TUGAS PRA DESAIN PABRIK

TUGAS PRA DESAIN PABRIK MINYAK KAYU PUTIH DARI DAUN KAYU PUTIH DENGAN KAPASITAS PRODUKSI 250 TON/TAHUN Oleh :

EGI DEWANTARI 2031710017

YEMIMA WIATMOKO 2031710061

Dosen Pembimbing :

ANNI RAHMAT, S.T., M.T.

(NIP 8318300)

Departemen Teknik Kimia

Universitas Internasional Semen Indonesia

Gresik

2021

TUGAS PRA DESAIN PABRIK KIMIA

MINYAK KAYU PUTIH DARI DAUN KAYU

PUTIH DENGAN KAPASITAS PRODUKSI 250

TON/TAHUN

1. Nama : EGI DEWANTARI

NIM : 2031710017

2. Nama : YEMIMA WIATMOKO

NIM : 2031710061

PROGRAM SARJANA

DEPARTEMEN TEKNIK KIMIA

UNIVERSITAS INTERNASIONAL SEMEN INDONESIA

GRESIK

2021

Pabrik Minyak Kayu Putih dari Daun Kayu Putih Dengan Kapasitas Produksi 250 Ton/Tahun

i

ABSTRAK

Penyulingan essential oil dari daun kayu putih dirancang dengan kapasitas

250ton/tahun dan akan didirikan di DawarBlandong Kabupaten Mojokerto. Pabrik

ini dirancang untuk beroperasi selama 330 hari dalam setahun. Bahan baku yang

digunakan yaitu daun kayu putih dan MgSO4 diwilayah Mojokerto. Perencanaan

pabrik minyak kayu putih ini akan didirikan pada tahun 2023 dengan jumlah

karyawan 44 orang.

Pada perencanaan pabrik minyak kayu putih ini terdapat beberapa tahapan

untuk memperoleh produk yang dihasilkan. tahap pertama yaitu tahapan

pengambilan bahan baku, kemudian tahapan destilasi dengan uap air (direct steam

distillation), lalu tahapan pendinginan dan pemisahan air dan minyak, dan yang

terakhir yaitu tahapan purifikasi atau pemurnian minyak. Tedapat beberapa proses

dalam penyulingan minyak kayu putih namun proses yang digunakan dalam

perancangan pabrik ini yaitu direct steam destillation.

Pabrik yang akan didirikann mempunyai bentuk perusahaan perseroan

terbatas dan struktur organisasi system line and staff. Perhitungan yang diperoleh

dari evaluasi ekonomi sebagai berikut : ROI sebelum pajak sebesar 14,72 % dan

sesudah pajak adalah 11,039 %, BEP sebesar 59,84 %, Internal Rate of Return

(IRR) Pabrik terhitung 41,25%, dan Pay Out Time (POT) untuk Pabrik kembali

modal 4,8 tahun.


ii

LEMBAR PENGESAHAN

Tugas Pra Desain Pabrik Kimia dengan judul :

PRA DESAIN PABRIK MINYAK KAYU PUTIH DARI DAUN KAYU

PUTIH DENGAN KAPASITAS PRODUKSI 250 TON/TAHUN

Diajukan untuk memenuhi salah satu syarat memperoleh gelar Sarjana Teknik pada

Program Studi Teknik Kimia Universitas Internasional Semen Indonesia.

Oleh :

Egi Dewantari 2031710017

Yemima Wiatmoko 2031710061

Telah diujikan dan diperbaiki sesuai dengan masukan-masukan dari dosen penguji

sebagai berikut :

1. Penguji 1 : Fandi Angga Prasetya, S.Si., M.Si. ______________________

2. Penguji 2 : Yuni Kurniati, S.T., M.T ______________________

Pada Tanggal : 03 Agustus 2021

Gresik, 03 Agustus 2021

Dosen Pembimbing

Anni Rahmat, S.T., M.T.

NIP. 8318300

Mengetahui,

Koordinator Tugas Pra Desain Pabrik Kimia

Mala Hayati Nasution, S.T., M.T.

