89885,154 + 11679,015) kkal 699681,817 kkal Untuk menjaga agar temperatur operasi konstan, maka butuh air pendingin : T in 5 o C 98 o K T out 40 o C 1 o K Maka : m 1 98 Cp dq dt H O dt 699681,817 17994,799 kg 1,000(1 98)

LB. KONDENSOR (K-101) Perhitungan panas bahan masuk dan keluar : Panas bahan masuk kondensor Komponen F14 Vd (kg) Cpl dt + ΔHvl + Cpv dt Q (kkal) (kj/kg) Air 15,9 719,04 99618,09 Etanol 677,94 1088,658 95698,46 Σ 1056601,555 Panas bahan keluar (alur Ld) kondensor Komponen Ld (kg) Cpl dt + ΔHvl + Cpv dt Q (kkal) (kj/kg) Air 148,57 5,10 848,56 Etanol 564,6 1069,914 91949,9 Σ 97788,189 Panas bahan keluar (alur D) kondensor Komponen F15 D (kg) Cpl dt + ΔHvl + Cpv dt Q (kkal) (kj/kg) Air 4,71 5,10 65,76 Etanol 11,15 1069,914 8976,411 Σ 941,687 ΔQ out Q Ld + Q D 95709,876 kkal

Menghitung kebutuhan air pendingin : Q C Q in - Q out 99571,679 kkal m C 666,784 kg LB.4 REBOILER (R-101) Perhitungan panas bahan masuk dan keluar : Panas bahan masuk reboiler Komponen F16 Lb (kg) Cpl dt + ΔHvl + Cpv dt Q (kkal) (kj/kg) Air 5064,8 8,5 4185,059 Etanol 18,1 14,519 617, Glukosa 98,557 15,59 956,9 Σ 46759,0 Panas bahan keluar (alur Vb) reboiler Komponen Vb (kg) Cpl dt + ΔHvl + Cpv dt Q (kkal) (kj/kg) Air 744,946 0,080 7175,868 Etanol 1,041 1096,1 417,15 Glukosa 7,881 1,5 08,415 Σ 77001,408

Panas bahan keluar (alur B) reboiler Komponen F16 Lb (kg) Cpl dt + ΔHvl + Cpv dt Q (kkal) (kj/kg) Air 119,41 8,5 89406,164 Etanol 4,71 1088,658 18,8 Glukosa 5,676 15,59 770,5 Σ 91404,88 ΔQ out Q Vb + Q B 68406,9 kkal Menghitung kebutuhan steam : Q h Q out - Q in 1646,987 kkal m h 16,46 kg

LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT LC.1 Tangki Penyimpanan Molase (T-101) Jenis sambungan : Single-welded butt joint Kondisi penyimpanan : T 5 o C, P 1 atm Laju alir bahan :445 kg/jam Densitas bahan : Komponen x i ρ (kg/m ) Glukosa 0,170 1180 Sukrosa 0,419 1514 Air 0,649 998 Abu 0,176 195,5 Σ 1,0000 Untuk menentukan densitas campuran digunakan persamaan berikut : 1 ρ camp... (1) xi Σ ρi ρ camp 0,170 1180 + 0,419 1514 1. Menentukan ukuran tangki 1 + 0,649 998 + 0,176 195,5 148,49 kg/m 77,94 lbm/ft a. Volume Tangki, V T Volume bahan, V F ρ camp 445 kg 148,49 kg / m 0,564 m Faktor keamanan, fk 0 % Volume tangki, V T ( 1 + fk ) 0,564 0,477 m b. Diameter Tangki, D T dan Tinggi Tangki, H T Direncanakan : -. tinggi silinder : diameter ( H s : D) 1 : -. tinggi head : diameter ( H h : D) 1 : 4

Volume silinder : V S 4 π D H s (Brownell, 1959) 4 π D ( 1 D) 0,95 D Volume tutup : V h π R H h (Brownell, 1959) 6 π D ( 4 1 D) 0,108 D Volume tangki, V T V S + V h 0,95 D + 0,108 D 0,5 D D T VT 0,5 1 0,477 0,5 1 0,950 m Untuk desain digunakan : Diameter tangki 0,950 m Tinggi silinder, H S 0,5 D 0,4675 m Tinggi head, H h 4 1 D 0,7 m Jadi total tinggi tangki, H T H S + H h 0,701 m. Tebal Sheel dan Tutup Tangki a. Tebal Shell P. R t + n.c ( Brownell, 1959) S. E 0,6P dimana : t tebal shell (in) c faktor korosi 0,015/tahun R jari-jari dalam tangki (in) n umur tangki 15 tahun P tekanan design (psi) S allowable stress 17500 psi E joint efficiency 0,9 ρ( H S 1) Tekanan hidrostatis, P hs 14,7 + 144 (Brownell, 1959)

77,94(1,57 1) 14,7 + 15 psi 144 Faktor keamanan 10 % Tekanan desain, P d 1,1 P hs 16,5 psi,0675 16,5 Tebal shell, t + 15 0,015 17500(0,9) 0,6(16,5) 0,189 in Digunakan tebal shell standart /16 in. b. Tebal tutup Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama /16 in. LC. Reaktor (R-101) Jenis sambungan : Single-welded butt joint Kondisi penyimpanan : T 5 o C, P 1 atm Laju alir bahan :178,007 kg/jam Densitas bahan : Tabel LC. Komponen bahan dalam reaktor Komponen Massa (kg) Volume (m ) x i ρ (kg/m ) Glukosa 96,565 0,0818 0,054 1180 Sukrosa 15,145 0,1005 0,085 1514 Air 15,97 1,564 0,860 998 Σ 178,007 1,7187 0,999 Densitas campuran, ρ camp Laju volumetrik, V o 1,7187 m 61,81 ft 1 ρ camp... (1) xi Σ ρi ρ camp 0,054 1180 1 0,085 + + 1514 0,860 998 106,84 kg/m 64,77 lbm/ft

1. Menentukan ukuran tangki a. Volume Tangki, V T Faktor keamanan, fk 0 % Volume tangki, V T ( 1 + fk ) V V T ( 1 + fk ) 1,7187,064 m b. Diameter Tangki, D T dan Tinggi Tangki, H T Direncanakan : -. tinggi silinder : diameter ( H s : D) 1 : -. tinggi head : diameter ( H h : D) 1 : 4 π Volume silinder : V S D H s 4 (Brownell, 1959) 4 π D ( 1 D) 0,95 D Volume tutup : V h π R H h (Brownell, 1959) 6 π D ( 4 1 D) 0,108 D Volume tangki, V T V S + V h 0,95 D + 0,108 D 0,5 D D T VT 0,5 1,064 0,5 1 1,5788 m Untuk desain digunakan : Diameter tangki 1,5788 m Tinggi silinder, H S 0,5 D 0,7894 m Tinggi head, H h 4 1 D 0,947 m Jadi total tinggi tangki, H T H S + H h 1,1841 m. Tebal Sheel dan Tutup Tangki a. Tebal Shell P. R t + n.c ( Brownell, 1959) S. E 0,6P

dimana : t tebal shell (in) c faktor korosi 0,015/tahun R jari-jari dalam tangki (in) n umur tangki 15 tahun P tekanan design (psi) S allowable stress 18750 psi E joint efficiency 0,9 ρ( H S 1) Tekanan hidrostatis, P hs 14,7 + 144 64,77(,5899 1) 14,7 + 144 15,41 psi Faktor keamanan 0 % Tekanan desain, P d 1, P hs 18,49 psi Tebal shell, t 0,18 in Digunakan tebal shell standart /16 in. 5,1797 18,49 + 15 0,015 18750(0,9) 0,6(18,49) (Brownell, 1959) b. Tebal tutup Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama /16 in.. Tenaga pengaduk Jenis pengaduk yang digunakan adalah propeller D a 0, Dt Da W 5 1 L 4 1 D a D t diameter tangki 1,5788 m Da diameter pengaduk 0, Dt D t 4 (Geankoplis, 1997) E 0,476 m W lebar pengaduk 5 1 Da 0,0947 m L panjang daun pengaduk 4 1 Da 0,1184 m

E jarak pengaduk dari dasar tangki 4 1 Dt 0,947 m K P T n D 5 a gc 550 ρ m Dimana : K T konstanta pengaduk 6, n kecepatan pengaduk 5 rpm 0,4166 rps D a diameter pengaduk 1,5540 ft ρ m densitas bahan 64,77 lbm/ft gc konstanta gravitasi, lbm ft / lbf det 6, 0,4166 1,5540 P, 550 5 64,77 0,015 hp Effisiensi motor 75 % Daya aktual, Pa 0,015 0,0 hp 0,75 4. Menentukan ukuran dan putaran koil Koefisien perpindahan panas pada tangki pengaduk dengan menggunakan koil : h i j 1 k c μ D j k μb μw 0,14 (Prabhudesai, 1984) dimana : h i koefisien perpindahan panas, Btu/jam ft F j konstanta yang berhubungan dengan bilangan Reynold c panas spesifik μ viskositas, lb/ft jam k konstanta panas, Btu/jam ft F ρ densitas, lb/ft Data : Densitas campuran, ρ camp 64,77 lbm/ft Viskositas campuran, μ camp,7416 lb/ft Konduktivitas panas campuran, k camp 0,047 Btu/ft jam F

Panas spesifik campuran, Cp camp L 0,885 ft Dj 5,1791 ft N 5 rpm 1500 rph 0,909 Btu/lb F NRe L N ρ μ 0,885 1500 64,77,7416 Dari gambar 0. Kern 1960 diperoleh j 100 076,5755 c μ k 1 0,909,7416 0,047 1,01 μb μw 0,14 1 h i 100 0,047 5,1797 Bahan untuk koil adalah IPS 1 in, sch 40 OD 1, in 0,109 ft ID 1,049 in 0,087 ft 1,01 11,8951 Btu/jam ft F Koefisien perpindahan panas untuk steam, h o h o OD hi ID 0,109 0,087 11,8951 14,900 Btu/jam ft F Koefisien menyeluruh bersih, U c U c h h h i i o + h o 11,8951 14,900 11,8951 + 14,900 6,6151 Btu/jam ft F Asumsi R d 0,005 ; h d 1 1 0, 005 R d 00 Btu/jam ft F Koefisien menyeluruh desain, U D U D U U c i C h d + h d 6,6151 00 6,40 Btu/jam ft F 6,6151 + 00 Panas yang dibutuhkan ; Q 86,71 kkal 4,505 Btu

T 1 40 o C 104 o F T 5 o C 77 o F Luas permukaan perpindahan panas pada koil, A A U D Q ΔT 65819,647 6,40 7 151,878 ft external surface IPS 1 in sch 40 0,44 ft /ft jika diameter helix ( D satu putaran ), D H 4 ft Luas permukaan tiap 1 putaran, A p π 4 0,44 4,1 ft Maka jumlah putaran yang dibutuhkan : A 151,878 4, 1 A p 5,1485 putaran Panjang koil A external surface 441,506 44 ft LC. Fermentor (R-10) Jenis sambungan : Single-welded butt joint Kondisi penyimpanan : T 5 o C, P 1 atm Laju alir bahan :177,944 kg/jam Densitas campuran : 1 ρ camp 105,65 kg/m 64,081 lb/ft 0,054 0,860 + 1180 998 m 177,944 Laju volumetrik, V o ρ 105, 65 1,6847 m 1. Menentukan ukuran tangki a. Volume Tangki, V T Faktor keamanan, fk 0 % Volume tangki, V T ( 1 + fk ) V V T ( 1 + fk ) 1,6847,016 m b. Diameter Tangki, D T dan Tinggi Tangki, H T Direncanakan : -. tinggi silinder : diameter ( H s : D) 1 : -. tinggi head : diameter ( H h : D) 1 : 4 Volume silinder : V S 4 π D H s (Brownell, 1959)

4 π D ( 1 D) 0,95 D Volume tutup : V h π R H h (Brownell, 1959) 6 π D ( 4 1 D) 0,108 D Volume tangki, V T V S + V h 0,95 D + 0,108 D 0,5 D D T VT 0,5 1,016 0,5 1 1,5684 m Untuk desain digunakan : Diameter tangki 1,5684 m Tinggi silinder, H S 0,5 D 0,784 m Tinggi head, H h 4 1 D 0,91 m Jadi total tinggi tangki, H T H S + H h 1,176 m. Tebal Sheel dan Tutup Tangki a. Tebal Shell P. R t + n.c ( Brownell, 1959) S. E 0,6P dimana : t tebal shell (in) c faktor korosi 0,015/tahun R jari-jari dalam tangki (in) n umur tangki 15 tahun P tekanan design (psi) S allowable stress 18750 psi E joint efficiency 0,9 ρ( H S 1) Tekanan hidrostatis, P hs 14,7 + 144 14,7 + 64,081(,578 1) 15,9 psi 144 (Brownell, 1959)

Faktor keamanan 0 % Tekanan desain, P d 1, P hs 18,468 psi 61,7479 18,468 Tebal shell, t + 15 0,015 18750(0,9) 0,6(18,468) 0, in Digunakan tebal shell standard 1/4 in. b. Tebal tutup Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama 1/4 in.. Tenaga pengaduk Jenis pengaduk yang digunakan adalah propeller D a 0, Dt Da W 5 1 L 4 1 D a D t diameter tangki 1,5684 m Da diameter pengaduk 0, Dt D t 4 (Geankoplis, 1997) E 0,4705 m W lebar pengaduk 5 1 Da 0,0941 m L panjang daun pengaduk 4 1 Da 0,1176 m E jarak pengaduk dari dasar tangki 4 1 Dt 0,91 m K P T n D 5 a gc 550 ρ m Dimana : K T konstanta pengaduk 6, n kecepatan pengaduk 5 rpm 0,58 rps D a diameter pengaduk 1,547 ft ρ m densitas bahan 64,081 lbm/ft gc konstanta gravitasi, lbm ft / lbf det 6, 0,58 1,547 P, 550 5 64,081 0,096 hp

Effisiensi motor 75 % Daya aktual, Pa 0,096 0,05 hp 0,75 Perancangan jaket sebagai penahan reaksi eksoterm, desain jaket yang dinginkan sesuai dengan bentuk tangki yang diletakkan di sekeliling tangki. R R1 Massa air pendingin yang dibutuhkan, m 17994,799 kg ρ air 998 kg/m waktu tinggal air pendingin ; 10 menit Penentuan volume jaket, Vj air pendingin 10 Vj menit 9,9 m ρ 60 Penentuan R 1 Vj {( π R 1 ) π ( R + t p ) } H s 9,9 {( π R ) π ( 0,784 + 0,005) } 0, 784 R 1,5747 m Penentuan tebal jaket : R 1 R + t p + t j t j R 1 (R + t p ),785 m 1

LC.4 Tangki Penampung Fermentasi (T-10) Jenis sambungan : Single-welded butt joint Kondisi penyimpanan : T 5 o C, P 1 atm Laju alir bahan :1715,110 kg/jam Densitas bahan : Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m ) Glukosa 5,676 0,0150 1180 Etanol 118,06 0,0688 789 Air 1471,179 0,8578 998 Saccharomyces 100,19 0,0584 1670,1 Σ 1715,110 1 1 ρ camp xi Σ ρi... (1) ρ camp 0,0150 1180 + 0,0688 789 1 + 0,8578 998 + 0,0584 1670,1 1010,1010 kg/m 6,0584 lbm/ft 1. Menentukan ukuran tangki a. Volume Tangki, V T volume bahan, V F ρ camp 1,6979 m Faktor keamanan, fk 0 % Volume tangki, V T ( 1 + fk ) V V T ( 1 + fk ) 1,6979,075 m b. Diameter Tangki, D T dan Tinggi Tangki, H T Direncanakan : -. tinggi silinder : diameter ( H s : D) 1 : -. tinggi head : diameter ( H h : D) 1 : 4 π Volume silinder : V S D H s (Brownell, 1959) 4 4 π D ( 1 D) 0,95 D

Volume tutup : V h π R H h (Brownell, 1959) 6 π D ( 4 1 D) 0,108 D Volume tangki, V T V S + V h 0,95 D + 0,108 D 0,5 D D T VT 0,5 1,075 0,5 1 1,575 m Untuk desain digunakan : Diameter tangki 1,575 m Tinggi silinder, H S 0,5 D 0,786 m Tinggi head, H h 4 1 D 0,91 m Jadi total tinggi tangki, H T H S + H h 1,179 m. Tebal Sheel dan Tutup Tangki a. Tebal Shell P. R t + n.c ( Brownell, 1959) S. E 0,6P dimana : t tebal shell (in) c faktor korosi 0,015/tahun R jari-jari dalam tangki (in) n umur tangki 15 tahun P tekanan design (psi) S allowable stress 17500 psi E joint efficiency 0,9 ρ( H S 1) Tekanan hidrostatis, P hs 14,7 + 144 6,0584(,579 1) 14,7 + 15,9 psi 144 Faktor keamanan 10 % Tekanan desain, P d 1,1 P hs 16,99 psi (Brownell, 1959)

Tebal shell, t 5,1590 16,99 + 15 0,015 17500(0,9) 0,6(16,99) 0,19 in Digunakan tebal shell standart /16 in. b. Tebal tutup Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama /16 in. LC.5 Tangki Penyimpanan Etanol (T-104) Jenis Sambungan : double welded butt joints Jumlah : unit Kondisi Operasi : Tekanan : 1 atm Suhu : 5 0 C Laju alir massa : 118,06 kg/jam ρ bahan : 18 kg/m (Perry, 1999) 19,85 lbm/ft³ Kebutuhan rancangan : 15 hari Faktor Kelonggaran : 0 % Perhitungan: a. Volume Tangki 118,06kg / jam 15hari 4 jam Volume larutan, V l 1,657 m 18kg / m Volume larutan untuk 1 tangki 1,657 / 66,819 m Volume tangki, V t (1 + 0,) 66,819 m 80,1755 m b. Spesifikasi Tangki Silinder (Shell) V s πd 4 H, diambil D H (Brownell, 1959)

πd maka, V s 4 Tutup Elipsoidal (elipsoidal head) minor ratio axis : 1 πd V h 4 D H h 16 (Brownell, 1959) (Brownell, 1959) Tangki V t V s + V h πd πd Vt + 4 4 V t 0,981 D 80,1755 0,861 D 0,0048 D 4,56 m 178,4485 in H 4,56 m 0,8 m H h Tebal Silinder dan Tutup Tangki Tinggi cairan dalam tangki, 4 66,819 H s 4,148 m 1,5917 ft π 4,56 Tebal shell, PD t + Cc (Peters, 00) SE 1,P P P operasi + P h (Hs 1) ρ Ph 144, psi 1,5917-1 P h 19, 85 1,759 psi 144 P (14,696 + 1,759) 1, 19,718 psi (faktor kelonggaran 0%) Joint efficiency (E) 0,85 (Peters, 00) Allowable stress (S) 18.750 psi (Brownell,1959) Allowable corrosion (Cc) 0,0 in/thn (Perry, 1999)

Maka, tebal shell: t (19,718 psi) (178,4485 in) (18.750 psi)(0,85) 0,10 in 0, in (untuk 10 tahun) + 0. 1,(19,718 psi) Tebal shell standar yang digunakan /8 in Tebal elips head, t 0,10 in (Brownell,1959) PD t + Cc (Walas, 1988) SE 0.P (19,718 psi) (178,4485 in) (18.750 psi)(0,85) + 0. 1,(19,718 psi) Tebal head standar yang digunakan /8 in (Brownell,1959) LC.6 Filter Press I (FP-101) Jenis : plate and frame filter Kondisi penyimpanan : T 5 o C, P 1 atm Laju umpan : 445 kg/jam 1. Filtrat laju filtrat, Ff 54,80 kg densitas filtrat, ρ f Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m ) Glukosa 96,565 0,7 1180 Sukrosa 15,145 0,488 1514 Air 106,09 0,990 998 Σ 54,80 1. Cake ρ camp 0,7 1180 volume filtrat, V f 1 0,488 + + 1514 F f ρ laju alir cake, Fc 90,197 kg densitas cake, ρ c f 0,990 998 150 kg/m 54,80 0,88 m 150

Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m ) Abu 78,409 0,869 195,5 Air 11,788 0,107 998 Σ 90,197 1 ρ camp 1 0,896 0,107 + 195,5 998 volume cake, V c F ρ c c 148,5714 kg/m 89,186 lbm/ft 90,197 148,5714 0,061 m Perhitungan : Luas penyaringan efektif, A dihitung menggunakan persamaan : L A(1-ε) ρ c (V f + ε L A) ρ f 1 W W (Prabhudesai, 1984) Dimana: L : tebal cake pada frame A : luas efektif penyaringan ρ c : densitas cake, kg/m ρ f : densitas filtrat, kg/m W : fraksi massa cake dalam umpan ε : porositas cake Waktu proses, t p direncanakan selama 1 jam tebal cake, L < 00 mm (0 cm) (Ulrich, 1984) diasumsikan tebal cake, L 5 cm 0,05 m luas permukaan plate direncanakan 0, m laju alir massa cake 90,197 W 0, 07 laju alir umpan 445 7,8 7,8 Porositas cake, ε 1 1 0, 175 89,186 Luas efektif penyaringan, A ρ cake 0,07 1 0,07 0,05 A (1 0,175) 148,5714 { 0,88 + ( 0,175 0,05 A )} 150 + 59,1071 A ( 0,88 8,65.10 A) 17, 791 59,1071 A 90,189 +,7409 A A 1,6000 m Faktor keamanan, fk 10 %

Maka luas plate ( 1 + fk ) A 1,7600 m 1,7600 Jumlah plate yang dibutuhkan 0, Digunakan jumlah plate sebanyak 9 buah 8,8 buah LC.7 Filter Press II (FP-10) Jenis : plate and frame filter Kondisi penyimpanan : T 5 o C, P 1 atm Laju umpan : 1715,1100 kg/jam 1. Filtrat laju filtrat, Ff 1467,774 kg densitas filtrat, ρ f Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m ) Glukosa 5,676 0,0175 1180 Etanol 118,06 0,0804 789 Air 14,06 0,901 998 Σ 1467,774 1. Cake ρ camp 0,0175 1180 volume filtrat, V f 1 0,0804 + + 789 F f ρ f 0,901 998 1467,774 990,0990 laju alir cake, Fc 47,6 kg densitas cake, ρ c 990,0990 kg/m 1,484 m Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m ) Saccharomyces 100,19 0,405 1670,1 Air 147,117 0,5948 998 Σ 47,6 1

1 ρ camp 150 kg/m 78,048 lbm/ft 0,405 0,5948 + 1670,1 998 Fc volume cake, V c ρ c 47,6 0,1979 m 150 Perhitungan : Luas penyaringan efektif, A dihitung menggunakan persamaan : L A(1-ε) ρ c (V f + ε L A) ρ f 1 W W (Prabhudesai, 1984) Dimana: L : tebal cake pada frame A : luas efektif penyaringan ρ c : densitas cake, kg/m ρ f : densitas filtrat, kg/m W : fraksi massa cake dalam umpan ε : porositas cake Waktu proses, t p direncanakan selama 1 jam tebal cake, L < 00 mm (0 cm) (Ulrich, 1984) diasumsikan tebal cake, L 1 cm 0,01 m luas permukaan plate direncanakan 0, m laju alir massa cake 47,6 W 0, 144 laju alir umpan 1715,1100 7,8 7,8 Porositas cake, ε 1 1 0, 054 78,048 Luas efektif penyaringan, A ρ cake 0,144 1 0,144 0,05 A (1 0,054) 150 { 1,484 + ( 0,054 0,01 A )} 990,0990 + 11,81 A ( 1,484 5,4.10 4 A) 166, 817 11,81 A 47,11 + 0,0906 A A 1,085 m Faktor keamanan, fk 10 % Maka luas plate ( 1 + fk ) A,1907 m,1907 Jumlah plate yang dibutuhkan 0, Digunakan jumlah plate sebanyak 116 buah 115,95 buah

LC.8 Pompa I (P-101) Jenis : centrifugal pump Laju alir masuk : 445 kg/jam : 0,47 lbm/s Densitas, ρ : 148,49 kg/m 77,94 lbm/ft Viskositas, μ : 14,8851 cp : 0,00998 lbm/ft s Laju alir volumetrik,q: m 0,47 Q 0,0017 ft ρ 77,94 s 1. Perncanaan Pompa Diameter pipa ekonomis, D e De,9Q 0,45 ρ 0,1,9 (0,0017) 0,45 (77,94) 0,1 0,516 in 0,040 ft Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih : Jenis pipa carbon stell, sch 40 Diameter nominal 0,5 in 0,0416 ft Diameter dalam 0,6 in 0,0518 ft Diameter luar 0,840 in 0,0699 ft Luas penampang pipa dalam (Ai) 0,0011 ft. Pengecekan bilangan Reynold, NRe Kecepatan rata-rata fluida, V V Q A 0,0017 0,0011 1,50 ft s ρ ID V 77,94 0,0518 1,50 NRe 607, 78 (laminar) μ 0,00998 Untuk commercial stell, ε 0,00015 ft ε 0,00015 Kekasaran relatif 0, 009 ID 0,0518 16 16 Untuk aliran laminar, f 0, 06 N Re 607,78. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL kelengkapan pipa Panjang pipa lurus, L 1 10 ft

buah gate valve fully open (L/D 1) L 1 0,0518 1,468 ft buah elbow standart 90 o (L/D 0) L 0 0,0518 4,66 ft 1 buah sharp edge entrance (K 0,5 ; L/D 8) L 4 1 8 0,0518 1,4504 ft 1 buah sharp edge exit (K 1,0 ; L/D 58) L 5 1 58 0,0518,0044 ft ΣL L 1 + L + L + L 4 + L 5 0,466 ft 4. Menentukan Friksi, ΣF 4 f V L 4 0,06 1,50 0,466 ΣF 1,498 gc ID, 0,0518 5. Kerja yang dibutuhkan, -W f ft lbf lbm -Wf ΔZ g ΔV Δ + + gc gc ρp + ΣF ΔZ diperkirakan ft -Wf,498 lbf lbm 6. Daya pompa, Ws Wf Q ρ,498 0,0017 77,94 Ws 0, 0015 550 550 Jika effisiensi pompa 75 % 0,0015 Maka daya aktual motor 0, 00 hp 0,75 hp LC.9 Pompa II (P-10) Jenis : centrifugal pump Laju alir masuk : 177,944 kg/jam : 0,9599 lbm/s Densitas, ρ : 105,045 kg/m 6,991 lbm/ft Viskositas, μ : 0,9004 cp : 0,0006 lbm/ft s Laju alir volumetrik,q:

Q ρ 0,9599 0,015 6,991 m 1. Perncanaan Pompa Diameter pipa ekonomis, D e De,9Q 0,45 ρ 0,1,9 (0,015) 0,45 (6,991) 0,1 1,0118 in 0,084 ft Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih : Jenis pipa carbon stell, sch 40 Diameter nominal 1 in ft s 0,08 ft Diameter dalam 1,049 in 0,0874 ft Diameter luar 1,15 in 0,096 ft Luas penampang pipa dalam (Ai) 0,00600 ft. Pengecekan bilangan Reynold, NRe Kecepatan rata-rata fluida, V V Q A 0,015 0,00600,5 ft s ρ ID V 6,991 0,0874,5 NRe 0, 4984 (turbulen) μ 0,0006 Untuk commercial stell, ε 0,00015 ft ε 0,00015 Kekasaran relatif 0, 0017 ID 0,0874 0,079 0,079 Untuk aliran turbulen, f 0, 0069 0,5 N Re 0,4984. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL kelengkapan pipa Panjang pipa lurus, L 1 10 ft buah gate valve fully open (L/D 1) L 1 0,0874,74 ft buah elbow standart 90 o (L/D 0) L 0 0,0874 7,866 ft 1 buah sharp edge entrance (K 0,5 ; L/D 9) L 4 1 9 0,0874,4086 ft

1 buah sharp edge exit (K 1,0 ; L/D 78) L 5 1 78 0,0874 6,817 ft ΣL L 1 + L + L + L 4 + L 5 0,64 ft 4. Menentukan Friksi, ΣF 4 f V L 4 0,0069,5 0,64 ΣF 0,8616 gc ID, 0,0874 5. Kerja yang dibutuhkan, -W f ft lbf lbm -Wf ΔZ g ΔV Δ + + gc gc ρp + ΣF ΔZ diperkirakan,5 ft -Wf 4,614 lbf lbm 6. Daya pompa, Ws Wf Q ρ 4,614 0,015 6,991 Ws 0, 0076 550 550 Jika effisiensi pompa 75 % 0,0076 Maka daya aktual motor 0, 0101 hp 0,75 hp LC.10 Pompa III (P-10) Jenis : centrifugal pump Laju alir masuk : 1614,891 kg/jam : 0,8971 lbm/s Densitas, ρ : 976,7791 kg/m 60,978 lbm/ft Viskositas, μ : 1,051 cp : 0,0007 lbm/ft s Laju alir volumetrik,q: m 0,8971 Q 0,0147 ft ρ 60,978 s 1. Perncanaan Pompa Diameter pipa ekonomis, D e De,9Q 0,45 ρ 0,1,9 (0,0147) 0,45 (60,978) 0,1 0,9964 in 0,080 ft Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih : Jenis pipa carbon stell, sch 40

Diameter nominal 1 in 0,08 ft Diameter dalam 1,049 in 0,0874 ft Diameter luar 1,15 in 0,096 ft Luas penampang pipa dalam (Ai) 0,00600 ft. Pengecekan bilangan Reynold, NRe Kecepatan rata-rata fluida, V V Q A 0,0147 0,00600,45 ft s ρ ID V 60,978 0,0874,45 NRe 1865, 14 μ 0,0007 Untuk commercial stell, ε 0,00015 ft ε 0,00015 Kekasaran relatif 0, 0017 ID 0,0874 (turbulen) 0,079 0,079 Untuk aliran turbulen, f 0, 00676 0,5 N Re 1865,14. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL kelengkapan pipa Panjang pipa lurus, L 1 10 ft buah gate valve fully open (L/D 1) L 1 0,0874,74 ft buah elbow standart 90 o (L/D 0) L 0 0,0874 7,866 ft 1 buah sharp edge entrance (K 0,5 ; L/D 8) L 4 1 8 0,0874,447 ft 1 buah sharp edge exit (K 1,0 ; L/D 78) L 5 1 58 0,0874 5,069 ft ΣL L 1 + L + L + L 4 + L 5 7,6548 ft 4. Menentukan Friksi, ΣF 4 f V L 4 0,00676,45 7,6548 ΣF 0,7975 gc ID, 0,0874 ft lbf lbm

5. Kerja yang dibutuhkan, -W f -Wf ΔZ g ΔV Δ + + gc gc ρp + ΣF ΔZ diperkirakan,5 ft -Wf 4,975 lbf lbm 6. Daya pompa, Ws Wf Q ρ 4,975 0,0147 60,978 Ws 0, 007 550 550 Jika effisiensi pompa 75 % 0,007 Maka daya aktual motor 0, 009 hp 0,75 hp LC.11 Pompa IV (P-104) Jenis : centrifugal pump Laju alir masuk : 1467,774 kg/jam : 0,8154 lbm/s Densitas, ρ : 984,814 kg/m 61,458 lbm/ft Viskositas, μ : 1,081 cp : 0,0007 lbm/ft s Laju alir volumetrik,q: m 0,8154 Q 0,01 ft ρ 61,458 s 1. Perncanaan Pompa Diameter pipa ekonomis, D e De,9Q 0,45 ρ 0,1,9 (0,01) 0,45 (61,458) 0,1 0,950 in 0,079 ft Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih : Jenis pipa carbon stell, sch 40 Diameter nominal 1 in 0,08 ft Diameter dalam 1,049 in 0,0874 ft Diameter luar 1,15 in 0,096 ft Luas penampang pipa dalam (Ai) 0,00600 ft. Pengecekan bilangan Reynold, NRe Kecepatan rata-rata fluida, V

V Q A 0,01 0,00600, ft s ρ ID V 61,458 0,0874, NRe 16186, 4991 (turbulen) μ 0,0007 Untuk commercial stell, ε 0,00015 ft ε 0,00015 Kekasaran relatif 0, 0017 ID 0,0874 0,079 0,079 Untuk aliran turbulen, f 0, 0017 0,5 N Re 16186,4991. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL kelengkapan pipa Panjang pipa lurus, L 1 10 ft buah gate valve fully open (L/D 1) L 1 0,0874,74 ft buah elbow standart 90 o (L/D 0) L 0 0,0874 7,866 ft 1 buah sharp edge entrance (K 0,5 ; L/D 8) L 4 1 8 0,0874,447 ft 1 buah sharp edge exit (K 1,0 ; L/D 78) L 5 1 58 0,0874 5,069 ft ΣL L 1 + L + L + L 4 + L 5 7,6548 ft 4. Menentukan Friksi, ΣF 4 f V L 4 0,007, 7,6548 ΣF 0,6658 gc ID, 0,0874 5. Kerja yang dibutuhkan, -W f ft lbf lbm -Wf ΔZ g ΔV Δ + + gc gc ρp + ΣF ΔZ diperkirakan,5 ft -Wf 4,1658 lbf lbm 6. Daya pompa, Ws Wf Q ρ 4,1658 0,01 61,458 Ws 0, 0061 hp 550 550

Jika effisiensi pompa 75 % 0,0061 Maka daya aktual motor 0, 008 hp 0,75 LC.1 Menara Destilasi (KD-101) Jenis : sieve-tray Kondisi Operasi : Temperatur : 9.61 0 C Tekanan : 1 atm Data : Dari perhitungan neraca massa, didapat: light key (LK) etanol heavy key (HK) air R DM 0,977 X HF 0,965 R D 1,466 X LF 0,04 X LW 0,00 D 118,06 kg/jam X HW 0,997 W 149,78 kg/jam X HD 0,096 α LD.01 X LD 0,904 α LW.9 Mencari tahap minimum dengan menggunakan persamaan: N m log[(x LDD / X HDD)(X HW W / X LW W)] (Geankoplis, 1997) log( α ) L,av dimana α L,av α LD.α LW α L,av.01.9.7 log[(0.904 / 0.096) (0.997 / 0.00)] N m 10,14 11 tahap.7

N N m 1 + 54.4X X 1 Y 1 exp 0. 5 + (Walas, 1988) N 1 11 + 117.X X R d R dimana, X R + 1 d dm 1,466 0,977 X 0.1 1,466 + 1 Y 1+ 54.4 0.1 0.1 1 exp. 11 117. 0.1 0.1 + 1 0 5 0.406 N N m Y N + 1 N m + Y N 1 Y 11+ 0.406 N 19.711 0 tahap 1 0.406 Maka, jumlah tahap teoritis 0 tahap 19 tray teoritis + 1 reboiler Efisiensi tray 85%, maka jumlah tray 19. 5 trays 4 tahap 0.85 Penentuan Umpan Masuk dengan persamaan: Ne X HF W X LW log 0.06 log (Geankoplis, 1997) Ns X LF D X HD Ne log Ns 0.965 149,78 0.00 0.06 log 0.04 118,06 0.096 Ne log -0.176 Ns Ne 0.91 Ns N e 0.78 N s N N e + N s 4 0.78 N s + N s N s 1 N e 4 1 11 Jadi, umpan masuk pada piring ke 11 dari atas.

Disain kolom Destilasi Direncanakan : Jarak tray (t) 0.4 m (Treybal, 1984) Hole diameter (d o ) 6 mm (Treybal, 1984) Space between hole center (p ) 1 mm (Treybal, 1984) Weir height (h w ) 5 cm (Treybal, 1984) Pitch triangular ¾ in (Treybal, 1984) Data : Suhu dan tekanan pada destilasi adalah 65.610 K dan 1 atm Tabel Komposisi bahan pada alur Vd Komponen alur Vd(kmol/jam) %mol Mr %mol x Mr EtOH 79,859 0.904 46.070 41.647 HO 8,481 0.096 18.016 1.79 Avg.mol wieght 88,4 4.76 Laju alir gas (G`) 88,4 kmol/jam 0.045 kmol/s 4.76 7 ρ v 1.446 kg/m.4 65.610 65.610 Laju alir volumetrik gas (Q) 0.045.4 0.749 m /s 7 Tabel Komposisi bahan pada alur Lb bahan F (kg/jam) N (kmol/jam) Ρ (kg/m) V (m ) %vol ρ (kg/m) EtOH 18,1 0,94 511.79 0,054 0.010 5,15 HO 5064,8 81,099 1614.,17 0.909 1459,111 Glukosa 98,557 0.5475 0.6 0,981 0.0859 8,960 Total 5180,964 8,0401,4708 1 149,786 Laju alir massa cairan (L`) 5180,964 kg/jam 1.491 kg/s 1.491 Laju alir volumetrik cairan (q) 0.00096 m /s 149,786 Surface tension (σ) 0.04 N/m (Lyman, 198) A A A A o a o a q ρ Q' ρ d o 0.907 p' 0.006 0.907 0.68 0.010 L V 1/ 0.00096 149.786 0.749 1.446 1/ 0.04 0.1 dikarenakan nilainya kurang dari 0.1, maka digunakan 0.1 (Treybal,1984).