NIP. 8419315

Gresik, 06 September 2021

24

Pencil


iii

Yang bertanda tangan di bawah ini menerangkan bahwa nama yang disebut di

bawah ini :

1. Egi Dewantari 2031710017

2. Yemima Wiatmoko 2031710061

Telah menyelesaikan Laporan Tugas Pra Desain Pabrik Kimia dengan judul :

“PRA DESAIN PABRIK MINYAK KAYU PUTIH DARI DAUN KAYU

PUTIH DENGAN KAPASITAS PRODUKSI 250 TON/TAHUN”

Mahasiswa tersebut diperkenankan mengikuti Ujian Tugas Pra Desain Pabrik

Kimia yang akan dilaksanakan pada tanggal 24 Agustus 2021

Dosen Penguji :

1. Penguji 1 : Fandi Angga Prasetya, S.Si., M.Si. ______________________

2. Penguji 2 : Yuni Kurniati, S.T., M.T ______________________


Dosen Pembimbing

Anni Rahmat, S.T., M.T.

NIP. 8318300

Mengetahui,

Koordinator Tugas Pra Desain Pabrik Kimia

Mala Hayati Nasution, S.T., M.T.

NIP. 8419315

0303

Pencil


iv

KATA PENGANTAR

Puji dan syukur penulis panjatkan kehadirat Tuhan Yang Maha Esa atas segala

rahmat dan karunia-Nya sehingga penulis dapat menyelesaikan penulisan laporan

Tugas Pra Desain Pabrik Kimia yang berjudul “Judul Pra Desain Pabrik Kimia”.

Laporan ini dibuat sebagai prasyarat kelulusan mata kuliah CE1J524 Tugas Pra

Desain Pabrik Kimia yang merupakan salah satu mata kuliah tugas akhir di Program

Sarjana Departemen Teknik Kimia, Universitas Internasional Semen Indonesia

(UISI).

Penulis menyampaikan terima kasih yang sebesar-besarnya kepada pihak-pihak

yang telah membantu penyusunan laporan ini yaitu :

1. Bapak Anni Rahmat, S.T., M.T. sebagai dosen pembimbing atas segala

bimbingan, arahan, saran dan ide.

2. Dosen pengajar Departemen Departemen Teknik Kimia, Universitas

Internasional Semen Indonesia (UISI) atas segala bantuan.

3. Orang tua dan keluarga atas segala dukungan, perhatian dan doa.

Penulis senantiasa mengharapkan masukan, saran dan kritik demi peningkatan

kualitas laporan. Semoga laporan ini dapat bermanfaat bagi pengembangan ilmu

pengetahuan terutama dalam bidang desain pabrik kimia di Indonesia.


Penulis


v

DAFTAR ISI

ABSTRAK .............................................................................................................. i

LEMBAR PENGESAHAN ................................................................................... ii

KATA PENGANTAR .......................................................................................... iv

DAFTAR ISI .......................................................................................................... v

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

DAFTAR TABEL ................................................................................................ xii

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

BAB II SELEKSI DAN URAIAN PROSES ....................................................... 12

2.1 Jenis-jenis Proses .................................................................................... 12

2.1.1 Destilasi dengan Sistem Rebus (Water Distillation) ....................... 12

2.1.1 Destilasi dengan air dan uap atau sistem kukus (water and steam

distillation) ..................................................................................................... 13

2.1.2 Penyulingan dengan uap air (Direct steam destillation) ................. 14

2.2 Pemilihan Proses .................................................................................... 15

2.2.1 Perbandingan Proses Water Distillation, Water and Steam

Distillation, dan Direct Steam Distillation .................................................... 16

2.2.2 Gambaran Proses Direct Steam Distillation ................................... 16

2.3 Deskripsi Proses ..................................................................................... 16

2.3.1 Tahapan Pengambilan Bahan Baku ................................................ 17

2.3.2 Tahapan Destilasi dengan Uap Air (Direct Steam Distillation)...... 17

2.3.2.1 Pembuatan Uap (Steam Generation) ........................................... 17

2.3.2.2 Penyulingan Daun ....................................................................... 17

2.3.3 Tahapan Pendinginan dan Pemisahan Air dan Minyak .................. 18

2.3.4 Tahapan Purifikasi atau Pemurnian Minyak ................................... 19

BAB III DASAR PERANCANGAN ................................................................... 23

3.1 Kapasitas Pabrik ..................................................................................... 23

3.1 Bahan Baku ............................................................................................ 24

3.2 Produk .................................................................................................... 25

3.3 Lokasi Pabrik .......................................................................................... 26

3.4 Aspek Keselamatan ................................................................................ 31

3.5.1 Bahan Baku ..................................................................................... 31

3.5.1.1 Daun Kayu Putih ......................................................................... 31

3.5.1.2 Magnesium Sulfat (MgSO4) ........................................................ 31

3.5.1.3 Produk ......................................................................................... 32


vi

BAB IV DASAR – DASAR PENYUSUNAN NERACA MASSA DAN

NERACA ENERGI ........................................................................................ 33

4.1 Reaksi Pembentukan Produk .................................................................. 33

4.2 Asumsi Dalam Perhitungan Neraca Massa dan Energi Pada Alat Proses . 33

4.2.1 Daun Storage ................................................................................... 53

4.2.2 Steam Distillation Tank ................................................................... 53

4.2.3 Kondensor ....................................................................................... 54

4.2.4 Dekanter .......................................................................................... 54

4.2.5 Mixed Crude Essential Oil .............................................................. 53

4.2.6 MgSO4 Storage ............................................................................... 53

4.2.7 Pompa .............................................................................................. 54

4.2.8 Heater .............................................................................................. 54

4.2.9 Water Dehydration Tank ................................................................. 53

4.2.10 Water Storage ................................................................................. 53

4.2.11 Pure Essential Oil Storage .............................................................. 54

4.2.12 Deaerator ........................................................................................ 54

4.2.13 Chiller ............................................................................................. 53

4.2.14 Kolom Fraksinasi ............................................................................ 53

4.3 Perhitungan Neraca Massa ...................................................................... 33

4.4 Perhitungan Neraca Energi ...................................................................... 33

4.5 Process Flow Diagram ........................................................................... 33

BAB V SPESIFIKASI PERALATAN ............................................................... 33

5.1 Unit Reaktor ........................................................................................... 53

5.1.1 Spesifikasi Reaktor.......................................................................... 53

5.1.2 Dasar Perancangan Steam Distillation Tank ................................... 53

5.1.3 Asumsi Perhitungan ........................................................................ 54

5.1.4 Spesifikasi Alat Steam Distillation ................................................. 54

5.2 Unit Pemisahan dan Pencampuran ......................................................... 57

5.2.1 Dekanter .......................................................................................... 57

5.2.1.1 Dasar Perancangan Dekanter ....................................................... 58

5.2.1.2 Asumsi Perhitungan .................................................................... 58

5.2.1.3 Spesifikasi Alat Dekanter ............................................................ 58

5.2.2 Kolom Fraksinasi ............................................................................ 59

5.2.2.1 Dasar Perancangan Kolom Fraksinasi ......................................... 60


vii


5.2.2.3 Spesifikasi Alat Kolom Fraksinasi .............................................. 60

5.2.3 Mixed Crude Essential Oil Tank ..................................................... 62

5.2.3.1 Dasar Perancangan Mixed Crude Essential Oil Tank.................. 62


5.2.3.3 Spesifikasi Alat Mixed Crude Essential Oil Tank ....................... 62

5.2.4 Water Dehydration Tank ................................................................. 64

5.2.4.1 Dasar Perancangan Water Dehydration Tank ............................. 64