α 0.0744t + 0.0117 0.0744(0.4) + 0.0117 0.04149 β 0.004t + 0.05 0.004(0.4) + 0.05 0.0716 C F α log V F 1 (q/q)(ρ + β σ L / ρ V ) 0.0 1 0.04 0.04149 log + 0.0716 1.4 0.0 0.0511 ρ L ρ V CF ρ V 0,5 149.786 1.446 0.0511 1.446 0,8064 m/s 0,5 Asumsi 80 % kecepatan luapan (Treybal, 1984) V 0.8 0,8064 0,6451 m/s 0.749 A n 1,19 m 0,6451 0, 0, Untuk W 0,7T dari tabel 6.1 Treybal, diketahui bahwa luas daerah semburan bawah sebesar 8,8%. 1,19 A t 1,491 1 0,088 m Column Diameter (T) [4(1,491)/π] 0.5 1,614 m 49,661 in Weir length (W) 0.7(1,614) 0.88 m Downsput area (A d ) 0.088(1,491) 0.1099 m Active area (A a ) A t A d 1,491 (0.1099) 1,09 m Tinggi puncak (h 1 ) Misalkan h 1 0.05 m h 1 /T 0.05/1,614 0.0198 W W W eff eff W W W eff T W 1,614 0.88 T W 1 0,5 0.614 0.88 h1 + T 1 0,5 T W (,0407) { 1,001+ ( 0.0198)( 1.485) } (Treybal,1984) 0.05 1,614 + 1,614 0.88

W eff 0.8815 W h 1 0.666 q W / Weff W / / 0.00096 h1 0.666 0.988 0.88 h 1 0.0067 m / ( ) perhitungan diulangi dengan memakai nilai h 1 0.0067 m hingga nilai h 1 konstan pada nilai 0.0069 m. Perhitungan Pressure Drop Dry pressure drop A o 0.68 1,09 0.4 m Q 0.749 u o, 1487 A 0.4 o d o C o 1.09 l 0.5 untuk h o 6 mm, l/d o 0. (Tabel 6., Treybal, 1984) 0.5 1 C o 1.09 1.449 0. u o ρ v h d 51.0 C o ρ L,1487 1.446 h d 51.0 1.449 149,786 h d 0, mm 0.000 m Hydraulic head h h L L V z Q A a a 0.749 1,09 0,7140 m/s T + W 1,614 + 0.88 1,07 m 0.0061 + 0.75 h w 0.8 h w V ρ a 0,5 V q + 1.5 z 0.0061+ 0.75 (0.05) 0,8 (0.05)(0,7140)(1.446) 0,5 + 1.5 0.00096 1,07

h L 0.0 m Residual pressure drop 6 σ g c h R ρ d g L o 6 (0.04) (1) h R 0.007 m 149,786 (0.006)(9.8) Total gas pressure drop h G h d + h L + h R h G 0. 000 + 0.0 + 0.007 h G 0.061 m Pressure loss at liquid entrance A da 0.05 W 0.0 m h h g q A da 0.00096 g 0.0 0.0009 m Backup daerah semburan bawah h h G + h h 0.061 + 0.0009 h 0.064 m Pengecekan luapan h w + h 1 + h 0.05 + 0.0069 + 0.064 h w + h 1 + h 0.09 m t/ 0.4/ 0. m karena nilai h w + h 1 + h lebih kecil dari t/, maka spesifikasi ini dapat diterima, artinya dengan rancangan plate seperti ini diharapkan tidak terjadi luapan. Spesifikasi kolom destilasi Tinggi kolom 4 0.4 m 9.6 m 1 4 Tinggi tutup ( 1,614) 0.15 m Tinggi total 9.6 + (0.15) 10,06 m l Tebal tray d o d o

0.167 6 1,00 mm Tekanan operasi 1 atm 14.694 psi Faktor kelonggaran 0 % Maka, P design (1.) (14.694) 17,65 psi Joint efficiency 0.85 Allowable stress 1650 psia Tebal shell tangki: (Brownell,1959) (Brownell,1959) PD t SE -1,P (17,65)(49,661) t 0.0407 in (1650)(0.85) -1.(17,65) Faktor korosi 0.15 in Maka tebal shell yang dibutuhkan 0.0407 in + 0.15 in 0.1657 in Tebal shell standar yang digunakan /16 in (Brownell,1959) LC.1 Kondensor (K-101) Jenis : shell and tube exchanger Deskripsi : Tabel Deskripsi Kondensor DESCRIPTION Unit SHELL SIDE TUBE SIDE Hot Fluid Cold Fluid 1 Fluid Type Camp. etanol Cold water In Out In Out Temperature (T) C 9.61 81.14 5 50 F 199 178 77 1 Total Flow (W) kg/h 81.0 958,40 lb/h 848.706 096,48 4 Total Heat kj/h 99571,679 Transfer (Q) Btu/h 9475,71 5 Pass 1 4 6 Length (L) Ft - 1 In - 144 7 OD Tubes In - 0.75 8 BWG - 16

9 Pitch (Square) In - 1 Mencari Δt LMTD Δt ln Δt 1 (Kern, 1965) ( Δt / Δt ) 1 untuk aliran counter: Δt Δt 1 T 1 T t t Keterangan : T 1 & T Suhu masuk dan keluar fluida panas, 0 F t 1 & t Suhu masuk dan keluar fluida dingin, 0 F 1 (199 1) (178 77) LMTD 88. (199 1) ln (178 77) o F Koreksi LMTD (CMTD) CMTD (Δt) LMTD Ft R S T 1 0.46 t t 1 T t t 1 1 199 178 1 77 1 0.7 T t 1 77 199 178 Dari Fig. 18, Kern, 1988 didapat Ft 0.97 CMTD (Δt) 88. 0.97 85.67 0 F Caloric Temperature (T c dan t c ) T t T1 + T 199 + 178 c 188.5 t1 + t 77 + 1 99.5 0 F c 0 F Menghitung jumlah tubes yang digunakan Dari Tabel 8. Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas light organic dan fluida dingin air, diperoleh U D 75 150, faktor pengotor (R d ) 0,00 Diambil U D 90 Btu/jam ft F a. Luas permukaan untuk perpindahan panas,

Q 9475,71 A 1,40 ft U Δt 90 85.67 D Luas permukaan luar (a ) 0.196 ft /ft (Tabel 10. Kern, 1965) Jumlah tube, N A 1,40 ft t 5, 0 buah " L a 1 ft 0.196 ft /ft Nilai terdekat adalah 0 buah dengan ID shell 8 in (Tabel 9. Kern, 1965) b. Koreksi U D (Koefisien menyeluruh kotor) U D Q A Δt A 0.196 1 0 47,11 ft 9475,71 U D,8 Btu/ h ft 0 F 47,11 85,67 Penentuan R D design: 1. Flow Area (a) a. shell side ID C' B a s (Kern, 1965) 144 Pt Keterangan: C 1 0.75 0.5 in B.67 in 8 0.5.67 a s 0.07 ft 144 1 b. tube side Nt a' t a t 144 n a t 0.0 (Tabel 10, Kern, 1965) 0 0.0 at 0.0104 ft 144 4. Mass Velocity (G) a. shell side W Gs (Kern, 1965) a s

848,706 Gs 780,865 lb/h ft 0.07 W G L N t 848,706 G 70,786 lb/ft h 16 0 b. tube side (Kern, 1965) W Gt (Kern, 1965) a t 096,48 Gt 0156,077 lb/h ft 0.0104 V V Gt 600ρ 0156,077 600 64,48 8.690 fps. Koefisien Perpindahan Panas a. shell side asumsi awal h o 00 Btu/hr ft F b. tube side untuk V 8,690 fps (99.5 0 F), h i 1700 Btu/hr ft F (Fig 5, Kern, 1965) h io h i ID OD 0.6 h io 1700 1405,9 Btu/hr ft F 0.75 Temperatur dinding (T w ) T w t + ( T t ) c ho hio + ho c T w 99.5 ( 188.5 99.5) 110,56 Temperatur film (t f ) t f T 1 + T c 00 + o F 1405,9 + 00 w 199 + 110,56 154,768 0 F untuk t f didapat data sebagai berikut:

μf 1. lb/ft h kf 0.1 Btu/ ft h ºF sf 0.5 kg/l dari nilai G 70,786 lb/h ft dan data-data pada t f didapat, h o sebenarnya 180 Btu/ft h (fig 1.9, Kern, 1965) 4. Koefisien perpindahan panas menyeluruh bersih (Uc) h Uc h io io h + h o o 1405,9 180 Uc 159,569 Btu/ h ft 0 F 1405,9 + 180 5. Faktor Pengotor (R D ) R D R D U U C C U U D D 159,569,8 0.06 159,569,8 R D hitung R D ketentuan, maka spesifikasi dapat diterima. 6. Bilangan Reynold (N Re ) a. shell side Re s De Gs μ f ( π 0.75 / 4) 0.08 in 4 1 De 1 π 0.75 0.08 780,865 Re s 15168,8576 1. b. tube side D Gt Re t μ D ID tube 0.6 in (Tabel 10. Kern, 1965) 0,6 /1 0156,077 Re t 6715,744 1,645 Perhitungan Pressure Drop :

a. Shell side s 10 1 f G D (N + 1) Δ Ps (Kern, 1965) 5. 10 D s φ e s untuk R e 15168,8576, f 0.00 ft /in (Fig.9, Kern, 1965) (N+1) L/B (Kern, 1965) 144 /.67 5,9 ΔP s 0.00 780,865 8 5,9.5 0,4467 psi 5. 10 0.08 1. 1 0 10 ΔP s yang diperbolehkan adalah 10 psi, maka ΔP s dapat diterima. b. Tube side t 10 f G L N Δ Pt (Kern, 1965) 5. 10 ID s φ t untuk R e 6715,744, f 0.0001 ft /in (Fig.6, Kern, 1965) ΔP t 0.0001 0156,077 1 4 10 5, 10 0,6/1 1 1 7,1psi Δ P r 4n V ' s g ΔP r Δ P T V untuk G t 0156, 077, ' 0, (Fig.7, Kern, 1965) g 4 4 0,,4 psi 1 ΔP t + ΔP Δ P T 9, 61psi r ΔP T yang diperbolehkan adalah 10 psi, maka ΔP T dapat diterima. LC.14 Tangki Penampung Distilat (T-10) Jenis sambungan : Double welded butt joints Tabel Komposisi Distilat Komp. F ρ V %V ρ camp EtOH 677.94 0.789 4661.509 0.9681 0.768 HO 15.9 0.998 15.597 0.019 0.018 Total 81. 4815.1181 1 0.7956

Kondisi operasi : Temperatur 81.14 C Tekanan 1 atm Laju alir massa 81, kg/jam Kebutuhan perancangan 5 menit Faktor kelonggaran 15 % Densitas campuran 0.795 kg/l 49,601 lb/ft Perhitungan: a. Volume tangki 81, kg/jam x 5 mnt x Volume larutan, V l 795 kg/m 1 jam 60 mnt 0.401m Volume tangki, V t (1 + 0.15) 0.401 m 0.461 m Fraksi volum 0.401 / 0.461 0.8698 Untuk Fraksi volum 0.8698 maka H/D 0.815 (Tabel 10.64, Perry, 1999) α Volume tangki, V t LR sin α cos α (Perry, 1999) 57.0 Dimana cos α 1-H/D cos α 1-(0.815) cos α -0.6 α 19,05 derajat Asumsi panjang tangki (L t ) m α Maka, volume tangki, V t LR sin α cos α 57.0 19,05 0.461 R sin19,05cos19. 05 57.0 R (radius) 0.588 m D (diameter) 1.176 m 46,991 in H s (tinggi cairan) 0,956 m,164 ft b. Spesifikasi Tangki

Tebal shell, PD t + Cc (Peters, 00) SE 1,P P P operasi + P h (H s 1) ρ Ph 144, psi,164-1 P h 49, 601 0.76 psi 144 P (14.694 + 0.76) 1.15 17.747 psi (faktor kelonggaran 15%) Joint efficiency (E) 0.85 (Peters, 00) Allowable stress (S) 18750 psi (Brownell,1959) Allowable corrosion (Cc) 0.15 in/10 thn (Peters, 00) Maka, tebal shell: (17.747 psi) (49,991in) t + 0.15 (18750 psi)(0,85) 1,(17.747 psi) 0.151 in Tebal shell standar yang digunakan /16 in Tebal head, Diameter tutup diameter tangki 1.176 m Ratio axis L:D 1: 4 Hh 1 L h D 1. 176 0.94 m D 4 L t (panjang tangki) L s (panjang shell) L s + L h m (0.94 m) 1.41 m (Brownell,1959) Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell sehingga tebal tutup 1/4 in. LC.15 Pompa Refluks Destilasi (P-105) Jenis Kondisi operasi : centrifugal pump Temperatur 81,14 0 C Densitas larutan (ρ) 0,7956 kg/l 49,601 lbm/ft Viskositas larutan (μ) 0,40 cp 0,0008 lb m /ft s Laju alir massa (F) 71,19 kg/jam,069 lb m /s

F,069 lbm/s Laju alir volumetrik, Q 0,0415 ft /s ρ 49,601lbm/ft 0,45 0,1 i, opt,9qf ρ D 0,45 0,1,9(0,0415 ft /s) (49,601lbm/ft ) 1,5475 in 0,189 ft Ukuran spesifikasi pipa :(Appendix A-5 Geankoplis) Ukuran pipa nominal 1,5 in Schedule pipa 40 Diameter dalam (ID) 1,61 in 0,1417 ft Diameter luar (OD) 1,9 in 0,158 ft Luas penampang dalam (A t ) 0,01414ft Q Kecepatan linier, Bilangan Reynold, 0,0415 ft v A t 0,0141 ft /s,949 ft/s N ρ v D μ ( 49,601lbm/ft )(,949 ft/s)( 0,14 ft) Re 0,0008 lbm/ft 6981,460 Karena N Re > 100, maka aliran turbulen. 0,079 Untuk pipa sainless steel diperoleh f 0,00486 (esposito, 1994) Nre 0,5 Instalasi pipa: Pipa lurus 16 ft ; (0,00486 )(,949 ft/s) (16 ft) 0,100 ft.lbf/lbm (,174 lbm.ft/lbf.s )(0,14 ft) F (,949 ft/s) 1 gate valve, F (1)(0,19) 0,0087 ft.lbf/lbm (,174 lbm.ft/lbf.s ) 1 Tee, (,949 ft/s) F (1,8) 0,081 ft.lbf/lbm (,174 lbm.ft/lbf.s ) 1 kontraksi, 1 ekspansi, (,949 ft/s) F (0,55) 0,051 ft.lbf/lbm (1) (,174 lbm.ft/lbf.s ) (,949 ft/s) F (1)(1) 0,0456 ft.lbf/lbm (1) (,174 lbm.ft/lbf.s )

Total Friksi : Σ F 0,4715 ft.lbf/lbm g v (peters, 004) g α g c c Kerja pompa : W ΔZ + Δ + Δ ( Pv) + Σ F Tinggi pemompaan, Δz 1,5 ft Static head, Δz g g c 1,5ft lb /lb Δv Velocity head, 0 ; Pressure head, g Maka : W 1,9715 ft.lbf/lbm Daya pompa : P W Q ρ efisiensi pompa 80 % : c f m Δ P 0 ρ ( 1,9715 ft.lbf/lbm)( 0,0415 ft /s)( 49,601lbm/ft ) 8,7764 P 550x0,8 0,0654 Hp Digunakan pompa dengan daya standar 0,1 Hp. 8,7764 Daya motor : 0,1Hp 0,11765Hp : digunakan motor 0,1 Hp 0,85 LC.16 Pompa I Destilasi (P-106) Jenis : centrifugal pump Kondisi operasi Temperatur 81,14 0 C Densitas larutan (ρ) 0,795 kg/l 49,601 lbm/ft Viskositas larutan (μ) 0,40 cp 0,0008 lb m /ft s Laju alir massa (F) 118,06 kg/jam 0,0656 lb m /s F 0,0656 lbm/s Laju alir volumetrik, Q ρ 49,601lbm/ft 0,001 ft /s 0,45 0,1 i, opt,9qf ρ D 0,45 0,1,9(0,001 ft /s) (49,601lbm/ft ) 0,57 in 0,071 ft Ukuran spesifikasi pipa : (Appendix A-5 Geankoplis) Ukuran pipa nominal 1,5 in

Schedule pipa 40 Diameter dalam (ID) 1,8 in 0,115 ft Diameter luar (OD) 1,66 in 0,18 ft Luas penampang dalam (A t ) 0,01040 ft Q Kecepatan linier, 0,001 ft v A t 0,01040 ft /s 0,15 ft/s Bilangan Reynold, N ρ v D μ ( 49,601lbm/ft )( 0,15 ft/s)( 0,1149 ft) Re 0,0008 lbm/ft 545,714 Karena N Re > 100, maka aliran turbulen. 0,079 Untuk pipa sainlessl steel diperoleh f 0,0111 (esposito, 1994) Nre 0,5 Instalasi pipa: Pipa lurus 0 ft ; (0,0111)(0,15 ft/s) (0 ft) 0,0018 ft.lbf/lbm (,174 lbm.ft/lbf.s )(0,1149 ft) F elbow 90 0 (0,15 ft/s), F ()(0,75) 0,0044 ft.lbf/lbm (,174 lbm.ft/lbf.s ) 1 gate valve, 1 kontraksi, (0,15 ft/s) F (1)(0,19) 0,0007 ft.lbf/lbm (,174 lbm.ft/lbf.s ) (0,15 ft/s) F (0,55) 0,0011 ft.lbf/lbm (1) (,174 lbm.ft/lbf.s ) 1 ekspansi, (0,15 ft/s) F (1)(1) 0,00 ft.lbf/lbm (1) (,174 lbm.ft/lbf.s ) Total Friksi : Σ F 0,00967 ft.lbf/lbm g v W ΔZ + Δ + + (peters, 004) g α g c c Kerja pompa : Δ ( Pv) Σ F Tinggi pemompaan, Δz 1 ft Static head, Δz g g c 1ft lb /lb f m

Δv Velocity head, 0 ; Pressure head, g Maka : W 1,00967 ft.lbf/lbm Daya pompa : P W Q ρ efisiensi pompa 80 % : c Δ P 0 ρ ( 1,00967 ft.lbf/lbm)( 0,001 ft /s)( 49,601lbm/ft ) 0,894 P 0,00Hp 550x0,8 Digunakan pompa dengan daya standar 0,05 Hp. 0,894 Daya motor : 0,05Hp 0,058Hp : digunakan motor 0,06 Hp 0,85 LC.17 Pompa II Destilasi (P-107) Jenis : centrifugal pump Kondisi operasi Temperatur 9,61 0 C Densitas larutan (ρ) 1,10 kg/l 68,7954 lbm/ft Viskositas larutan (μ) 0,171 cp 0,00011 lb m /ft s Laju alir massa (F) 149,78 kg/jam 0,7498 lb m /s F 0,7498 lbm/s Laju alir volumetrik, Q ρ 68,7954 lbm/ft 0,0109 ft /s 0,45 0,1 i, opt,9qf ρ D 0,45 0,1,9(0,0109 ft /s) (68,7954 lbm/ft ) 0,8847 in 0,077 ft Ukuran spesifikasi pipa : (Appendix A-5 Geankoplis) Ukuran pipa nominal 0,5 in

Schedule pipa 40 Diameter dalam (ID) 0,6 in 0,0518 ft Diameter luar (OD) 0,84 in 0,0699 ft Luas penampang dalam (A t ) 0,04 in 0,0011 ft Q Kecepatan linier, 0,0109 ft v A t 0,0011 ft /s 5,1659 ft/s Bilangan Reynold, N ρ v D μ ( 68,7954 lbm/ft )( 5,1659 ft/s)( 0,0518 ft) Re 0,0001 lbm/ft 16756,66 Karena N Re > 100, maka aliran turbulen. 0,079 Untuk pipa sainlessl steel diperoleh f 0,009 (esposito, 1994) Nre 0,5 Instalasi pipa: Pipa lurus 15 ft ; (0,009)(5,1659 ft/s) (15 ft) 1,8719 ft.lbf/lbm (,174 lbm.ft/lbf.s )(0,0518 ft) F 1 elbow 90 0 (5,1659 ft/s), F (1)(0,75) 0,060 ft.lbf/lbm (,174 lbm.ft/lbf.s ) 1 gate valve, (5,1659 ft/s) F (1)(0,19) 0,015 ft.lbf/lbm (,174 lbm.ft/lbf.s ) (5,1659 ft/s) 1 kontraksi, F (0,55) 0,0441 ft.lbf/lbm (1) (,174 lbm.ft/lbf.s ) (5,1659 ft/s) 1 ekspansi, F (1)(1) 0,080 ft.lbf/lbm (1) (,174 lbm.ft/lbf.s ) Total Friksi : Σ F,0716 ft.lbf/lbm g v W ΔZ + Δ + + (peters, 004) g α g c c Kerja pompa : Δ ( Pv) Σ F Tinggi pemompaan, Δz 5 ft

Static head, Δz g g c 5ft lb /lb Δv Velocity head, 0 ; Pressure head, g Maka : W 7,0716 ft.lbf/lbm c f m Δ P 0 ρ Daya pompa : P W Q ρ ( 7,0716 ft.lbf/lbm)( 0,0109 ft /s)( 68,7954lbm/ft ) 5,07 efisiensi pompa 80 % : P 0,010Hp 550x0,8 Digunakan pompa dengan daya standar 0,05 Hp. 5,07 Daya motor : 0,05Hp 0,0588Hp : digunakan motor 0,06 Hp 0,85 LC.18 Reboiler (RB-101) Jenis : shell and tube exchanger Deskripsi : Tabel LC.. Deskripsi Reboiler DESCRIPTION Unit SHELL SIDE TUBE SIDE Cold Fluid Hot Fluid 1 Fluid Type Camp. etanol steam In Out In Out Temperature (T) C 9.61 97. 00 00 F 198.698 07 9 9 Total Flow (W) kg/h 5180.964 881,0 lb/h 1198.11 1989,04 4 Total Heat kj/h 1646,987 Transfer (Q) Btu/h 0517,04 5 Pass 1 6 Length (L) ft - 1 in - 144

7 OD Tubes in - 1 8 BWG - 10 9 Pitch (Square) in - 1.5 Mencari Δt LMTD Δt ln Δt 1 (Kern, 1965) ( Δt / Δt ) 1 (9 07) (9 198.698) LMTD 190 (9 07) ln (9 198.698) o F Koreksi LMTD (CMTD) CMTD (Δt) LMTD Ft R S T 1 0 t t 1 T t t 1 1 9 9 07 198.698 1 0.04 T t R 0, maka Ft 1 CMTD (Δt) 190 1 190 0 F 07 198.698 9 198.698 Caloric Temperature (T c dan t c ) T t T + T 9 + 9 1 c 9 0 F t1 + t 07 + 198.698 0.85 0 F c Menghitung jumlah tubes yang digunakan Dari Tabel 8. Kern, 1965, reboiler untuk fluida dingin light organic dan fluida panas steam, diperoleh U D 100 00, faktor pengotor (R d ) 0,00 Diambil U D 100 Btu/jam ft F a. Luas permukaan untuk perpindahan panas, Q 0517,04 A 1,0798ft U Δt 100 190 D

Luas permukaan luar (a ) 0.618 ft /ft (Tabel 10. Kern, 1965) Jumlah tube, N A 1,0798 ft t 0, 44buah " L a 1 ft 0.618 ft /ft Nilai terdekat adalah 16 buah dengan ID shell 8 in (Tabel 9. Kern, 1965) b. Koreksi U D (Koefisien menyeluruh kotor) U D Q A Δt dimana, A a' ' L Nt A 0.618 1 6,8 ft 0517,04 U D 17,186 Btu/ h ft 0 F 6,8 190 Penentuan R D design: 1. Flow Area (a) a. shell side ID C' B a s (Kern, 1965) 144 Pt Keterangan: C 1.5 1 0.5 in B 4 in 8 0.5 4 a s 0.0555 ft 144 1 b. tube side Nt a' t a t 144 n a t 0.41 (Tabel 10, Kern, 1965) 16 0.41 at 0.04 ft 144. Mass Velocity (G) a. shell side W Gs (Kern, 1965) a s

1198,11 Gs 0571,549 lb/h ft 0.0555 b. tube side W Gt (Kern, 1965) a t 1989,04 Gt 88591,45 lb/h ft 0.04. Koefisien Perpindahan Panas a. shell side asumsi awal h o 00 Btu/hr ft F b. tube side untuk steam, h io 1500 Btu/ ft F Temperatur dinding (T w ) T w t + ( T t ) c ho hio + ho c T w 0.85 ( 9 0.85) 4.8 (Δt) w T w t c c 00 + o F 1500 + 00 4.8 0.85 1,5 o F dari fig. 15.11, Kern, 1965, nilai h o > 00, maka h o 00 Btu/hr ft F 4. Koefisien perpindahan panas menyeluruh bersih (Uc) h Uc h io io h + h o o 1500 00 Uc 50 Btu/ h ft 0 F 1500 + 00 5. Faktor Pengotor (R D ) R D R D U U C C U U D D 50 17,186 0.054 50 17,186

R D hitung R D ketentuan, maka spesifikasi dapat diterima. 6. Pengecekan nilai flux Q < A 0000 0517,04 19001,0 1,0798 nilai flux < 0000, maka perhitungan memenuhi. Perhitungan Pressure Drop : a. Shell side ΔP s diabaikan b. Tube side D Gt Re t μ D ID tube 0.7 in (Tabel 10. Kern, 1965) (0.7/1) 88591,45 Re t 178, 0.041 untuk R e 178,, f 0.00008 ft /in (Fig.6, Kern, 1965) t 10 f G L N Δ Pt (Kern, 1965) 5. 10 ID s φ ΔP t Δ P r ΔP r Δ P T 0.00008 88591,45 1 0,48psi 10 5. 10 0.7/1 0.857 1 4n V ' s g t V untuk G t 88591, 45, ' 0.001 (Fig.7, Kern, 1965) g 4 0.001 0.009 psi 0.857 ΔP t + ΔP r Δ P T 0,48 + 0,009 0, 49 psi ΔP T yang diperbolehkan adalah 10 psi, maka ΔP s dapat diterima.

LC.19 Pompa Reboiler (P-108) Jenis Kondisi operasi : centrifugal pump Temperatur 9,61 0 C Densitas larutan (ρ) 1,10 kg/l 68,7954 lbm/ft Viskositas larutan (μ) 0,171 cp 0,00011 lb m /ft s Laju alir massa (F) 5180,964 kg/jam,878 lb m /s F,878 lbm/s Laju alir volumetrik, Q ρ 68,7954 lbm/ft 0,45 0,1 i, opt,9qf ρ D 0,0418 ft /s 0,45 0,1,9(0,0418 ft /s) (68,7954 lbm/ft ) 1,6198 in 0,149 ft Ukuran spesifikasi pipa : (Brownell, 1959) Ukuran pipa nominal 0,5 in Schedule pipa 40 Diameter dalam (ID) 0,6 in 0,0518 ft Diameter luar (OD) 0,84 in 0,0699 ft Luas penampang dalam (A t ) 0,04 in 0,0011 ft Q Kecepatan linier, 0,0418 ft v A t 0,0011 ft /s 19,8104 ft/s Bilangan Reynold, N ρ v D μ ( 68,7954 lbm/ft )( 19,8104 ft/s)( 0,0518 ft) Re 0,00011lbm/ft 641785, Karena N Re > 100, maka aliran turbulen. 0,079 Untuk pipa sainlessl steel diperoleh f 0,008 (esposito, 1994) Nre 0,5 Instalasi pipa: Pipa lurus 15 ft ; (0,008)(19,8104 ft/s) (15 ft) 65,677 ft.lbf/lbm (,174 lbm.ft/lbf.s )(0,0518 ft) F 1 elbow 90 0 (19,8104 ft/s), F (1)(0,75) 0,07 ft.lbf/lbm (,174 lbm.ft/lbf.s )

1 gate valve, (19,8104 ft/s) F (1)(0,19) 0,0584 ft.lbf/lbm (,174 lbm.ft/lbf.s ) 1 kontraksi, 1 ekspansi, (19,8104 ft/s) F (0,55) 0,169 ft.lbf/lbm (1) (,174 lbm.ft/lbf.s ) (19,8104 ft/s) F (1)(1) 0,076 ft.lbf/lbm (1) (,174 lbm.ft/lbf.s ) Total Friksi : Σ F 66,406 ft.lbf/lbm g v W ΔZ + Δ + (peters, 004) g α g c c Kerja pompa : + Δ ( Pv) Σ F Tinggi pemompaan, Δz 5 ft Static head, Δz g g c 5ft lb /lb Δv Velocity head, 0 ; Pressure head, g Maka : W 71,406 ft.lbf/lbm Daya pompa : P W Q ρ efisiensi pompa 80 % : c f m Δ P 0 ρ ( 71,406 ft.lbf/lbm)( 0,0418 ft /s)( 68,7954lbm/ft ) 1068,06 P 550x0,8,74Hp Digunakan pompa dengan daya standar,5 Hp. 1068,06 Daya motor :,5Hp,941Hp : digunakan motor Hp 0,85 LC.0 Bak Penampung cake Filter Press I (B-101) Bentuk : persegi panjang Kondisi Operasi : Tekanan : 1 atm Suhu : 5 0 C Laju alir massa : 90,197 kg/jam ρ bahan : 1. kg/l Faktor Kelonggaran : 0 %

Perhitungan : a. Volume Bak 90,197 kg / jam 1 jam Volume fltrat, V l 0,0676 m 1,kg / m Volume cake 1 hari proses 4 0,0676 1,64 m Volume bak, V b (1 + 0,) 1,64 m 1,9469 m b. Ukuran Bak Penampung Direncanakan, p : l : t 1 : 1 : / Vb p l t / x x 1, 9469 x 1,409 m maka, panjang 1,409 m lebar 1,409 m tinggi 0,959 m LC.1 Bak Penampung cake Filter Press II (B-10) Bentuk : persegi panjang Kondisi Operasi : Tekanan : 1 atm Suhu : 5 0 C Laju alir massa : 47,6 kg/jam ρ bahan : 104,819 kg/l Faktor Kelonggaran : 0 % Perhitungan : a. Volume Bak

47,6kg / jam 1 jam Volume fltrat, V l 0,05 m 104,819kg / m Volume cake 1 hari proses 4 0,05 4,97 m Volume bak, V b (1 + 0,) 4,97 m 5,916 m c. Ukuran Bak Penampung Direncanakan, p : l : t 1 : 1 : / Vb p l t / x x 5, 916 x 4,67 m maka, panjang 4,67 m lebar 4,67 m tinggi,844 m LC. Heater (H-101) Jenis Deskripsi HE : Tabel Deskripsi Heater : shell and tube exchanger DESCRIPTION Unit SHELL SIDE TUBE SIDE Cold Fluid Hot Fluid 1 Fluid Type Camp. Etanol Steam In Out In Out Temperature (T) C 0.00 80.00 10.00 100.00 o F 86.00 176.00 48.00 1.00 Total Flow (W) kg/h 1467,774 14007,100 lb/h 9,10 0815,60 4 Total Heat kj/h 44046,819

Transfer (Q) Btu/h 609,18 5 Pass 1 6 Length (L) ft - 16 in - 19 7 OD Tubes in - 0.75 8 BWG - 10 9 Pitch (Square) in - 1 Mencari Δt LMTD Δt ln Δt 1 (Kern, 1988) ( Δt / Δt ) (1 176) (48 86) LMTD 84 (1 176) ln (48 86) Koreksi LMTD (CMTD) CMTD (Δt) LMTD Ft R S T 1 1 0,4 t t 1 T t t 1 1 1 48 176 86 1 0,55 T t 176 86 48 86 Dikarenakan R 0, maka F t 1 CMTD (Δt) 84 1 84 0 F o F Caloric Temperature (T c dan t c ) T t T1 + T 48 + 1 c 54 t1 + t 176 + 86 19 0 F c 0 F Menghitung jumlah tubes yang digunakan Dari Tabel 8. Kern, 1965, untuk heater fluida dingin medium organic- fluida panas steam, diperoleh U D 50 100, faktor pengotor (R d ) 0.00. Diambil U D 77 Btu/jam ft F

a. Luas permukaan untuk perpindahan panas, Q 609,18 A 19,8 ft U Δt 77 19 D Luas permukaan luar (a ) 0.196 ft /ft (Tabel 10. Kern, 1965) Jumlah tube, N A 19,8 ft t 6, 16 buah " L a 16 ft 0.196 ft /ft Nilai terdekat adalah 5 buah dengan ID shell 10 in (Tabel 9. Kern, 1965) b. Koreksi U D (Dirt Overall Heat Transfer Coefficient) U D Q A Δt A 0.196 16 5 16, ft 609,18 U D,769 Btu/ h ft 0 F 16, 84 Penentuan R D design: 1 Flow Area (a) a. shell side ID C' B a s (Kern, 1965) 144 Pt C 1 0.75 0.5 in B,5 in 10 0.5.5 a s 0.04 ft 144 1 b. tube side a t Nt a' t 144 n a t 0.18 (Tabel 10, Kern, 1965) 5 0.18 a t 0.0 ft 144 Mass Velocity (G) a. shell side

W Gs (Kern, 1965) a s 9,10 Gs 75095,419 lb/h ft 0.04 b. tube side W Gt (Kern, 1965) a t 0815,60 Gt 9806,667 lb/h ft 0.0 Bilangan Reynold (N Re ) a. shell side De Gs Re s μ ( π 0.75 / 4) 0.08 in 4 1 De 1 π 0.75 0,08 75095,419 Re s 468,489 1,8 b. tube side D Gt Re t μ D ID tube 0.48 in (Tabel 10. Kern, 1965) (0.48 /1) 9806,667 Re t 957750,48 0.09 4 Koefisien Perpindahan Panas a. shell side h o D k e 0.14 1 μ jh Pr (Kern, 1965) μw Dari fig.8, Kern, 1965 didapat jh 5 Cp μ 1,76 1,8 Pr 1,4 k 0,106

h o 0.08 0.106 5 1,4 1 μ μ w 0.14 h o 17,98 b. tube side μ μ w 0.14 h io 1500 Btu/ h ft 0 F (Kern, 1965) dikarenakan viskositas etanol rendah, maka ho 17,98 Btu/ h ft 0 F μ μ w 0.14 1 5 Clean Overall Heat Transfer Coefficient (Uc) h Uc h io io h + h o o 1500 17,98 Uc 117,9 Btu/ h ft 0 F 1500 + 17,98 6 Dirt Factor (R D ) R D R D U U C C U U D D 117,9,769 0.04 117,9,769 R D hitung R D ketentuan, maka spesifikasi dapat diterima. Perhitungan Pressure Drop : a. Shell side s 10 f G D (N + 1) Δ Ps (Kern, 1965) 5. 10 D s φ e s untuk R e 468,489, f 0.005 ft /in (Fig.9, Kern, 1965) (N+1) L/B (Kern, 1965) (19 /,5) 76.8

ΔP s 0.005 75095,419 10 76.8 8,15 psi 10 5. 10 0.08 0.18 1 ΔP s yang diperbolehkan adalah 10 psi, maka ΔP s dapat diterima. b. Tube side t 10 f G L N Δ Pt (Kern, 1965) 5. 10 ID s φ t untuk R e 957750, 48, f 0.00015 ft /in (Fig.6, Kern, 1965) ΔP t Δ P r 0.00015 9806,667 16 10 5. 10 0.48/1 1 1 4n V ' s g,15 psi ΔP r Δ P T V untuk G t 9806, 667, ' 0.0011 (Fig.7, Kern, 1965) g 4 0.0011 0,009 psi 1 ΔP t + ΔP Δ P T,15 + 0,009, 561 psi r ΔP T yang diperbolehkan adalah 10 psi, maka ΔP s dapat diterima

LAMPIRAN D PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN UTILITAS LD.1 Bak Pengendapan (BP) Fungsi : untuk menampung dan mengendapkan kotoran terbawa dari sumur bor Bentuk : bak dengan permukaan persegi Konstruksi : beton kedap air Densitas air pada suhu 0 o C : 996 kg/m Direncanakan lama penampungan 1 jam, maka : Jumlah air masuk 1 jam 00,664 kg/jam Faktor keamanan 0 % Volume bak 1, 00,664 996 4,14 m Panjang (p) tinggi bak (t) Lebar (l) tinggi bak (t) Maka, V p l t 4,14 6t 4,14 t 6 1,590 m 5,16 ft diperoleh : t 1,590 m 5,16 ft p 4,770 m 15,649 ft l,180 m 10,4 ft

LD. Tangki Pelarutan Aluminium Sulfat Al (SO 4 ) (TP-101) Fungsi : membuat larutan Aluminium Sulfat Al (SO 4 ) Bentuk : silinder tegak dengan alas dan tutup datar Bahan konstruksi : plate steel SA-167, Tipe 04 Kondisi pelarutan : Temperatur 0 o C Tekanan 1 atm Jumlah air yang diolah 00,664 kg/jam Jumlah alum yang dibutuhkan asumsi 50 ppm dari jumlah air yang diolah. 50 00,664 6 10 1,001 kg/jam Tangki pelarutan aluminium sulfat dirancang untuk 1 hari Banyak alum yang dilarutkan 4 1,001 4,04 kg Densitas Al (SO 4 ) 16,1 kg/m Faktor keamanan 0 % Ukuran tangki Volume larutan, V 1 4,04 0,059 m 0, 16,1 Volume tangki, V t 1, 0,059 m 0,071 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D:H 1: V 4 1 π D H (Brownell, 1959) 0,071 m 4 1 π D 0,071 m 4 π D 1 D Maka, D 0,11 m H 0,9 m 1,00 ft,061 ft Tinggi Al (SO 4 ) dalam tangki 0,059 m 1 π (0,11 m) 4 0,787 m

Tebal dinding tangki Direncanakaj digunakan bahan konstruksi plate steel SA-167, Tipe 04 Dari tabel 1.1 Brownell & Young (1979), diperoleh data : Allowable stress (s) 1750 Efisiensi sambungan (E) 0,8 Faktor korosi,( CA ) 1/8 in Tekanan operasi, P o 1 atm 14,7 psi Faktor keamanan tekanan 0 % Tekanan desain 1, P o 17,64 psi Tebal dinding silinder tangki t PD SE 1, + CA P ( Brownell, 1959) (17,64)(1,00) 1 + 0, 15 (1750)(0,8) 1,(17,64) 0,16 in Dari tabel 5.4 Brownell & Young (1979) dipilih tebal tangki standar /16 in. Daya pengaduk Tipe pengaduk : marine propeller dengan jarak pitch D i D t /D i, Baffle 4 (Brown, G.G 1960) D t 1,00 ft D i 0,40 ft Kecepatan pengadukan, N 400 rpm 6,667 rps Viskositas Al (SO 4 ) 6,7 10-4 lbm/ft.det (Kirk Othmer, 1967) Dari persamaan.4-1, Geankoplis untuk bilangan Reynold adalah N Re ρ N (Di) μ (85,095)(6,667)(0,40) 6,7 10 4 9,759 10 5 Untuk N Re 9,759 10 5 diperoleh N Po Sehingga dari persamaan.4- Geankoplis : P N Po N g c Di 5 ρ

5 ()(6,667) (0,40) (85,095),174 550 0,01 Efisiensi motor penggerak 80 % Daya motor penggerak 0,01 0,016 0,8 Maka daya motor yang dipilih 0,05 hp LD. Tangki Pelarutan Natrium Karbonat (Na CO ) (TP-10) Fungsi : membuat larutan Natrium Karbonat (Na CO ) Bentuk : silinder tegak dengan alas dan tutup datar Bahan konstruksi : plate steel SA-167, Tipe 04 Kondisi pelarutan : Temperatur 0 o C Tekanan 1 atm Jumlah air yang diolah 00,664 kg/jam Jumlah alum yang dibutuhkan asumsi 7 ppm dari jumlah air yang diolah. 7 00,664 0,541 kg/jam 6 10 Tangki pelarutan aluminium sulfat dirancang untuk 1 hari Banyak alum yang dilarutkan 4 0,541 1,984 kg Densitas Na CO 17 kg/m Faktor keamanan 0 % Ukuran tangki Volume larutan, V 1 1,984 0,0 m 0, 17 Volume tangki, V t 1, 0,0 m 0,040 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D:H 1: V 4 1 π D H (Brownell, 1959) 0,040 m 4 1 π D 0,040 m 4 π D 1 D

Maka, D 0,57 m H 0,771 m 0,84 ft,59 ft Tinggi Na CO dalam tangki 0,0 m 1 π (0,57 m) 4 0,65 m Tebal dinding tangki Direncanakaj digunakan bahan konstruksi plate steel SA-167, Tipe 04 Dari tabel 1.1 Brownell & Young (1979), diperoleh data : Allowable stress (s) 1750 Efisiensi sambungan (E) 0,8 Faktor korosi,( CA ) 1/8 in Tekanan operasi, P o 1 atm 14,7 psi Faktor keamanan tekanan 0 % Tekanan desain 1, P o 17,64 psi Tebal dinding silinder tangki t PD SE 1, + CA P (Brownell, 1959) (17,64)(0,84) 1 + 0, 15 (1750)(0,8) 1,(17,64) 0,14 in Dari tabel 5.4 Brownell & Young (1979) dipilih tebal tangki standar /16 in. Daya pengaduk Tipe pengaduk : marine propeller dengan jarak pitch D i D t /D i, Baffle 4 (Brown, G.G 1960) D t 0,84 ft D i 0,81 ft Kecepatan pengadukan, N 400 rpm 6,667 rps Viskositas Na CO,69 10-4 lbm/ft.det (Kirk Othmer, 1967) Dari persamaan.4-1, Geankoplis untuk bilangan Reynold adalah N Re ρ N (Di) μ

(8,84)(6,667)(0,81),69 10 4 1,18 10 5 Untuk N Re 1,18 10 5 diperoleh N Po 1 Sehingga dari persamaan.4- Geankoplis : P N Po N g c Di 5 ρ 5 (1)(6,667) (0,81) (8,84),174 550 0,00 Efisiensi motor penggerak 80 % Daya motor penggerak 0,00 0,00 0,8 Maka daya motor yang dipilih 0,05 hp LD.4 Tangki Pelarutan Asam Sulfat (H SO 4 ) (TP-10) Fungsi : membuat larutan Asam Sulfat (H SO 4 ) Bentuk : silinder tegak dengan alas dan tutup datar Bahan konstruksi : plate steel SA-167, Tipe 04 Kondisi pelarutan : Temperatur 0 o C Tekanan 1 atm H SO 4 yang digunakan mempunyai konsentrasi 50 % (% berat) Laju massa H SO 4 4,60 kg/hari 1 regenerasi 7 hari Densitas H SO 4 50 % 187 kg/m 86,587 lbm/ft Kebutuhan perancangan 7 hari Faktor keamanan 0 % Ukuran tangki Volume larutan, V 1 4,60 0,06 m 0,5 187 Volume tangki, V t 1, 0,06 m 0,076 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D:H 1: V 4 1 π D H (Brownell, 1959)