5.2.4.2 Asumsi Perhitungan Water Dehidration Tank ............................ 64

5.2.4.3 Spesifikasi Alat Water Dehydration Tank ................................... 64

5.2.5 Deaerator ........................................................................................ 66

5.2.5.1 Dasar Perancangan Deaerator ..................................................... 66

5.2.5.2. Asumsi Perhitungan Deaerator ............................................... 66

5.2.3.1 Spesifikasi Alat Deaerator .......................................................... 67

5.3 Unit Penukar Panas ................................................................................. 68

5.3.1 Heater .............................................................................................. 68

5.3.1.1 Dasar Perancangan Heater (E-211) ............................................. 68

5.3.1.2 Asumsi Perhitungan Heater (E-211) ........................................... 69

5.3.1.3 Spesifikasi Alat Heater (E-211) .................................................. 69

5.3.1.4 Dasar Perancangan Heater (E-219) ............................................. 70

5.3.1.5 Asumsi Perhitungan Heater (E-219) ........................................... 71

5.3.1.6 Spesifikasi Alat Heater (E-219) .................................................. 71

5.3.2 Kondensor ....................................................................................... 72

5.3.2.1 Dasar Perancangan Kondensor (E-111) ...................................... 72

5.3.2.2 Asumsi Perhitungan Kondensor (E-111) .................................... 73

5.3.2.3 Spesifikasi Alat Kondensor (E-111) ............................................ 73

5.3.2.4 Dasar Perancangan Kondensor (E-212) ...................................... 74

5.3.2.5 Asumsi Perhitungan Kondensor (E-212) .................................... 75

5.3.2.6 Spesifikasi Alat Kondensor (E-212) ............................................ 75

5.3.3 Chiller ............................................................................................. 76

5.3.3.1 Dasar Perancangan Chiller .......................................................... 76

5.3.3.2 Asumsi Perhitungan Chiller ........................................................ 76

5.3.3.3 Spesifikasi Alat Chiller ............................................................... 77

5.4 Peralatan Unit Transportasi dan Penyimpanan Bahan ........................... 77


viii

5.4.1 Spesifikasi Perpipaan ...................................................................... 78

5.4.1.1 Dasar Perancangan Perpipaan ..................................................... 78


5.4.1.3 Spesifikasi Alat Perpipaan ........................................................... 79

5.4.2 Spesifikasi Pompa ........................................................................... 79

5.4.2.1 Dasar Perancangan Pompa .......................................................... 80


5.4.2.3 Spesifikasi Alat Pompa ................................................................ 80

5.4.3 Spesifikasi Storage .......................................................................... 84

5.4.3.1 Dasar Perancangan Daun Storage ............................................... 84


5.4.3.3 Spesifikasi Daun Storage ............................................................ 85

5.5 Sistem Utilitas ........................................................................................ 90

5.6 Instrumentasi ............................................................................................ 103

5.6.1 Proses Kerja Instrumentasi .............................................................. 53

5.6.2 Instrumentasi Pabrik Minyak Kayu Putih ....................................... 53

BAB VI TATA LETAK PABRIK ..................................................................... 105

6.1 Dasar Perancangan Tata Letak Pabrik .................................................. 111

6.2 Tata Letak Perancangan Alat Proses .................................................... 114

BAB VII STRUKTUR ORGANISASI.............................................................. 118

7.1 Struktur Organisasi ............................................................................... 118

7.1.1 Bentuk Perusahaan ........................................................................ 118

7.1.2 Bagan Struktur Organisasi ............................................................ 118

7.2 Peraturan Perusahaan ........................................................................... 125

7.2.1 Jumlah Karyawan .......................................................................... 125

7.2.2 Penggolongan Karyawan dan Tingkat Pendidikan Karyawan ...... 127

7.2.3 Jaminan Sosial Karyawan ............................................................. 129

7.2.4 Jam Kerja ...................................................................................... 131

7.2.5 Penentuan Gaji Karyawan ............................................................. 134

BAB VIII ANALISIS EKONOMI .................................................................... 136

8.1 Dasar Perhitungan Analisis Ekonomi ................................................... 136

8.2 Analisis Kelayakan Ekonomi ............................................................... 136

8.2.1 Total Capital Invesment (TCI) ...................................................... 137

8.2.1.1 Direct Cost / Biaya Langsung ................................................... 137


ix

8.2.1.2 Indirect Cost / Biaya Tak Langsung .......................................... 138

8.2.1.3 Biaya Produksi Langsung .......................................................... 138

8.2.1.4 Biaya Produksi Tetap (FC) ........................................................ 139

8.2.1.5 Biaya Umum (General Expenses) ............................................. 139

8.2.1.6 Total Biaya Produksi ................................................................. 139

8.2.3 Break Event Point ......................................................................... 140

8.2.4 Return on Invesment (ROI) ........................................................... 140

8.2.5 Pay Out Time ................................................................................ 140

8.2.6 Shut Down Point ........................................................................... 141

8.2.7 Discounted Cash Flow (DCF) ....................................................... 141

BAB IX KESIMPULAN ................................................................................... 143

DAFTAR PUSTAKA ........................................................................................ 144

Lampiran A Perhitungan Analisis Keuntungan Kotor

Lampiran B Perhitungan Kapasitas Pabrik

Lampiran C Perhitungan Neraca Massa

Lampiran D Process Flow Diagram

Lampiran E Perhitungan Neraca Energi

Lampiran F Perhitungan Unit Reaktor

Lampiran G Perhitungan Unit Pemisahan Dan Pencampuran

Lampiran H Perhitungan Unit Penukar Panas

Lampiran I Perhitungan Alat Pengalihan Bahan

Lampiran J Perhitungan Sistem Utilitas

Lampiran K Process And Instrumentation Diagram

Lampiran L Perhitungan Jumlah Karyawan

Lampiran M Penentuan Gaji Karyawan

Lampiran N Perhitungan Analisis Ekonomi


x

DAFTAR GAMBAR

Gambar 1. 1 Forecasting Permintaan Minyak Atsiri Dunia ................................... 2

Gambar 1. 2 Peta RTRW Mojokerto....................................................................... 3

Gambar 2. 1 Penyulingan Dengan Air .................................................................. 12

Gambar 2. 2 Diagram Proses Penyulingan Sistem Kukus. ................................... 13

Gambar 2. 3 Diagram Proses Penyulingan Dengan Uap Air ................................ 15

Gambar 2. 4 Proses Produksi Minyak Kayu Putih ................................................ 22

Gambar 3. 1 Luas Hutan Kabupaten Mojokerto ................................................... 27

Gambar 3. 2 Peta RTRW Perda Kabupaten Mojokerto ........................................ 28

Gambar 3. 3 Peta Lokasi Perencanaan Pabrik MKP ............................................. 30

Gambar 4. 1 Blok Diagram Steam Distillation Tank A ........................................ 48

Gambar 4. 2 Blok Diagram Kondensor (E-111) ................................................... 48

Gambar 4. 3 Blok Diagram Dekanter (H-112)...................................................... 49

Gambar 4. 4 Blok Diagram Heater (E-211) ......................................................... 49

Gambar 4. 5 Blok Diagram Kolom Fraksinasi (D-210) ....................................... 50

Gambar 4. 6 Blok Diagram Kondensor (E-212) ................................................... 50

Gambar 4. 7 Blok Diagram Heater (E-219) .......................................................... 51

Gambar 4. 8 Blok Diagram Boiler (Q-310) ......................................................... 51

Gambar 5. 1 Alat Steam Distillation Tank A ........................................................ 55

Gambar 5. 2 Alat Steam Distillation Tank B ........................................................ 57

Gambar 5. 3 Alat Dekanter .................................................................................. 59

Gambar 5. 4 Alat Kolom Fraksinasi ..................................................................... 61

Gambar 5. 5 Alat Mixed Crude Essential Oil Tank .............................................. 63

Gambar 5. 6 Alat Water Dehydration Tank .......................................................... 66

Gambar 5. 7 Alat Deaerator .................................................................................. 68

Gambar 5. 8 Alat Heater ....................................................................................... 70

Gambar 5. 9 Alat Heater ....................................................................................... 72

Gambar 5. 10 Alat Kondensor .............................................................................. 74

Gambar 5. 11 Alat Kondensor .............................................................................. 76

Gambar 5. 12 Alat Chiller ..................................................................................... 77

Gambar 5. 13 Alat Possitive Displacement Pump ................................................ 83

file:///D:/egi/kuliah/Sem%208/PRA%20DESAIN%20PABRIK/PDP%20EGI%20MKP/LENGKAP/Lapran%20revisi%20setelah%20sidang/MKP-ARH-EGI-YEMIMA%20fix%20revisi%20(1).docx%23_Toc80889355





xi

Gambar 5. 14 Alat Centrifugal Pump ................................................................... 83

Gambar 5. 15 Alat Kompresor (Axial Flow) Single State ..................................... 84

Gambar 5. 16 Daun Storage .................................................................................. 86

Gambar 5. 17 Limbah Daun Storage .................................................................... 87

Gambar 5. 18 Alat MgSO4 Storage ...................................................................... 88

Gambar 5. 19 Alat Water Storage ......................................................................... 89

Gambar 5. 20 Alat Pure Essential Oil Storage ..................................................... 90

Gambar 5. 21 Diagram Alir Water Treatment System Pabrik MKP ..................... 94