0,076 m 1 π D 4 1 D 0,076 m 4 π D Maka, D 0,17 m H 0,951 m 1,040 ft,10 ft Tinggi H SO 4 dalam tangki 0,06 m 1 π (0,17 m) 4 0,797 m Tebal dinding tangki Direncanakaj digunakan bahan konstruksi plate steel SA-167, Tipe 04 Dari tabel 1.1 Brownell & Young (1979), diperoleh data : Allowable stress (s) 1750 Efisiensi sambungan (E) 0,8 Faktor korosi,( CA ) 1/8 in Tekanan operasi, P o 1 atm 14,7 psi Faktor keamanan tekanan 0 % Tekanan desain 1, P o 17,64 psi Tebal dinding silinder tangki t PD SE 1, + CA P (Brownell, 1959) (17,64)(1,040) 1 + 0, 15 (1750)(0,8) 1,(17,64) 0,16 in Dari tabel 5.4 Brownell & Young (1979) dipilih tebal tangki standar /16 in. Daya pengaduk Tipe pengaduk : marine propeller dengan jarak pitch D i D t /D i, Baffle 4 (Brown, G.G 1960) D t 1,040 ft D i 0,47 ft Kecepatan pengadukan, N 400 rpm 6,667 rps

Viskositas H SO 4,69 10 - lbm/ft.det (Kirk Othmer, 1967) Dari persamaan.4-1, Geankoplis untuk bilangan Reynold adalah N Re ρ N (Di) μ (86,587)(6,667)(0,47),69 10 1,884 10 5 Untuk N Re 1,884 10 5 diperoleh N Po 1 Sehingga dari persamaan.4- Geankoplis : P N Po N g c Di 5 ρ 5 (1)(6,667) (0,47) (86,587),174 550 0,007 Efisiensi motor penggerak 80 % Daya motor penggerak 0,007 0,8 0,009 Maka daya motor yang dipilih 0,05 hp LD.5 Tangki Pelarutan Natrium Hidroksida (NaOH) (TP-104) Fungsi : membuat larutan Natrium Hidroksida (NaOH) Bentuk : silinder tegak dengan alas dan tutup datar Bahan konstruksi : plate steel SA-167, Tipe 04 Kondisi pelarutan : Temperatur 0 o C Tekanan 1 atm H SO 4 yang digunakan mempunyai konsentrasi 50 % (% berat) Laju massa NaOH,7 kg/hari 1 regenerasi 7 hari Densitas NaOH 50 % 1518 kg/m 94,765 lbm/ft Kebutuhan perancangan 7 hari Faktor keamanan 0 % Ukuran tangki Volume larutan, V 1,7 0,00 m 0,5 1518

Volume tangki, V t 1, 0,00 m 0,06 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D:H 1: V 4 1 π D H (Brownell, 1959) 0,06 m 4 1 π D 0,06 m 4 π D 1 D Maka, D 0,47 m H 0,741 m 0,810 ft,41 ft Tinggi NaOH dalam tangki 0,00 m 1 π (0,47 m) 4 0,65 m Tebal dinding tangki Direncanakaj digunakan bahan konstruksi plate steel SA-167, Tipe 04 Dari tabel 1.1 Brownell & Young (1979), diperoleh data : Allowable stress (s) 1750 Efisiensi sambungan (E) 0,8 Faktor korosi,( CA ) 1/8 in Tekanan operasi, P o 1 atm 14,7 psi Faktor keamanan tekanan 0 % Tekanan desain 1, P o 17,64 psi Tebal dinding silinder tangki t PD SE 1, + CA P (Brownell, 1959) (17,64)(0,810) 1 + 0, 15 (1750)(0,8) 1,(17,64) 0,1 in Dari tabel 5.4 Brownell & Young (1979) dipilih tebal tangki standar /16 in. Daya pengaduk Tipe pengaduk : marine propeller dengan jarak pitch D i

D t /D i, Baffle 4 (Brown, G.G 1960) D t 0,810 ft D i 0,70 ft Kecepatan pengadukan, N 400 rpm 6,667 rps Viskositas NaOH 4,0 10-4 lbm/ft.det (Kirk Othmer, 1967) Dari persamaan.4-1, Geankoplis untuk bilangan Reynold adalah N Re ρ N (Di) μ (94,765)(6,667)(0,70) 4,0 10 4 1,071 10 5 Untuk N Re 1,884 10 5 diperoleh N Po 1 Sehingga dari persamaan.4- Geankoplis : P N Po N g c Di 5 ρ 5 (1)(6,667) (0,70) (94,765),174 550 0,00 Efisiensi motor penggerak 80 % Daya motor penggerak 0,00 0,00 0,8 Maka daya motor yang dipilih 0,05 hp LD.6 Clarifier (CL) Fungsi : memisahkan endapan (flok) yang terbentuk karena penambahan alum dan soda abu Bahan : Carbon steel SA-5 Grade B Laju massa air 00,664 kg/jam 5561,851 gr/det Laju massa Al (SO 4 ) 1,001 kg/jam 0,78 gr/det Laju massa Na CO 0,541 kg/jam 0,150 gr/det Massa total 556,79 gr/det ρ air 0,996 gr/ml ρ Al (SO 4 ) 1,6 gr/ml ρ Na CO 1,7 gr/ml

V ρ m 5561,851 V air 5584, 188 ml 0,996 0, 78 V Al(SO4) 1, 6 0,04 ml 0,150 V NaCO 0, 11 ml 1,7 V total ρ campuran 5584,505 ml m v campuran campuran 556,79 5584,505 0,966 gr/cm ρ partikel (0,78 + 0,150) 0,78 0,150 + 1,6 1,7 0,48 0,17 1,50 gr/cm kecepatan terminal dihitung dengan menggunakan : ( ρ s ρ) gdp υ s 18μ Dimana : υ s : kecepatan terminal pengendapan, cm/det ρ s : densitas partikel campuran pada 0 o C ρ : densitas larutan pada 0 o C D p : diameter partikel 0,00 cm g : percepatan gravitasi 980 cm/det μ : viskositas larutan pada 0 o C 0,045 gr/cm.det (Perry, 1997) maka, (1,50 0,996) 980 0,00 υ s 0,0 cm/det 18 0,045 Ukuran clarifier Laju volumetrik, Q 556,79 0,996 5584,617 cm /det Q 4 10-4 D (Ulrich, 1984) Dimana : Q : laju alir volumetrik umpan, cm /det

D : diameter clarifier, m Sehingga : 1 Q 5584,617 D 76, 515 4 4 4.10 4.10 Ditetapkan tinggi clarifier, H 4,5 m 14,764 ft 1,77 m 1,60 ft Waktu pengendapan : H t t 4,5 m 100cm 1m υ 0,0cm / det s 500 det 6,5 jam Tebal dinding clarifier Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-5, Grade B Dari tabel 1.1 Brownell&Young (1979), diperoleh data : Allowable stress (s) 1750 Efisiensi sambungan (E) 0,8 Faktor korosi 1/8 in Tekanan operasi, P o 1 atm 14,7 psi Faktor keamanan tekanan 0 % Tekanan desain, P 1, P o 17,64 psi Tebal dinding tangki t PD SE 1, + CA P (Brownell, 1959) (17,64)(1,60) 1 + 0, 15 (1750)(0,8) 1,(17,64) 0,5 in Dari tabel 5.4 Brownell&Young dipilih tebal tangki ¼ in. Daya clarifier P 0,006 D (Ulrich, 1984) Dimana : P : daya yang dibutuhkan clarifier, kw P 0,006 (,77) 0,084 hp 0,06 kw

LD.7 Sand Filter (SF) Fungsi : menyaring air yang berasal dari clarifier Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal Bahan : Carbon Steel SA-5 Grade B Laju alir massa : 004,06 kg/jam Densitas air pada 0 o C: 996 kg/m Tangki direncanakan menampung air setiap ¼ jam Faktor keamanan : 0 % Maka, Volume air 004,06 kg / jam 0,5 jam 996 kg / m 5,06 m Volume tangki 1, 5,06 6,01 m Direncanakan perbandingan tinggi penyaring dengan diameter (H s : D) :1 tinggi head dengan diameter (H h : D) 1:6 V s π D π H s D π (D) D 1,57 D (Brownell, 1959) 4 4 π V h D 0,11 D 4 V t V s + V h 6,01 1,57 D + 0,11 D D 6,01 1,701 1,55 m 5,00 ft H s D (1,55),050 m 10,006 ft H h 1/6 D 1/6 (1,55) 0,55 m 0,87 ft Sehingga, tinggi tangki,050 + (0, 55),560 m 11,679 ft Volume air 5,06 m π D V shell,71 m,71 Tinggi air (Ha), 050,51 m 7,85 ft 5,06 Tebal dinding tangki Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-5, Grade B Dari tabel 1.1 Brownell&Young (1979), diperoleh data :

Allowable stress (s) 1750 Efisiensi sambungan (E) 0,8 Faktor korosi 1/8 in Tekanan operasi, P o 1 atm 14,7 psi Faktor keamanan tekanan 0 % Tekanan desain, P 1, P o 17,64 psi Tebal dinding tangki t PD SE 1, + CA P (Brownell, 1959) (17,64)(5,00) 1 + 0, 15 (1750)(0,8) 1,(17,64) 0,177 in Dari tabel 5.4 Brownell&Young dipilih tebal tangki /16 in. LD.8 Menara Air (MA) Fungsi : mendistribusikan air untuk berbagai keperluan Jenis : silinder tegak dengan tutup dan alas datar Bahan : Plate stell SA-167, Tipe 04 Laju alir massa : 004,06 kg/jam Densitas air pada 0 o C: 996 kg/m Faktor keamanan : 0 % Maka, Volume air 004,06 kg / jam 996 kg / m 0,105 m Volume tangki 1, 0,105 4,16 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder H D 1 V πd H 4 (Brownell, 1959) V 4 πd 4,16 4 πd D,17 m 7,16 ft H 6,516 m 1,78 ft

Tebal dinding tangki Direncanakan digunakan bahan konstruksi Plate stell SA-167, Tipe 04 Dari tabel 1.1 Brownell&Young (1979), diperoleh data : Allowable stress (s) 1750 Efisiensi sambungan (E) 0,8 Faktor korosi 1/8 in Tekanan operasi, P o 1 atm 14,7 psi Faktor keamanan tekanan 0 % Tekanan desain, P 1, P o 17,64 psi Tebal dinding tangki t PD SE 1, + CA P (Brownell, 1959) (17,64)(7,16) 1 + 0, 15 (1750)(0,8) 1,(17,64) 0,199 in Dari tabel 5.4 Brownell&Young dipilih tebal tangki ¼ in. LD.9 Menara Pendingin Air (WCT) Fungsi : mendinginkan air pendingin bekas dari temperatur 40 o C menjadi 5 o C Jenis : Mechanical Draft Cooling Tower Bahan konstruksi : Carbon Stell SA-5 Grade B Jumlah : 1 unit Kondisi operasi : Suhu air masuk menara (T L ) 40 o C 104 o F Suhu air keluar menara (T L1 ) 5 o C 77 o F Suhu udara (T G1 ) 5 o C 77 o F Dari gambar 1-14, Perry, 1999, diperoleh suhu bola basah, T w 70 o C Dari kurva kelembaban, diperoleh H 0,00 kg uap air/kg udara kering Dari gambar 1-14, Perry, 1999, diperoleh konsentrasi air 1,5 gal/ft.menit Densitas air (40 o C) 988 kg/m Laju massa air pendingin 1716,89 kg/jam Laju volumetrik air pendingin 1716,89 / 988 1,74 m /jam

Kapasitas air, Q 1,74 m /jam 64,17 gal/m / 60 menit/jam 56,101 gal/menit Faktor keamanan 0% Luas menara, A 1, (kapasitas air/konsentrasi air) 1, (56,101 gal/menit)/(1,5 gal/ft.menit) 5,857 ft Laju alir air tiap satuan luas (L) (1716,89kg / jam)(1 jam)(,808 ft) (5,857 ft )(600 s)(1 m ) 0,15 kg/s.m Perbandingan L : G direncanakan 5 : 6 Sehingga laju alir gas tiap satuan luas (G) 0,180 kg/m.s Perhitungan tinggi menara : Dari pers. 9.-8, Geankoplis 1997 : Hy 1 (1,005 + 1,88 H)(T 1 -T 0 ) + (501,4 H) (1,005 + 1,88 0,00)(5-0) + 501,4 (0,00) 76,09 kj/kg 76,09.10 J/kg Dari pers. 10.5-, Geankoplis 1997 : G (Hy Hy 1 ) Lc L (T L T L1 ) 0,180 (Hy 76,09.10 ) 0,15 (4,187.10 )(40-5) Hy 151,111.10 J/kg Entalpi 10^(J/kg) 500 450 400 50 00 50 00 150 100 50 0 0 0 40 60 80 Suhu (C) kesetimbangan garis operasi Gambar LD.1 Grafik Entalpi dan Temperatur Cairan pada Cooling Tower (CT)

y G dhy Ketinggian menara, z M. k. a Hy * Hy G H H y1 (Geankoplis, 1997) Tabel LD.1 Perhitungan Entalpi dalam Penentuan Tinggi Menara Pendingin Hy Hy* 1/(Hy*-Hy) 76,09 80 0,56 101,1 105 0,56 16,106 10 0,57 151,111 175 0,04 0. 0.5 1/(Hy*-Hy) 0. 0.15 0.1 0.05 0 0 50 100 150 00 Hy Gambar LD. Kurva Hy terhadap 1/(Hy*-Hy) Luasan daerah di bawah kurva dari Gambar LD. : H y H y1 dhy Hy * Hy 1,986 Estimasi k G.a 1,07.10-7 kg.mol/s.m (Geankoplis, 1997) 0,180 Maka ketinggian menara, z 1, 986 1,006 m 7 5 9 (1,07.10 )(1,01.10 ) Diambil performance menara 90%, maka dari gambar 1-15 Perry, 1999, diperoleh tenaga kipas 0,0 hp/ft. Daya yang diperlukan 0,0 hp/ft 10,88 ft 0, hp Digunakan daya standart 0,5 hp

LD.10 Penukar Kation/Cation Exchanger (CE) Fungsi Bentuk Bahan konstruksi : mengurangi kesadahan air : Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal : Carbon Stell SA-8 Grade C Kondisi penyimpanan : Temperatur : 0 o C Tekanan : 1 atm Laju massa air 59,78 + 1,818 595,096 kg/jam Densitas air 996 kg/m Faktor keamanan 0 % Ukuran Cation Exchanger 595,096 Va 5,959 m 996 Maka volume Cation Exchanger 1, 5,959 7,151 m Direncanakan perbandingan tinggi silinder dengan diameter (H s : D) :1 tinggi head dengan diameter (H h :D) 1:6 Vs 4 π D H s 4 π D (D) 4 π D,55 D π Vh D 0,11 D 4 Vt Vs + Vh 7,151,55 D + 0,11 D D 7,151,486 1,4 m 4,665 ft H s D 4,66 m 1,996 ft H h 1/6 D 0,7 m 0,777 ft Sehingga tinggi tangki 4,66 + (0,7) 4,740 m 15,551 ft V air 5,959 m V sheel πd,009 m Tinggi air (H a ),009 5,959 4,66,514 m 8,48 ft

Tebal dinding tangki Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-8, Grade C Dari tabel 1.1 Brownell&Young (1979), diperoleh data : Allowable stress (s) 1650 Efisiensi sambungan (E) 0,8 Faktor korosi 1/8 in Tekanan operasi, P o 1 atm 14,7 psi Faktor keamanan tekanan 0 % Tekanan desain, P 1, P o 17,64 psi Tebal dinding tangki t PD SE 1, + CA P (Brownell, 1959) (17,64)(4,665) 1 + 0, 15 (1650)(0,8) 1,(17,64) 0,174 in Dari tabel 5.4 Brownell&Young dipilih tebal tangki /16 in. LD.11 Penukar Anion/Anion Exchanger (AE) Fungsi : mengurangi kesadahan air Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal Bahan konstruksi : Carbon Stell SA-8 Grade C Kondisi penyimpanan : Temperatur : 0 o C Tekanan : 1 atm Laju massa air 595,096 + 0,946 596,04 kg/jam Densitas air 996 kg/m Faktor keamanan 0 % Ukuran Anion Exchanger 596,04 Va 5,959 m 996 Maka volume Anion Exchanger 1, 5,959 7,151 m Direncanakan perbandingan tinggi silinder dengan diameter (H s : D) :1 tinggi head dengan diameter (H h :D) 1:6

Vs 4 π D H s 4 π D (D) 4 π D,55 D π Vh D 0,11 D 4 Vt Vs + Vh 7,151,55 D + 0,11 D D 7,151,486 1,4 m 4,665 ft H s D 4,66 m 1,996 ft H h 1/6 D 0,7 m 0,777 ft Sehingga tinggi tangki 4,66 + (0,7) 4,740 m 15,551 ft V air 5,959 m V sheel Tinggi air (H a ) πd,009 5,959,009 m 4,66,514 m 8,48 ft Tebal dinding tangki Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-8, Grade C Dari tabel 1.1 Brownell&Young (1979), diperoleh data : Allowable stress (s) 1650 Efisiensi sambungan (E) 0,8 Faktor korosi 1/8 in Tekanan operasi, P o 1 atm 14,7 psi Faktor keamanan tekanan 0 % Tekanan desain, P 1, P o 17,64 psi Tebal dinding tangki t PD SE 1, + CA P (Brownell, 1959) (17,64)(4,665) 1 + 0, 15 (1650)(0,8) 1,(17,64) 0,174 in Dari tabel 5.4 Brownell&Young dipilih tebal tangki /16 in.