Gambar 5. 22 Piping And Instrumentation Diagram Pabrik MKP ..................... 104

Gambar 6. 1 Tata Letak Pabrik ........................................................................... 114

Gambar 6. 2 Layout Tata Letak Peralatan Proses ............................................... 117

Gambar 7. 1 Struktur Organisasi Pabrik Mkp ..................................................... 120

Gambar 8. 1 Grafik Analisis Ekonomi ................................................................ 141

Gambar 8. 2 Cummulative Cash Flow ................................................................ 142

Gambar 8. 3 Profit After Tax............................................................................... 142




xii

DAFTAR TABEL

Tabel 1. 1 Perusahaan Pengguna Minyak Kayu Putih Di Indonesia....................... 5

Tabel 1. 2 Pabrik Penghasil Minyak Kayu Putih .................................................... 6

Tabel 1. 3 Data Perkembangan Impor Minyak Kayu Putih Di Indonesia .............. 8

Tabel 1. 4 Data Perkembangan Ekspor Minyak Atsiri Di Indonesia ...................... 8

Tabel 1. 5 Data Perkembangan Produksi Minyak Kayu Putih Di Indonesia .......... 9

Tabel 1. 6 Data Pemakaian Atau Konsumsi Daun Di Indonesia ........................... 9

Tabel 1. 7 Data Keseluruhan ................................................................................. 10

Tabel 1. 8 Data Jumlah Dan Harga Bahan Baku Pada Poduksi MKP .................. 11

Tabel 2. 1 Seleksi Pemilihan Proses ..................................................................... 20

Tabel 3. 1 Sifat Fisik Dan Kimia Daun Kayu Putih Melalueca Leucandra ......... 24

Tabel 3. 2 Sifat Fisik Dan Kimia MgSO4 ............................................................. 24

Tabel 3. 3 Komponen Utama Pada Minyak Kayu Putih ....................................... 25

Tabel 3. 4 Standar Nasional Indonesia (SNI) Untuk Minyak Kayu Putih ............ 26

Tabel 7. 1 Jumlah Karyawan Non-Shift Dan Shift .............................................. 126

Tabel 7. 2 Tingkat Pendidikan Karyawan ........................................................... 127

Tabel 7. 3 Pembagian Regu Tiap Shift ............................................................... 133

Tabel 8. 1 Nilai Direct Cost ................................................................................ 137

Tabel 8. 2 Nilai Indirect Cost .............................................................................. 138

Tabel 8. 3 Biaya Produksi Langsung .................................................................. 138

Tabel 8. 4 Biaya Produksi Tetap ......................................................................... 139

Tabel 8. 5 Biaya Umum (General Expenses)...................................................... 139

Tabel 8. 6 Nilai Total Biaya Produksi ................................................................. 140

Tabel 8. 7 Uji Kelayakan Ekonomi ..................................................................... 142


1

BAB I

PENDAHULUAN

1.1 Latar Belakang

Indonesia merupakan negara dengan kekayaan alam yang melimpah dan

saat ini telah menjadi salah satu pemasok bahan baku minyak atsiri di dunia.

Minyak atsiri merupakan suatu cairan berkonsentrasi yang mengandung senyawa

aromatic yang diperoleh dari tumbuhan. Minyak atsiri pada umumnya digunakan

dalam bidang wewangian, farmasi, maupun kuliner. Terdapat sekitar 40 jenis

minyak atsiri yang diproduksi Indonesia dan 12 diantaranya telah dikembangkan

dalam skala industry, salah satu diantaranya adalah minyak kayu putih (cajuput oil)

(KPR Indonesia, 2011).

Minyak kayu putih selama ini dikenal dengan luas dan memiliki

kecenderungan telah menjadi budaya dalam kehidupan masyarakat Indonesia.

Penggunaan minyak kayu putih yang umum dapat ditemui telah menjangkau semua

kalangan dan usia. Mulai bayi untuk menghangatkan badan dan juga untuk orang

dewasa yang digunakan untuk mengatasi hidung tersumbat, hingga para lansia yang

menggunakan minyak kayu putih sebagai penghilang rasa nyeri di badan. Di era

modern ini, penggunaan minyak kayu putih tidak terbatas pada aroma terapi saja

melainkan telah memiliki posisi di masyarakat menjadi alternatif medis.