LD.1 Deaerator (D) Fungsi : menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air umpan ketel Bentuk : Silinder horizontal dengan tutup ellipsoidal Bahan konstruksi : Plate Stell SA-167 Tipe 04 Kondisi penyimpanan : Temperatur : 0 o C Tekanan : 1 atm Laju massa air 596,04 kg/jam Densitas air 996 kg/m Faktor keamanan 0 % Ukuran Deaerator 596,04 Va 5,959 m 996 Maka volume Deaerator 1, 5,959 7,151 m Direncanakan perbandingan tinggi silinder dengan diameter (H s : D) :1 tinggi head dengan diameter (H h :D) 1:6 Vs 4 π D H s 4 π D (D) 4 π D,55 D π Vh D 0,11 D 4 Vt Vs + Vh 7,151,55 D + 0,11 D D 7,151,486 1,4 m 4,665 ft H s D 4,66 m 1,996 ft H h 1/6 D 0,7 m 0,777 ft Sehingga tinggi tangki 4,66 + (0,7) 4,740 m 15,551 ft V air 5,959 m V sheel πd,009 m Tinggi air (H a ),009 5,959 4,66,514 m 8,48 ft

Tebal dinding tangki Direncanakan digunakan bahan konstruksi Plate Stell SA-167 Tipe 04 Dari tabel 1.1 Brownell&Young (1979), diperoleh data : Allowable stress (s) 1650 Efisiensi sambungan (E) 0,8 Faktor korosi 1/8 in Tekanan operasi, P o 1 atm 14,7 psi Faktor keamanan tekanan 0 % Tekanan desain, P 1, P o 17,64 psi Tebal dinding tangki t PD SE 1, + CA P (Brownell, 1959) (17,64)(4,665) 1 + 0, 15 (1650)(0,8) 1,(17,64) 0,174 in Dari tabel 5.4 Brownell&Young dipilih tebal tangki /16 in. LD.1 Ketel Uap (B) Fungsi Jenis Bahan konstruksi : menyediakan uap untuk keperluan proses : pipa api : Carbon Steel Kondisi operasi : Uap jenuh yang digunakan bersuhu 00 C Dari steam table, Smith, 1987, diperoleh kalor laten steam 105,56 Btu/lb m Kebutuhan uap 9666,9 kg/jam 6566,058 lb m /jam Perhitungan: Menghitung Daya Ketel Uap 4,5 P 970, W H dimana: P daya boiler, hp W kebutuhan uap, lb m /jam H kalor laten steam, Btu/lb m

Maka, 6566,058 105,56 P 001,877 hp 5,4 970, Menghitung Jumlah Tube Luas permukaan perpindahan panas, A P 10 ft /hp 001,877 hp 10 ft /hp 0018,77 ft Direncanakan menggunakan tube dengan spesifikasi: Panjang tube, L 0 ft Diameter tube in Luas permukaan pipa, a 0,917 ft /ft (Kern, 1965) Sehingga jumlah tube, N t A ' L a 0018,77 77,691 70 buah 0 0,917 LD.14 Pompa Sumur Bor (P-101) Fungsi : memompa air dari sumur bor ke bak pengendapan Jenis : pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Cast Iron Kondisi operasi : Temperatur : 0 o C Densitas air : 996 kg/m 6,178 lbm/ft (Perry, 1997) Viskositas air : 0,85 cp 5,71 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997) Laju alir massa (F) : 00,664 kg/jam 1,6 lbm/det Laju alir volume, Q F 1,6 lbm / det : ρ 6,178 lbm / ft 0,197 ft /s Diameter optimum, D e,9 Q 0,45 ρ 0,1 (Timmerhouse, 1991),9 (0,197) 0,45 (6,178) 0,1,1 in Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih : Ukuran pipa nominal :,5 in

Schedule pipa : 40 Diameter dalam (ID) :,548 in 0,96 ft Diameter luar (OD) : 4,000 in 0, ft Luas penampang dalam (Ai) : 0,06870 ft Kecepatan linier, v Q 0,197 ft / s 0,06870 ft A i,868 ft/s ρ v D Bilangan Reynold, N Re μ Untuk cast iron, ε 0,005 ft (6,178)(,868)(0,96) 944,08 5,71.10 4 ε 0,005 Kekasaran relatif 0, 017 ID 0,96 Untuk aliran turbulen, f 0,079 0,079 4,51. 10 0,5 0,5 N Re 944,08 Instalasi pipa : Panjang pipa vertikal, L 1 4 m 1,1 ft Panjang pipa horizontal, L 5 m 16,404 ft buah gate valve fully open (L/D 1, Appendix C-a, Foust, 1980) L 1 0,96 7,696 ft 1 buah elbow standard 90 o (L/D 0, Appendix C-a, Foust, 1980) L 4 1 0 0,96 8,880 ft Panjang pipa total (ΣL) 1,1 + 16,404 + 7,696 + 8,880 46,10 ft Faktor gesekan, F f v L (4,51.10 )(,868) (46,10) g D (,174)(0,96) 0,090 ft.lb f /lbm Tinggi pemompaan, Δz,5 m 8,0 ft Static head, Δz g g c c 8,0 ft.lbf /lbm Velocity head, Δv g c,868,174 0,18 Pressure head, Δ P 0 ρ

W s Δz g Δv + g c g c + Δ P ρ + F 8,0 + 0,18 + 0 + 0,090 8,40 ft.lb f /lbm W Q ρ Tenaga pompa, P s (8,40)(0,197)(6,178) 550 550 Untuk efisiensi 80%, maka : 0,188 Tenaga pompa yang dibutuhkan 0,5 hp 0,8 Digunakan daya pompa 0,5 hp 0,188 hp LD.15 Pompa Bak Pengendapan (P-10) Fungsi : memompa air dari bak pengendapan ke clarifier Jenis : pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Cast Iron Kondisi operasi : Temperatur : 0 o C Densitas air : 996 kg/m 6,178 lbm/ft (Perry, 1997) Viskositas air : 0,85 cp 5,71 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997) Laju alir massa (F) : 00,664 kg/jam 1,6 lbm/det Laju alir volume, Q F 1,6 lbm / det : ρ 6,178 lbm / ft 0,197 ft /s Diameter optimum, D e,9 Q 0,45 ρ 0,1 (Timmerhouse, 1991),9 (0,197) 0,45 (6,178) 0,1,1 in Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih : Ukuran pipa nominal :,5 in Schedule pipa : 40 Diameter dalam (ID) :,548 in 0,96 ft Diameter luar (OD) : 4,000 in 0, ft Luas penampang dalam (Ai) : 0,06870 ft

Kecepatan linier, v Q 0,197 ft / s 0,06870 ft A i,868 ft/s ρ v D Bilangan Reynold, N Re μ Untuk cast iron, ε 0,005 ft (6,178)(,868)(0,96) 944,08 5,71.10 4 ε 0,005 Kekasaran relatif 0, 017 ID 0,96 Untuk aliran turbulen, f 0,079 0,079 4,51. 10 0,5 0,5 N Re 944,08 Instalasi pipa : Panjang pipa vertikal, L 1 6 m 19,685 ft Panjang pipa horizontal, L 6 m 19,685 ft buah gate valve fully open (L/D 1, Appendix C-a, Foust, 1980) L 1 0,96 7,696 ft 1 buah elbow standard 90 o (L/D 0, Appendix C-a, Foust, 1980) L 4 1 0 0,96 8,880 ft Panjang pipa total (ΣL) 19,685 + 19,685 + 7,696 + 8,880 55,946 ft Faktor gesekan, F f v L (4,51.10 )(,868) (55,946) g D (,174)(0,96) 0,109 ft.lb f /lbm Tinggi pemompaan, Δz 5,5 m 18,044 ft Static head, Δz g g c c 18,044 ft.lbf /lbm Velocity head, Δv g c,868,174 0,18 Pressure head, Δ P 0 ρ W s Δz g Δv + g c g c + Δ P ρ + F 18,044 + 0,18 + 0 + 0,190 18,6 ft.lb f /lbm

W Q ρ Tenaga pompa, P s (18,6)(0,197)(6,178) 550 550 Untuk efisiensi 80%, maka : Tenaga pompa yang dibutuhkan Digunakan daya pompa 0,5 hp 0,41 0,8 0,51 hp 0,41 hp LD.16 Pompa Tangki Al (SO 4 ) (P-10) Fungsi : memompa Al (SO 4 ) ke clarifier Jenis : pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Cast Iron Kondisi operasi : Temperatur : 0 o C Densitas Al (SO 4 ) : 87,9 lbm/ft (Perry, 1997) Viskositas Al (SO 4 ) : 6,719 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997) Laju alir massa (F) : 1,001 kg/jam 0,0006 lbm/det Laju alir volume, Q F 0,0006 lbm / det : ρ 87,9 lbm / ft 6,84.10-6 ft /s Diameter optimum, D e :,9 Q 0,45 ρ 0,1 (Timmerhouse, 1991),9 (6,84.10-6 ) 0,45 (87,9) 0,1 0,74 in Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih : Ukuran pipa nominal : /8 in Schedule pipa : 40 Diameter dalam (ID) : 0,49 in 0,041 ft Diameter luar (OD) : 0,675 in 0,056 ft Luas penampang dalam (Ai) : 0,001 ft Kecepatan linier, v 6 Q 6,84.10 ft / s 0,001 ft A i 5,11.10 - ft/s Bilangan Reynold, N Re ρ v D μ (87,9)(5,11.10 6,719.10 4 )(0,041) 6,789

Untuk cast iron, ε 0,0045 ft ε 0,0045 Kekasaran relatif 0, 109 ID 0,041 16 16 Untuk aliran laminar, f 0, 597 N Re 6,789 Instalasi pipa : Panjang pipa vertikal, L 1 6 m 19,685 ft Panjang pipa horizontal, L 6 m 19,685 ft buah gate valve fully open (L/D 1, Appendix C-a, Foust, 1980) L 1 0,041 1,066 ft 1 buah elbow standard 90 o (L/D 0, Appendix C-a, Foust, 1980) L 4 1 0 0,041 1,0 ft Panjang pipa total (ΣL) 19,685 + 19,685 + 1,066 + 1,0 41,666 ft Faktor gesekan, F f v L (0,597)(5,11.10 ) (41,666) g D (,174)(0,041) c 4,86.10-8 ft.lb f /lbm Tinggi pemompaan, Δz 5,7 m 18,7 ft Static head, Δz g g c 18,7 ft.lbf /lbm Velocity head, Δv g c (5,11.10 ),174 7,974.10-11 Pressure head, Δ P 0 ρ W s Δz g Δv + g c g c + Δ P ρ + F 18,7 + 7,974.10-11 + 0 + 4,86.10-8 18,7 ft.lb f /lbm Tenaga pompa, P Untuk efisiensi 80%, maka : W s Q ρ (18,7)(6,84.10 550 550 6 )(87,9).10-5 hp

Tenaga pompa yang dibutuhkan Digunakan daya pompa 0,001 hp 5.10 0,8,5.10-5 hp LD.17 Pompa Tangki Na CO (P-104) Fungsi : memompa Na CO ke clarifier Jenis : pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Cast Iron Kondisi operasi : Temperatur : 0 o C Densitas Na CO : 8,84 lbm/ft (Perry, 1997) Viskositas Na CO :,689 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997) Laju alir massa (F) : 0,541 kg/jam 0,000 lbm/det Laju alir volume, Q F 0,000 lbm / det : ρ 8,84 lbm / ft,61.10-6 ft /s Diameter optimum, D e :,9 Q 0,45 ρ 0,1 (Timmerhouse, 1991),9 (,61.10-6 ) 0,45 (8,84) 0,1 0,144 in Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih : Ukuran pipa nominal : ¼ in Schedule pipa : 40 Diameter dalam (ID) : 0,64 in 0,00 ft Diameter luar (OD) : 0,540 in 0,045 ft Luas penampang dalam (Ai) : 0,0007 ft Kecepatan linier, v 6 Q,61.10 ft / s 0,0007 ft A i 5,09.10 - ft/s ρ v D Bilangan Reynold, N Re μ Untuk cast iron, ε 0,0045 ft (8,84)(5,09.10,689.10 4 ε 0,0045 Kekasaran relatif 0, 15 ID 0,00 )(0,00),59

16 16 Untuk aliran laminar, f 0, 49 N Re,59 Instalasi pipa : Panjang pipa vertikal, L 1 6 m 19,685 ft Panjang pipa horizontal, L 6 m 19,685 ft buah gate valve fully open (L/D 1, Appendix C-a, Foust, 1980) L 1 0,00 0,780 ft 1 buah elbow standard 90 o (L/D 0, Appendix C-a, Foust, 1980) L 4 1 0 0,00 0,900 ft Panjang pipa total (ΣL) 19,685 + 19,685 + 0,780 + 0,900 41,050 ft Faktor gesekan, F f v L (0,49)(5,09.10 ) (41,050) g D (,174)(0,00) c 5,6.10-8 ft.lb f /lbm Tinggi pemompaan, Δz 5,7 m 18,7 ft Static head, Δz g g c 18,7 ft.lbf /lbm Velocity head, Δv g c (5,09.10 ),174 7,815.10-11 Pressure head, Δ P 0 ρ W s Δz g Δv + g c g c + Δ P ρ + F 18,7 + 7,815.10-11 + 0 + 5,6.10-8 18,7 ft.lb f /lbm Tenaga pompa, P Untuk efisiensi 80%, maka : W s Q ρ (18,7)(,61.10 550 550 6 )(8,84) 1,019.10-5 hp Tenaga pompa yang dibutuhkan Digunakan daya pompa 0,001 hp 5 1,019.10 0,8 1,74.10-5 hp

LD.18 Pompa Sand Filter (P-105) Fungsi : memompa air dari sand filter ke menara air Jenis : pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Cast Iron Kondisi operasi : Temperatur : 0 o C Densitas air : 996 kg/m 6,178 lbm/ft (Perry, 1997) Viskositas air : 0,85 cp 5,71 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997) Laju alir massa (F) : 004,06 kg/jam 1,7 lbm/det Laju alir volume, Q F 1,7 lbm / det : ρ 6,178 lbm / ft 0,197 ft /s Diameter optimum, D e :,9 Q 0,45 ρ 0,1 (Timmerhouse, 1991),9 (0,197) 0,45 (6,178) 0,1,1 in Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih : Ukuran pipa nominal :,5 in Schedule pipa : 40 Diameter dalam (ID) :,548 in 0,96 ft Diameter luar (OD) : 4,000 in 0, ft Luas penampang dalam (Ai) : 0,06870 ft Kecepatan linier, v Q 0,197 ft / s 0,06870 ft A i,868 ft/s ρ v D Bilangan Reynold, N Re μ Untuk cast iron, ε 0,005 ft (6,178)(,868)(0,96) 944,08 5,71.10 4 ε 0,005 Kekasaran relatif 0, 017 ID 0,96 Untuk aliran turbulen, f 0,079 0,079 4,51. 10 0,5 0,5 N Re 944,08

Instalasi pipa : Panjang pipa vertikal, L 1 8,5 m 7,887 ft Panjang pipa horizontal, L 8,5 m 7,88 ft buah gate valve fully open (L/D 1, Appendix C-a, Foust, 1980) L 1 0,96 7,696 ft 1 buah elbow standard 90 o (L/D 0, Appendix C-a, Foust, 1980) L 4 1 0 0,96 8,880 ft Panjang pipa total (ΣL) 7,887 + 7,887 + 7,696 + 8,880 7,50 ft Faktor gesekan, F f v L (4,51.10 )(,868) (7,50) g D (,174)(0,96) 0,141 ft.lb f /lbm Tinggi pemompaan, Δz 5 m 16,404 ft Static head, Δz g g c c 16,404 ft.lbf /lbm Velocity head, Δv g c,868,174 0,18 Pressure head, Δ P 0 ρ W s Δz g Δv + g c g c + Δ P ρ + F 16,404 + 0,18 + 0 + 0,141 16,67 ft.lb f /lbm W Q ρ Tenaga pompa, P s (16,67)(0,197)(6,178) 550 550 Untuk efisiensi 80%, maka : 0,71 Tenaga pompa yang dibutuhkan 0,464 hp 0,8 Digunakan daya pompa 0,5 hp 0,71 hp

LD.19 Pompa Water Cooling Tower (P-106) Fungsi : mendistribusikan air pendingin Jenis : pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Cast Iron Kondisi operasi : Temperatur : 0 o C Densitas air : 996 kg/m 6,178 lbm/ft (Perry, 1997) Viskositas air : 0,897 cp 6,005 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997) Laju alir massa (F) : 1716,89 kg/jam 7,771 lbm/det Laju alir volume, Q F 7,771 lbm / det : ρ 6,178 lbm / ft 0,15 ft /s Diameter optimum, D e :,9 Q 0,45 ρ 0,1 (Timmerhouse, 1991),9 (0,15) 0,45 (6,178) 0,1,617 in Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih : Ukuran pipa nominal : in Schedule pipa : 40 Diameter dalam (ID) :,068 in 0,56 ft Diameter luar (OD) :,500 in 0,9 ft Luas penampang dalam (Ai) : 0,0510 ft Kecepatan linier, v Q 0,15 ft / s 0,0510 ft A i,47 ft/s ρ v D Bilangan Reynold, N Re μ Untuk cast iron, ε 0,005 ft (6,178)(,47)(0,56) 64597,85 6,005.10 4 ε 0,005 Kekasaran relatif 0, 019 ID 0,56 Untuk aliran turbulen, f 0,079 0,079 6 1,. 10 0,5 N Re 64597,85

Instalasi pipa : Panjang pipa vertikal, L 1 8 m 6,46 ft Panjang pipa horizontal, L 8 m 6,46 ft buah gate valve fully open (L/D 1, Appendix C-a, Foust, 1980) L 1 0,56 6,656 ft 1 buah elbow standard 90 o (L/D 0, Appendix C-a, Foust, 1980) L 4 1 0 0,56 7,680 ft Panjang pipa total (ΣL) 6,46 + 6,46 + 6,656 + 7,680 66,88 ft Faktor gesekan, F f v 6 L (1,.10 )(,47) (66,88) g D (,174)(0,56) c,947.10-5 ft.lb f /lbm Tinggi pemompaan, Δz 5 m 16,404 ft Static head, Δz g g c 16,404 ft.lbf /lbm Velocity head, Δv g c,47,174 0,09 Pressure head, Δ P 0 ρ W s Δz g Δv + g c g c + Δ P ρ + F 16,404 + 0,09 + 0 +,947.10-5 16,497 ft.lb f /lbm Tenaga pompa, P Untuk efisiensi 80%, maka : Tenaga pompa yang dibutuhkan Digunakan daya pompa 0,5 hp W s Q ρ (16,497)(0,15)(6,178) 550 550 0, 0,8 0,8 hp 0, hp

LD.0 Pompa Tangki H SO 4 (P-107) Fungsi : memompa H SO 4 ke Cation Exchanger Jenis : pompa sentrifual Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Cast Iron Kondisi operasi : Temperatur : 0 o C Densitas H SO 4 : 187 kg/m 86,587 lbm/ft (Perry, 1997) Viskositas H SO 4 :,7 10 - lbm/ft.s (Perry, 1997) Laju alir massa (F) : 1,818 kg/jam 0,001 lbm/det Laju alir volume, Q F 0,001 lbm / det : ρ 86,587 lbm / ft 1,155.10-5 ft /s Diameter optimum, D e :,9 Q 0,45 ρ 0,1 (Timmerhouse, 1991),9 (1,155.10-5 ) 0,45 (86,587) 0,1 0,070 in Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih : Ukuran pipa nominal : 1/8 in Schedule pipa : 40 Diameter dalam (ID) : 0,69 in 0,0 ft Diameter luar (OD) : 0,405 in 0,04 ft Luas penampang dalam (Ai) : 0,00040 ft Kecepatan linier, v 5 Q 1,155.10 ft / s 0,00040 ft A i 0,09 ft/s ρ v D Bilangan Reynold, N Re μ Untuk cast iron, ε 0,005 ft (86,587)(0,09)(0,0) 91,590 6,005.10 4 ε 0,005 Kekasaran relatif 0, 7 ID 0,0 16 16 Untuk aliran turbulen, f 0, 175 N Re 91,590

Instalasi pipa : Panjang pipa vertikal, L 1 1 m,81 ft Panjang pipa horizontal, L 5 m 16,404 ft buah gate valve fully open (L/D 1, Appendix C-a, Foust, 1980) L 1 0,0 0,57 ft 1 buah elbow standard 90 o (L/D 0, Appendix C-a, Foust, 1980) L 4 1 0 0,0 0,660 ft Panjang pipa total (ΣL),81 + 16,404 + 0,57 + 0,660 0,917 ft Faktor gesekan, F f v L (0,175)(0,09) (0,917) g D (,174)(0,0) c,174.10 - ft.lb f /lbm Tinggi pemompaan, Δz 1 m,81 ft Static head, Δz g g c,81 ft.lbf /lbm Velocity head, Δv g c 0,09,174 1,07.10-5 Pressure head, Δ P 0 ρ W s Δz g Δv + g c g c + Δ P ρ + F,81 + 1,07.10-5 + 0 +,174.10 -,8 ft.lb f /lbm Tenaga pompa, P Untuk efisiensi 80%, maka : W s Q ρ (,8)(1,155.10 550 550 5 )(86,587) 5,969.10-6 hp Tenaga pompa yang dibutuhkan Digunakan daya pompa 0,001 hp 6 5,969.10 0,8 7,461.10-6 hp

LD.1 Pompa Tangki NaOH (P-108) Fungsi : memompa NaOH ke Anion Exchanger Jenis : pompa sentrifual Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Cast Iron Kondisi operasi : Temperatur : 0 o C Densitas NaOH : 150, kg/m 94,909 lbm/ft (Perry, 1997) Viskositas NaOH : 4,0 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997) Laju alir massa (F) : 0,946 kg/jam 0,0006 lbm/det Laju alir volume, Q F 0,0006 lbm / det : ρ 94,909 lbm / ft 6,.10-6 ft /s Diameter optimum, D e :,9 Q 0,45 ρ 0,1 (Timmerhouse, 1991),9 (6,.10-6 ) 0,45 (94,909) 0,1 0,57 in Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih : Ukuran pipa nominal : ¼ in Schedule pipa : 40 Diameter dalam (ID) : 0,64 in 0,00 ft Diameter luar (OD) : 0,540 in 0,045 ft Luas penampang dalam (Ai) : 0,0007 ft Kecepatan linier, v 6 Q 6,.10 ft / s 0,0007 ft A i 0,009 ft/s ρ v D Bilangan Reynold, N Re μ Untuk cast iron, ε 0,005 ft (94,909)(0,009)(0,00) 60,47 4,0.10 4 ε 0,005 Kekasaran relatif 0, 167 ID 0,00 16 16 Untuk aliran turbulen, f 0, 65 N Re 60,47

Instalasi pipa : Panjang pipa vertikal, L 1 1 m,81 ft Panjang pipa horizontal, L 5 m 16,404 ft buah gate valve fully open (L/D 1, Appendix C-a, Foust, 1980) L 1 0,00 0,780 ft 1 buah elbow standard 90 o (L/D 0, Appendix C-a, Foust, 1980) L 4 1 0 0,00 0,900 ft Panjang pipa total (ΣL),81 + 16,404 + 0,780 + 0,900 1,65 ft Faktor gesekan, F f v L (0,65)(0,009) (1,65) g D (,174)(0,00) c,76.10-4 ft.lb f /lbm Tinggi pemompaan, Δz 1 m,81 ft Static head, Δz g g c,81 ft.lbf /lbm Velocity head, Δv g c 0,009,174 1,59.10-6 Pressure head, Δ P 0 ρ W s Δz g Δv + g c g c + Δ P ρ + F,81 + 1,59.10-6 + 0 +,76.10-4,81 ft.lb f /lbm Tenaga pompa, P Untuk efisiensi 80%, maka : W s Q ρ (,81)(6,.10 550 550 6 )(94,909),579.10-6 hp Tenaga pompa yang dibutuhkan Digunakan daya pompa 0,001 hp 5,579.10 0,8 4,474.10-6 hp

LD. Pompa Cation Exchanger (P-109) Fungsi : memompa air dari Cation Exchanger ke Anion Exchanger Jenis : pompa sentrifual Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Cast Iron Kondisi operasi : Temperatur : 0 o C Densitas air : 996 kg/m 6,178 lbm/ft (Perry, 1997) Viskositas air : 0,85 Cp 5,7 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997) Laju alir massa (F) : 595,096 kg/jam,67 lbm/det Laju alir volume, Q F,67 lbm / det : ρ 6,178 lbm / ft 0,058 ft /s Diameter optimum, D e :,9 Q 0,45 ρ 0,1 (Timmerhouse, 1991),9 (0,058) 0,45 (6,178) 0,1 1,85 in Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih : Ukuran pipa nominal : in Schedule pipa : 40 Diameter dalam (ID) :,067 in 0,17 ft Diameter luar (OD) :,75 in 0,198 ft Luas penampang dalam (Ai) : 0,00 ft Kecepatan linier, v Q 0,058 ft / s 0,00 ft A i,489 ft/s ρ v D Bilangan Reynold, N Re μ Untuk cast iron, ε 0,005 ft (6,178)(,489)(0,17) 4656,71 5,7.10 4 ε 0,005 Kekasaran relatif 0, 09 ID 0,17 Untuk aliran turbulen, f 0,079 0,079 5,79. 10 0,5 0,5 N Re 4656,71

Instalasi pipa : Panjang pipa vertikal, L 1 5,5 m 18,044 ft Panjang pipa horizontal, L 5 m 16,404 ft buah gate valve fully open (L/D 1, Appendix C-a, Foust, 1980) L 1 0,17 4,47 ft 1 buah elbow standard 90 o (L/D 0, Appendix C-a, Foust, 1980) L 4 1 0 0,17 5,160 ft Panjang pipa total (ΣL) 18,044 + 16,404 + 4,47 + 5,160 44,080 ft Faktor gesekan, F f v L (5,79.10 )(,489) (44,080) g D (,174)(0,17) 0,1 ft.lb f /lbm Tinggi pemompaan, Δz 5,4 m 17,716 ft Static head, Δz g g c c 17,716 ft.lbf /lbm Velocity head, Δv g c,489,174 0,096 Pressure head, Δ P 0 ρ W s Δz g Δv + g c g c + Δ P ρ + F 17,716 + 0,096 + 0 + 0,1 17,945 ft.lb f /lbm W Q ρ Tenaga pompa, P s (17,945)(0,058)(6,178) 550 550 Untuk efisiensi 80%, maka : 0,118 Tenaga pompa yang dibutuhkan 0,15 hp 0,8 Digunakan daya pompa 0,5 hp 0,118 hp

LD. Pompa Anion Exchanger (P-110) Fungsi : memompa air dari Anion Exchanger ke Deaerator Jenis : pompa sentrifual Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Cast Iron Kondisi operasi : Temperatur : 0 o C Densitas air : 996 kg/m 6,178 lbm/ft (Perry, 1997) Viskositas air : 0,85 Cp 5,7 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997) Laju alir massa (F) : 596,04 kg/jam,67 lbm/det Laju alir volume, Q F,67 lbm / det : ρ 6,178 lbm / ft 0,058 ft /s Diameter optimum, D e :,9 Q 0,45 ρ 0,1 (Timmerhouse, 1991),9 (0,058) 0,45 (6,178) 0,1 1,85 in Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih : Ukuran pipa nominal : in Schedule pipa : 40 Diameter dalam (ID) :,067 in 0,17 ft Diameter luar (OD) :,75 in 0,198 ft Luas penampang dalam (Ai) : 0,00 ft Kecepatan linier, v Q 0,058 ft / s 0,00 ft A i,489 ft/s ρ v D Bilangan Reynold, N Re μ Untuk cast iron, ε 0,005 ft (6,178)(,489)(0,17) 4656,71 5,7.10 4 ε 0,005 Kekasaran relatif 0, 09 ID 0,17 Untuk aliran turbulen, f 0,079 0,079 5,79. 10 0,5 0,5 N Re 4656,71

Instalasi pipa : Panjang pipa vertikal, L 1 5,5 m 18,044 ft Panjang pipa horizontal, L 5 m 16,404 ft buah gate valve fully open (L/D 1, Appendix C-a, Foust, 1980) L 1 0,17 4,47 ft 1 buah elbow standard 90 o (L/D 0, Appendix C-a, Foust, 1980) L 4 1 0 0,17 5,160 ft Panjang pipa total (ΣL) 18,044 + 16,404 + 4,47 + 5,160 44,080 ft Faktor gesekan, F f v L (5,79.10 )(,489) (44,080) g D (,174)(0,17) 0,1 ft.lb f /lbm Tinggi pemompaan, Δz 5,4 m 17,716 ft Static head, Δz g g c c 17,716 ft.lbf /lbm Velocity head, Δv g c,489,174 0,096 Pressure head, Δ P 0 ρ W s Δz g Δv + g c g c + Δ P ρ + F 17,716 + 0,096 + 0 + 0,1 17,945 ft.lb f /lbm W Q ρ Tenaga pompa, P s (17,945)(0,058)(6,178) 550 550 Untuk efisiensi 80%, maka : 0,118 Tenaga pompa yang dibutuhkan 0,15 hp 0,8 Digunakan daya pompa 0,5 hp 0,118 hp

LD.4 Pompa Deaerator (P-111) Fungsi : memompa air dari Deaerator ke Boiler Jenis : pompa sentrifual Jumlah : 1 unit Bahan konstruksi : Cast Iron Kondisi operasi : Temperatur : 0 o C Densitas air : 996 kg/m 6,178 lbm/ft (Perry, 1997) Viskositas air : 0,85 Cp 5,7 10-4 lbm/ft.s (Perry, 1997) Laju alir massa (F) : 596,04 kg/jam,67 lbm/det Laju alir volume, Q F,67 lbm / det : ρ 6,178 lbm / ft 0,058 ft /s Diameter optimum, D e :,9 Q 0,45 ρ 0,1 (Timmerhouse, 1991),9 (0,058) 0,45 (6,178) 0,1 1,85 in Digunakan pipa dengan spesifikasi (Appendix A-5 Geankoplis) dipilih : Ukuran pipa nominal : in Schedule pipa : 40 Diameter dalam (ID) :,067 in 0,17 ft Diameter luar (OD) :,75 in 0,198 ft Luas penampang dalam (Ai) : 0,00 ft Kecepatan linier, v Q 0,058 ft / s 0,00 ft A i,489 ft/s ρ v D Bilangan Reynold, N Re μ Untuk cast iron, ε 0,005 ft (6,178)(,489)(0,17) 4656,71 5,7.10 4 ε 0,005 Kekasaran relatif 0, 09 ID 0,17 Untuk aliran turbulen, f 0,079 0,079 5,79. 10 0,5 0,5 N Re 4656,71

Instalasi pipa : Panjang pipa vertikal, L 1 5,5 m 18,044 ft Panjang pipa horizontal, L 5 m 16,404 ft buah gate valve fully open (L/D 1, Appendix C-a, Foust, 1980) L 1 0,17 4,47 ft 1 buah elbow standard 90 o (L/D 0, Appendix C-a, Foust, 1980) L 4 1 0 0,17 5,160 ft Panjang pipa total (ΣL) 18,044 + 16,404 + 4,47 + 5,160 44,080 ft Faktor gesekan, F f v L (5,79.10 )(,489) (44,080) g D (,174)(0,17) 0,1 ft.lb f /lbm Tinggi pemompaan, Δz 5,4 m 17,716 ft Static head, Δz g g c c 17,716 ft.lbf /lbm Velocity head, Δv g c,489,174 0,096 Pressure head, Δ P 0 ρ W s Δz g Δv + g c g c + Δ P ρ + F 17,716 + 0,096 + 0 + 0,1 17,945 ft.lb f /lbm W Q ρ Tenaga pompa, P s (17,945)(0,058)(6,178) 550 550 Untuk efisiensi 80%, maka : 0,118 Tenaga pompa yang dibutuhkan 0,15 hp 0,8 Digunakan daya pompa 0,5 hp 0,118 hp

LAMPIRAN E PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI Dalam rencana pra rancangan Unit Fraksinasi pada pabrik minyak goreng digunakan asumsi sebagai berikut: 1. Perusahaan beroperasi selama 0 hari dalam setahun.. Kapasitas produksi maksimum adalah 850 ton/tahun. Perhitungan didasarkan pada harga peralatan terpasang (HPT) 4. Harga alat disesuaikan dengan nilai tukar dollar terhadap rupiah adalah : US$ 1 Rp 8.895,- (Harian Analisa, 19 Juni 007). LE.1 Modal Investasi Tetap LE.1.1 Modal Investasi Tetap Langsung (MITL) A. Biaya Tanah Lokasi Unit Fraksinasi Biaya tanah pada lokasi pabrik diperkirakan Rp 00.000,-/m Harga tanah seluruhnya 484 m x Rp 00.000,-/m Rp745.00.000,- Biaya perataan tanah diperkirakan 5 % dari harga tanah seluruhnya (Timmerhaus, 1991) Biaya perataan tanah 0,05 x Rp 745.00.000,- Rp 7.60.000,- Total biaya tanah Rp 745.00.000,- + Rp 7.60.000,- Rp 78.460.000.-

B. Harga Bangunan Perincian harga bangunan dapat dilihat pada tabel LE 1 Tabel LE 1 Perincian harga bangunan Nama Bangunan Luas (m ) Harga (Rp/m ) Jumlah (Rp) Daerah Proses 500 1.000.000 500.000.000 Gudang Bahan baku 80 500.000 40.000.000 Gudang Produk 100 500.000 50.000.000 Laboratorium 80 500.000 40.000.000 Kantor 100 500.000 50.000000 Parkir 150 00.000 0.000.000 Klinik 60 500.000 0.000.000 Tempat Ibadah 80 00.000 4.000.000 Kantin 80 00.000 4.000.000 Bengkel 80 00.000 4.000.000 Ruang Kontrol 80 500.000 40.000.000 Pengolahan Air 100 400.000 40.000.000 Pengolahan limbah 80 400.000.000.000 Daerah Perluasan 400 50.000 100.000.000 Taman 80 100.000 8.000.000 Pos Keamanan 0 50.000 5.000.000 Total.070 1.07.000.000 C. Perincian Harga Peralatan Harga peralatan dapat dicari dengan menggunakan persamaan berikut : C x C y I I x y X. X 1 m Dimana : C x Harga alat pada tahun pembelian (007) C y Harga alat pada kapasitas yang tersedia I x Indeks harga pada tahun 007

I y X 1 X m Indeks harga pada tahun yang tersedia Kapasitas alat yang tersedia Kapasitas alat yang diinginkan Faktor eksponensial untuk jenis alat yang tersedia Untuk menghitung semua harga peralatan pada pabrik, digunakan metode Marshall R Swift Equipment Cost Indeks. Indeks yang digunakan adalah Chemichal Engineering Plant Cost Indeks (Timmerhaus, 004). Tabel LE Data Indeks Harga Chemical Engeneering (CE) Tahun Indeks (Yi) X i X i Y i X i. Y i 199 964, 1 1 99681,64 964, 1994 99,4 4 98684,56 1986,8 1995 107,5 9 1055756,5 08,5 1996 109,1 4 16 107978,81 4156,4 1997 1056,8 5 5 111686,4 584,0 1998 1061,9 6 6 11761,61 671,4 1999 1068, 7 49 114164,89 7478,1 000 1089,0 8 64 118591,00 871,0 001 109,9 9 81 1196617,1 9845,1 00 110,5 10 100 115506,5 1105,0 Total 10496,6 55 85 1105777,46 58905,5 (Timmerhaus, 004) Untuk mencari indeks harga pada tahun 006 digunakan Metode Regresi Koefisien Korelasi, yaitu : r {( n. X ( n. X i i ( X. Y ) ( X i i ) } x{ n. Y i. Y ) i i ( Y ) (10 58905,5) (55 10496,6) {(10 85 (55) } {10 1105777,46 (10496,6) i )} )} 0,96 1

Harga koefisien yang mendekati +1 menyatakan bahwa terdapat hubungan linear antar variabel X dan Y, sehingga persamaan regresi yang mendekati adalah Persamaan Regresi Linear. Persamaan umum Regresi Linear adalah Y a + b X Dengan : Y Indeks harga pada tahun yang dicari (007) X Variabel tahun ke n 1 a, b Tetapan persamaan regresi dimana a dan b dapat dicari dengan menggunakan rumus : a ( X i x Y ) ( X ( n. X i i ) ( X i x X. Y ) (85 x10496,6) (55 x58905,5) 971,8 (10 X 85) 55 i ) i i b ( n x X i ( n. X. Y ) ( X i i ) ( X (10 X 85) 55 i x Y ) (10 x58905,5) (55 x10496,6) i ) i 14, Y Y i 10496,6 1049, 66 n 10 ( Y a) 1049,66 971,8 X 5, 5 b 14, Dengan demikian harga indeks pada tahun 007 (n 15 tahun yang ke 15 maka X 14) adalah: Y 971,8 + (14, x 14) 1170,6 Untuk alat yang tidak tersedia, faktor eksponennya (m) dianggap 0,6 (Timmerhaus, 004).

Contoh perhitungan estimasi harga peralatan: Nama alat Jumlah : Reaktor Hidrolisa : 1 buah Volume tangki (X ) :,064 m Untuk reaktor hidrolisa, volume reaktor yang disediakan : X 1 10 m C y US$ 55.000 I x 1170,6 I y 110,5 m 0,6 Maka harga tangki pada tahun 007 :,064 1170,6 C x US$ 55.000 x 10 110,5 0,6 US$ 65, x Rp 8.895,- Rp 01.491.586,- Dengan cara yang sama perkiraan harga alat proses yang lainnya dapat dilihat pada Tabel LE dan Tabel LE 4 untuk perkiraan harga peralatan utilitas. Tabel LE Perkiraan Harga Peralatan Proses No Nama Alat Unit Harga/Unit (Rp) Harga Total (Rp) 1 Tangki Molase 1 7.697.010 7.697.010 Reaktor 1 01.491.586 01.491.586 Fermentor 1 199.090.81 199.090.81 4 Tangki Penampung Fermentasi 0.718.768 6.156.04 5 Tangki Penyimpan Etanol 119.87.0 9.746.606 6 Filter Ptess 1.50.40 4.700.804

7 Pompa - 101 1.500.000.500.000 8 Pompa 10 1.500.000.500.000 9 Pompa - 10 1.500.000.500.000 10 Pompa - 104 1.500.000.500.000 11 Kolom Distilasi 1 158.15.100 158.15.100 1 Kondensor 1 59.40.700 59.40.700 1 Tangki Penampung Distilat Sementara 1 19.080.78 19.080.78 14 Reboiler 1 14.50.000 14.50.000 15 Pompa - 105 1.500.000.500.000 16 Pompa 106 1.500.000.500.000 17 Pompa - 107 1.500.000.500.000 18 Pompa - 108 1.500.000.500.000 19 Bak Penampung Cake I 1 40.759.667 40.759.667 0 Bak Penampung Cake II 1 40.759.667 40.759.667 1 Heater 1 119.987.96 119.987.96 Total 1.55.94.489 (Timmerhaus, 004) Tabel LE 4 Perkiraan Harga Peralatan Utilitas No Nama Alat Unit Harga/Unit (Rp) Harga Total (Rp) 1 Bak Pengendapan 1 1.81.4 1.81.4 Tangki Pelarutan AL SO 4 1 10.61.655 10.61.655 Tangki Pelarutan Na CO 1 1.841.4 1.841.4 4 Tangki Pelarutan H SO 4 1 91.5.46 91.5.46 5 Tangki Pelarutan NaOH 1 1.59.768 1.59.768 6 Clarifier 1 400.91.197 400.91.197 7 Sand Filter 1 79.96.510 79.96.510 8 Menara Air 1 10.117.876 10.117.876 9 Menara Pendingin Air 1 46.96.458 46.96.458 10 Cation Exchanger 1 4.9.88 4.9.88 11 Anion Exchanger 1 4.9.88 4.9.88

1 Deaerator 1 116.04.000 116.04.000 1 Ketel Uap 1 10.6.971 10.6.971 14 Pompa Sumur Bor 1.500.000.500.000 15 Pompa Bak Pengendapan 1.500.000.500.000 16 Pompa Tangki Al SO 4 1.500.000.500.000 17 Pompa Tangki Na CO 1.500.000.500.000 18 Pompa Tangki Sand Filter 1.500.000.500.000 19 Pompa Tangki Water Cooling Tower 1.500.000.500.000 0 Pompa Tangki H SO 4 1.500.000.500.000 1 Pompa Tangki NaOH 1.500.000.500.000 Pompa Cation Exchanger 1.500.000.500.000 Pompa Anion Exchanger 1.500.000.500.000 4 Pompa Deaerator 1.500.000.500.000 Total 1.900.51.508 (Timmerhaus, 004) Total harga peralatan Rp 1.55.94.489,- + Rp 1.900.51.508,- Rp.55.906.997,- Harga peralatan di atas masih merupakan perkiraan. Untuk harga alat sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut (Timmerhaus, 004): - Biaya transportasi 5 % - Biaya asuransi 1 % - Bea masuk 15 % - PPn 10 % - PPh 10 % - Biaya gudang di pelabuhan 0,5 % - Biaya administrasi pelabuhan 0,5 % - Transportasi lokal 0,5 % - Biaya tak terduga 0,5 % Total 4 %