Kefamiliaran yang dapat dikatakan telah menjadi budaya tersebut menjadikan

minyak kayu putih memiliki nilai tersendiri di masyarakat Indonesia dibandingkan

dengan jenis minyak atsiri yang lain (Kementrian Perdagangan, 2011).

Permintaan akan minyak atsiri dunia saat ini terbilang cukup besar.

Berdasarkan situs statistis.com salah satu situs yang berfokus pada data peramalan

berbagai komoditas dunia yang dipublis oleh M. Ridder, 2020, memaparkan

ramalan pada laman open aksesnya tentang permintaan minyak atsiri antara tahun

2018 hingga 2022 terus meningkat. Hal ini diprediksi berdasarkan kondisi pandemi

yang mempengaruhi daya beli produk yang memiliki citra herbal dimasyarakat

meningkat salah satunya minyak atsiri. Grafik hasil analisa dan peramalan tentang

permintaan produk minyak atsiri dunia dipaparkan sebagai berikut:


2

Gambar 1. 1 Forecasting Permintaan Minyak Atsiri Dunia

(Statista.com)

Berlandaskan data tersebut dapat diartikan adanya potensi ekspor dari

Indonesia mengingat saat ini Indonesia merupakan pemain besar di sektor minyak

atsiri. Potensi infrastruktur, kondisi geografis, iklim dan yang utama ketersediaan

lahan menjadi alasan kuat Indonesia akan menjadi produsen terbesar dalam sektor

minyak atsiri dunia tersebut.

Selain itu tentunya untuk memaksimalkan sebanyak mungkin sumber daya

alam tidaklah cukup dengan pergerakan perorangan satu golongan tertentu.

Sehingga diperlukan adanya keserasian dan kolaborasi untuk mencapai target yang

paling optimal. Di Indonesia sejak diterbitkannya Peraturan Pemerintah Nomor 35

tahun 1963 tentang Penyerahan Pengusahaan Hutan-hutan Tertentu kepada

Perusahaan-perusahaan Kehutanan Negara diserahkan pengusahaan hutan-hutan

tertentu yang ditunjuk oleh Menteri Pertanian dan Agraria kepada Perusahaan-

perusahaan Kehutanan Negara, selanjutnya disingkat ”Perhutani”. Perhutani

memiliki kewenangan untuk mengolah sumber daya hutan yang sangat besar yang

dalam hal ini dapat sebagai potensi pemasok bahan baku daun minyak kayu putih.

Mojokerto memiliki perkebunan minyak kayu putih yang cukup luas

sehingga memiliki potensi sebagai penyuplai bahan yang telah memiliki

pengalaman dalam perkebunan minyak kayu putih. Dalam Peta Rencana Tata

Ruang Wilayah (RTRW) yang termuat dalam peraturan daerah kabupaten nomor 9

tahun 2012 pemerintah telah menyiapkan kawasan hutan produksi yang cukup luas

sebagaimana tergambar dengan warna hijau ( ) pada peta RTRW berikut:

0

100

200

300

400

2018 2019 2020 2021 2022

226.9 246.4 267.6 290.6 315.6

Kilo

To

n

Tahun

Forecast Permintaan Minyak Atsiri Dunia


3

Gambar 1.2 Peta RT RW Mojokerto

(PERDA Kabupaten Mojokerto nomor 9 tahun 2012)

Peta tersebut adalah peta perencanaan wilayah jangka panjang artinya tidak

akan mengalami perubahan dalam waktu yang tidak ditentukan. Hal tersebut dapat

diartikan bahwa perencanaan wilayah yang akan mengedepankan kolaborasi sinergi

BUMN dapat disesuaikan dengan perencanaan wilayah kabupaten sedari awal.

Berdasarkan atas keterkaitan baik antara realita penerimaan produk

minyak kayu putih dimasyarakat luas, kenaikan ramalan permintaan atsiri dunia,

potensi sinergi dengan dua BUMN yang sangat memungkinkan, dan penyesuaian

wilayah sedari awal untuk mempermudah perizinan maka rencana pendirian pabrik

minyak kayu putih ini perlu dikaji lebih lanjut untuk direalisasikan.