Harga alat impor sampai ke lokasi pabrik 1,4 x Rp.55.906.997,- Rp 4.655.947.006,- Biaya pemasangan diperkirakan 10 % dari harga peralatan (Timmerhaus, 004) Biaya pemasangan 0,1 x Rp 4.655.947.006,- Rp 465.594.701,- C. Harga peralatan terpasang (HPT) Rp 4.655.947.006,- + Rp 465.594.701,- Rp 5.11.541.707,- D. Instrumentasi dan Alat Kontrol Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 1 % dari HPT (Timmerhaus, 004) Biaya instrumentasi dan alat kontrol 0,1 x Rp 5.11.541.707,- Rp 665.800.4,- E. Biaya Perpipaan Diperkirakan biaya perpipaan 80 % dari HPT. (Timmerhaus, 004) Biaya perpipaan 0,8 x Rp 5.11.541.707,- Rp 4.097..66 F. Biaya Instalasi Listrik Diperkirakan biaya instalasi listrik 10 % dari HPT. (Timmerhaus, 004) Biaya instalasi listrik 0,1 x Rp 5.11.541.707,- Rp 51.154.171 G. Biaya Insulasi Diperkirakan biaya insulasi 8 % dari HPT. (Timmerhaus, 004) Biaya insulasi 0,08 x Rp 5.11.541.707,- Rp 409.7.7

H. Biaya Inventaris Kantor Diperkirakan biaya inventaris kantor 1 % dari HPT. (Timmerhaus, 004) Biaya inventaris kantor 0,01 x Rp 5.11.541.707,- Rp 51.15.417 I. Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 1 % dari HPT. (Timmerhaus, 004) Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 0,01 x Rp 5.11.541.707,- Rp 51.15.417 J. Sarana Transportasi Tabel LE 5 Biaya Sarana Transportasi Jenis kendaraan Unit Jenis Harga/unit Harga Total (Rp) (Rp) Mobil Direktur 1 Corolla Altis 80.000.000 80.000.000 Mobil Manajer 4 Kijang Innova E.155 150.000.000 600.000.000 Truk Dyna 6 roda Chassis 140 PS 100.000.000 00.000.000 Total 1.080.000.000 Total MITL A + B + C + D + E + F + G + H + I + J Rp 1.808.4.86,- LE.1. Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL) A. Pra Investasi Diperkirakan 7 % dari MITL 0,07 x Rp 1.808.4.86,- Rp 965.584.069,- B. Engineering dan Supervisi Diperkirakan 8 % dari MITL 0,08 x Rp 1.808.4.86,- Rp 1.104.667.507,- C. Biaya Kontraktor Diperkirakan % dari MITL 0,0 x Rp 1.808.4.86,- Rp 776.166.877,-

D. Biaya Tak Terduga Diperkirakan 10 % dari MITL 0,1 x Rp 1.808.4.86,- Rp 1.80.84.84,- Total MITTL A + B + C + D Rp.78.5.86,- Total MIT MITL + MITTL Rp 1.808.4.86,-+ Rp..78.5.86,- Rp 17.56.596.67,- LE. Modal Kerja Modal kerja dihitung untuk pengoperasian pabrik selama bulan (90 hari). LE..1 Persediaan Bahan Baku a. Persediaan Bahan Baku Proses 1. Molase Kebutuhan 445 kg/jam Harga Rp 960,-/kg,- (PT. Rajawali Nusantara, 007) Harga total 90 hari x 4 jam/hari x 445 kg/jam x Rp 950/kg Rp 9.75.000,-. Saccharomicess Cereviciae Kebutuhan 86,97 kg/jam Harga Rp 5.000,-/kg ( PT. Indokemika Jayatama, 007) Harga total 90 hari x 86,97 kg/jam x 4 jam/hari x Rp 5.000,- /kg Rp 4.665.48.000,-. H PO 4 Kebutuhan 6,911 kg/jam Harga Rp 115.000,-/liter (CV. Rudang Jaya, 007) Total kebutuhan 6,911kg / jam 18,1898kg / m 1000 L x 1m,79ltr jam Harga total 90 hari x,79 kg/jam x 4 jam/hari x Rp 115.000,- /liter Rp 941.9.800,-

4. (NH 4 ) SO 4 Kebutuhan 6,911 kg/jam Harga Rp 15.000,-/kg (CV. Rudang Jaya, 007) Harga total 90 hari x 6,911 kg/jam x 4 jam/hari x Rp 15.000,- /kg Rp.09.468.400,- b. Persediaan Bahan Baku Utilitas 1. Alum, Al (SO 4 ) Kebutuhan 1,001 kg/jam Harga Rp 9.000,-/kg (CV. Rudang Jaya, 007) Harga total 90 hari x 1,001 kg/jam x 4 jam/hari x Rp 9.000,- /kg Rp 19.459.440,-. Soda abu, Na CO Kebutuhan 0,541 kg/jam Harga Rp 8.100,-/kg (CV. Rudang Jaya, 007) Harga total 90 hari x 0,541 kg/jam x 4 jam/hari x Rp 8.100,- /kg Rp 9.465.6,-. NaOH Kebutuhan 0,946 kg/jam Harga Rp 0.000,-/kg (CV. Rudang Jaya, 007) Harga total 90 hari x 0,946 kg/jam x 4 jam/hari x Rp 0.000,- /kg Rp 40.867.00,- 4. Asam sulfat (H SO 4 ) Kebutuhan 1,818 kg/jam Harga Rp 05.000,-/liter (CV. Rudang Jaya, 007) Total kebutuhan 1,818kg / jam 18,1898kg / m 1000 L x 1m 0,998ltr jam Harga total 90 hari x 0,908 ltr/jam x 4 jam/hari x Rp 05.000,- /ltr Rp 441.914.400,-

5. Solar Kebutuhan 7,504 ltr/hari Harga Rp 4.500,-/liter (Pertamina, 007) Harga total 90 hari x 7,504 ltr/hari x Rp 4.500,- /ltr Rp 150.864.10,- Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama bulan adalah : Rp 10.40.161.696,- Total biaya persediaan bahan baku 1 tahun adalah Rp 41.608.646.784,- LE.. Kas 1. Gaji Pegawai Tabel LE 6 Perincian Gaji Pegawai No Jabatan Jumlah Gaji/Bulan (Rp) Gaji Total (Rp) 1 Komisaris 9.000.000 7.000.000 General Manager 1 7.000.000 7.000.000 Sekretaris 1.000.000.000.000 4 Manajer Finansial dan Marketing 1 6.000.000 6.000.000 5 Manajer SDM dan Umum 1 6.000.000 6.000.000 6 Manajer Produksi 1 6.000.000 6.000.000 7 Manajer Teknik 1 6.000.000 6.000.000 8 Kepala Bagian Pembelian 1 4.000.000 4.000.000 9 Kepala Bagian Marketing 1 4.000.000 4.000.000 10 Kepala Bagian Personalia 1 4.000.000 4.000.000 11 Kepala Bagian SDM 1 4.000.000 4.000.000 1 Kepala Bagian Keamanan 1 4.000.000 4.000.000 1 Kepala Bagian Instrumentasi 1 4.000.000 4.000.000 14 Kepala Bagian Maintenance & Listrik 1 4.000.000 4.000.000 15 Kepala Bagian Produksi 1 4.000.000 4.000.000 16 Kepala Bagian Utilitas 4.000.000 4.000.000

17 Kepala Bagian Laboratorium 1 4.000.000 4.000.000 18 Karyawan Produksi 5 1.00.000 45.500.000 19 Karyawan Teknik 1 1.00.000 15.600.000 Karyawan Keuangan & 0 Personalia 8 1.00.000 10.400.000 Karyawan Pemasaran & 1 Penjualan 8 1.00.000 10.400.000 Dokter 1.500.000.500.000 Perawat 1.000.000.000.000 4 Petugas Keamanan 8 1.000.000 8.000.000 5 Buruh Angkat 800.000.400.000 6 Petugas Kebersihan 6 800.000 4.800.000 7 Supir 1.000.000.000.000 Total 105 05.600.000,- Total gaji pegawai selama bulan x Rp 05.600.000,- Rp 616.800.000,-. Biaya Administrasi Umum Diperkirakan 10 % dari gaji pegawai 0,1 x Rp 616.800.000,- Rp 61.680.000,-. Biaya Pemasaran Diperkirakan 10 % dari gaji pegawai 0,1 x Rp 616.800.000,- Rp 61.680.000,- 4. Pajak Bumi dan Bangunan Menurut UU No. 0 Tahun 000 Jo UU No. 1 Tahun 1997: NJOP (Rp) Objek Pajak Luas (m ) Per m Jumlah Bumi 484 100.000 48.400.000 Bangunan 070 00.000 61.000.000 Nilai Jual Objek Pajak (NJOP) sebagai dasar pengenaan PBB Rp 48.400.000,- + Rp 61.000.000,- Rp 869.400.000,-

Bangunan yang tidak kena pajak adalah tempat ibadah yaitu sebesar 80 m NJOP Tidak Kena Pajak 80 x Rp 00.000,- (Perda Sumatera Utara) Rp 4.000.000,- NJOP untuk penghitungan PBB Rp 869.400.000,- Rp 4.000.000,- Rp 845.400.000,- Nilai Jual Kena Pajak 0 % x Rp 845.400.000,- Rp 169.080.000,- Pajak Bumi dan Bangunan yang terutang 5 % x Rp 169.080.000,- Rp 8.454.000,- Pajak Bumi dan Bangunan per bulan (/1) x 8.454.000,- Rp.11.500,- Tabel LE 7 Perincian Biaya Kas No. Jenis Biaya Jumlah (Rp) 1. Gaji Pegawai 616.800.000. Administrasi Umum 61.680.000. Pemasaran 61.680.000 4. Pajak Bumi dan Bangunan.11.500 Total 74.7.500 LE.. Biaya Start Up Diperkirakan 1 % dari Modal Investasi Tetap (Timmerhaus, 004) 0,1 x Rp 17.56.596.67,- Rp.104.91.601,- LE..4 Piutang Dagang IP PD HPT 1 dimana: PD IP HPT piutang dagang jangka waktu kredit yang diberikan ( bulan) hasil penjualan tahunan

Produksi etanol 118 kg/jam Harga jual etanol Rp 00.000/ltr (CV. Rudang, 007) 118kg / jam Total produksi 18,1898kg / m 1000 L x 1m 64,757ltr jam Produksi etanol per tahun adalah: ltr hari jam 64,757 x0 x 4 497.4 ltr/tahun jam tahun hari Hasil penjualan etanol per tahun adalah 497.4 ltr x Rp 00.000/ltr Rp 99.466.800.000,- Piutang Dagang x Rp 99.466.800.000,- 1 Rp 4.866.700.000,- Tabel LE 8 Perincian Modal Kerja No. Jenis Biaya Jumlah (Rp) 1. Bahan baku proses dan 41.608.646.784. Kas 74.7.500. Start up.104.91.601 4. Piutang Dagang 4.866.700.000 Total 69..011.885 Total Modal Investasi Modal Investasi Tetap + Modal Kerja Rp 17.56.596.67,- + Rp 69..011.885,- Rp 86.858.608.557,- Modal ini berasal dari: 1. Modal sendiri 60 % dari total modal investasi 0,6 x Rp 86.858.608.557,- 5.115.165.14,-. Pinjaman dari Bank 40 % dari total modal investasi 0,4 x Rp 86.858.608.557,- Rp 4.74.44.4,-

LE.. Biaya Produksi Total LE..1 Biaya Tetap (Fixed Cost FC) A. Gaji Tetap Karyawan Gaji tetap karyawan terdiri dari gaji tetap tiap bulan ditambah 1 bulan gaji yang diberikan sebagai tunjangan, sehingga Gaji total (1 + 1) x Rp 616.800.000,- Rp 8.018.400.000,- B. Bunga Pinjaman Bank Diperkirakan 19 % dari modal pinjaman bank 0,19 x Rp 4.74.44.4,- Rp 6.601.54.50,- C. Depresiasi dan Amortisasi Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol. D P L n dimana: D depresiasi per tahun P L n harga awal peralatan harga akhir peralatan umur peralatan (tahun) Semua modal investasi tetap langsung (MITL) kecuali tanah mengalami penyusutan yang disebut depresiasi, sedangkan modal investasi tetap tidak langsung (MITTL) juga mengalami penyusutan yang disebut amortisasi. Biaya amortisasi diperkirakan 0 % dari MITTL, sehingga Amortisasi 0, x Rp.78.5.86,- Rp 745.650.567,-

Tabel LE 9 Perkiraan Biaya Depresiasi Komponen Biaya (Rp) Umur (tahun) Depresiasi (Rp) Bangunan 1.07.000.000 0 51.850.000 Peralatan proses 1.55.94.489 15 90.59.6 Peralatan utilitas 1.900.51.508 15 16.700.84 Instrumentasi dan kontrol 665.800.4 10 66.580.04 Perpipaan 4.097..66 10 409.7.7 Instalasi listrik 51.154.171 15 4.14.611 Insulasi 409.7.7 15 7.14.889 Inventaris kantor 51.15.417 5 10.4.08 Perlengkapan kebakaran 51.15.417 15.414.61 Sarana Transportasi 1.080.000.000 10 108.000.000 Total 98.9.790 Total biaya depresiasi dan amortisasi Rp 98.9.790,- + Rp 745.650.567,- Rp 1.67.980.57,- D. Biaya Tetap Perawatan - Perawatan mesin dan alat-alat proses Diperkirakan 5 % dari HPT 0,05 x Rp 5.11.541.707,- Rp 56.077.085.50,- - Perawatan bangunan Diperkirakan 5 % dari harga bangunan 0,05 x Rp 1.07.000.000,- Rp 51.850.000,- - Perawatan kendaraan Diperkirakan 5 % dari harga kendaraan 0,05 x Rp.1.080.000.000,- Rp 54.000.000,- - Perawatan instrumentasi dan alat kontrol Diperkirakan 5 % dari harga instrumentasi dan alat kontrol 0,05 x Rp 665.800.4,- Rp.90.01,-

- Perawatan perpipaan Diperkirakan 5 % dari harga perpipaan 0,05 x Rp 4.097..66,- Rp 04.861.668,- - Perawatan instalasi listrik Diperkirakan 5 % dari harga instalasi listrik 0,05 x Rp 51.154.171,- Rp 5.607.709,- - Perawatan insulasi Diperkirakan 5 % dari harga insulasi 0,05 x Rp 409.7.7,- Rp 0.486.167,- - Perawatan inventaris kantor Diperkirakan 5 % dari harga inventaris kantor 0,05 x Rp 51.15.417,- Rp.560.771,- - Perawatan perlengkapan kebakaran Diperkirakan 5 % dari harga perlengkapan kebakaran 0,05 x Rp 51.15.417,- Rp.560.71,- Total biaya perawatan Rp 651.94.19,- E. Biaya Tambahan (Pant Overhead Cost) Diperkirakan 0 % dari modal investasi tetap 0, x Rp 17.56.596.67,- Rp.507.19.4,- F. Biaya Laboratorium, Penelitian dan Pengembangan Diperkirakan 10 % dari biaya tambahan 0,1 x Rp.507.19.4,- Rp 50.71.9,-

G. Biaya Asuransi - Asuransi pabrik diperkirakan 1 % dari modal investasi tetap 0,01 x Rp 17.56.596.67,- Rp 175.65.967,- - Asuransi karyawan 1,54 % dari total gaji karyawan (Biaya untuk asuransi tenaga kerja adalah,54 % dari gaji karyawan, dimana 1 % ditanggung oleh karyawan dan 1,54 % ditanggung oleh perusahaan) 0,0154 x (1/) x Rp 616.800.000,- Rp 7.994.880,- Total biaya asuransi Rp 1.60.847,- H. Pajak Bumi dan Bangunan PBB Rp.11.500,- Total Biaya Tetap A + B + C + D + E + F + G + H Rp 1.056.449.9,- LE.. Biaya Variabel A. Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas per tahun Rp 41.608.646.784,- B. Biaya Variabel Pemasaran Diperkirakan 10 % dari biaya tetap pemasaran. 0,1 x Rp 61.680.000,- Rp 6.168.000,- C. Biaya Variabel Perawatan Diperkirakan 10 % dari biaya tetap perawatan. 0,1 x Rp 651.94.19,- Rp 65.19.419,- D. Biaya Variabel Lainnya Diperkirakan 5 % dari biaya tambahan 0,05 x Rp.507.19.4,- Rp 175.65.967,- Total biaya variabel Rp 41.855.10.170,-

Total biaya produksi Biaya Tetap + Biaya Variabel Rp 1.056.449.9,- + Rp 41.855.10.170,- Rp 6.911.759.46,- LE.. Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan A. Laba Sebelum Pajak Laba sebelum pajak total penjualan total biaya produksi Rp 99.466.800.000,- Rp 6.911.759.46,- Rp 6.555.040.57,- B. Pajak Penghasilan Berdasarkan Keputusan Menkeu RI Tahun 004, pasal 17, tentang Tarif Pajak Penghasilan adalah: - Penghasilan sampai dengan Rp 50.000.000,- dikenakan pajak sebesar 10 %. - Penghasilan Rp 50.000.000,- sampai dengan Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 15 %. - Penghasilan di atas Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 0 %. Maka pajak penghasilan yang harus dibayar adalah: - 10 % x Rp 50.000.000,- Rp 5.000.000,- - 15 % x Rp (100.000.000,- - 50.000.000,-) Rp 7.500.000,- - 0 % x Rp (6.555.040.57,- 150.000.000,-) Rp 10.91.51.161,- Total PPh Rp 10.94.01.161,- C. Laba setelah pajak Laba setelah pajak laba sebelum pajak PPh Rp 6.555.040.57,- Rp 10.94.01.161,- Rp 5.61.08.76,-

LE.4 Analisa Aspek Ekonomi A. Profit Margin (PM) PM Laba sebelum pajak x 100 % total penjualan PM Rp 6.555.040.57,- Rp 99.466.800.000 x 100 % 6,751 % Profit margin sebesar 6,751 % menunjukkan keuntungan perusahaan yang diperoleh tiap tahunnya. B. Break Even Point (BEP) BEP BEP BiayaTetap x 100 % Total Penjualan BiayaVariabel Rp 1.056.449.9,. x100% Rp99.466.800.000 Rp 41.855.10.170, 6,549% BEP merupakan titik keseimbangan penerimaan dan pengeluaran dari suatu pabrik/unit dimana semakin kecil BEP maka perusahaan semakin baik. BEP biasanya tidak lebih dari 50 %, maka dari hasil diatas diketahui pendapatan dan pengeluaran sebanding. Kapasitas produksi olein pada titik BEP 118 kg x 6,549 % 4,18 kg Nilai penjualan pada titik BEP 6,549 % x Rp 99.466.800.000,- Rp 6.54.10.7,- C. Pay Out Time (POT) 1 POT ROI x 1 tahun ROI ROI POT Laba setelah pajak Total Modal Investasi Rp 5.61.08.76, 0,95 Rp 86.858.608.557, 1 x 1 tahun,90 tahun 0,95

POT selama,90 tahun merupakan jangka waktu pengembalian modal dengan asumsi bahwa perusahaan beroperasi dengan kapasitas penuh tiap tahun. D. Return on Network (RON) Laba setelah pajak RON x 100 % Modalsendiri RON Rp 5.61.08.76, x 100 % Rp 5.115.165.14, 49,16 % E. Internal Rate of Return (IRR) Untuk menentukan nilai IRR harus digambarkan jumlah pendapatan dan pengeluaran dari tahun ke tahun yang disebut Cash Flow. Untuk memperoleh cash flow diambil ketentuan sebagai berikut: - Laba kotor diasumsikan mengalami kenaikan 10 % tiap tahun - Harga tanah diasumsikan mengalami kenaikan 10 % tiap tahun - Masa pembangunan disebut tahun ke nol - Jangka waktu cash flow dipilih 10 tahun - Perhitungan dilakukan dengan menggunakan nilai pada tahun ke 10 Cash flow laba sesudah pajak + depresiasi Dari hasi perhitungan diperoleh IRR sebesar 6,95 %

10,000,000,000 100,000,000,000 Penjualan Biaya tetap Biaya variabel Biaya produksi 80,000,000,000 Biaya (Rupiah) 60,000,000,000 40,000,000,000 0,000,000,000-0 10 0 0 40 50 60 70 80 90 100 Kapasitas Produksi (%) Gambar LE.1 Break Event Point