4

1.2 Tujuan Pelaksanaan Proyek

Tujuan pelaksanaan pendirian Pabrik Minyak Kayu Putih dari Daun Kayu

Putih ini antara lain :

1. Menilai kelayakan Pendirian pabrik Minyak Kayu Putih dari Daun Kayu

Putih di Kabupaten Mojokerto, Jawa Timur

2. Mengupayakan pemanfaatan lahan di Kabupaten Mojokerto, Jawa

Timur dan luas hutan produksi PERUM PERHUTANI.

3. Mengetahui gambaran proses, alat – alat yang digunakan serta alat

instrumentasi dalam industri produksi minyak kayu putih.

4. Menghitung dimensi dan menetapkan spesifikasi alat yang digunakan

dalam industri minyak kayu putih.

5. Mengetahui jenis jumlah bahan baku yang dibutuhkan dan produk yang

dihasilkan dalam produksi minyak kayu putih.

6. Mengetahui besarnya utilitas yang dibutuhkan selama proses produksi

industri minyak kayu putih.

7. Menghitung parameter parameter ekonomi seperti internal rate of

return, break event point, dan sebagainya untuk mengetahui kelayakan

proyek pabrik minyak kayu putih.

1.3 Ruang Lingkup Proyek

Berdasarkan tujuan pelaksanaan proyek diatas maka ruang lingkup dari

proyek ini adalah sebagai berikut :

1. Perancangan peralatan proses yang akan digunakan di pabrik Minyak

Kayu Putih dari Daun Kayu Putih.

2. Perancangan disesuaikan dengan kondisi wilayah kabupaten Mojokerto

3. Data fraksi minyak kayu putih mengacu hasil GC-MS literatur studi

kandungan minyak kayu putih daerah Mojokerto

4. Proses perizinan administrasi Perum Perhutani tidak diperhitungkan


5

1.4 Analisa Pasar

1.4.1 Distribusi Penggunaan Minyak Kayu Putih di Indonesia

Kegunaan Minyak Kayu Putih di Indonesia cukup beragam yaitu sebagai

kebutuhan farmasi, terapi hingga wewangian. Dalam pencapaian tersebut

mengindikasikan bahwa ruang lingkup penggunaan minyak kayu putih sangat luas

dalam kehidupan masyarakat. Sehingga berpotensi kebutuhan minyak kayu putih

yang digunakan dalam berbagai aspek kegiatan masyarakat.

Berdasarkan data yang didapat dari Kementrian Perindustrian Republik

Indonesia tahun 2019, melalui berbagai Direktori Perusahaan Industri di Indonesia

pada tabel 1.1 berikut :

Tabel 1. 1 Perusahaan pengguna Minyak Kayu Putih di Indonesia

No Perusahaan Lokasi

1. PT. Eagle Indo Pharma Tangerang, Banten

2. PT. Farmasi Dewi Tunjong

Kabupaten Medan,

Sumatera Utara

3. PT. Tresno Joyo atau PT. Ultra Sakti

Jakarta Timur, DKI

Jakarta

4. PT. Usaha Sekawan Farmasi Indonesia Surabaya, Jawa Timur

5. PT. Tresno Joyo P

Medan, Sumatera

Utara

6. PT. Tempo Scan Pacific Tbk Jakarta, DKI Jakarta

7. PT. Konimex Grogol Sukoharjo,

Jawa Tengah

8. PT. Unilever Indonesia Tangerang, Banten

9. PT Dragon Prima Farma Semarang, Jawa

Tengah

10. PT. Delta Atsiri Prima Kabupaten Klaten,

Jawa Tengah

11. PT Surabaya Indah Permai Surabaya, Jawa Timur

(Kementrian Perindustrian Indonesia, 2019)


6

1.4.2 Pabrik Penghasil Minyak Kayu Putih di Indonesia

Berdasarkan data yang didapat dari Kementrian Perindustrian Republik

Indonesia tahun 2019, melalui Direktori Perusahaan Industri berikut adalah daftar

perusahaan Minyak Kayu Putih yang ada di Indonesia :

Tabel 1. 2 Pabrik Penghasil Minyak Kayu Putih

No Perusahaan Lokasi Kapasitas Bahan Baku

1. Minyak Kayu Putih

Sukun Ponorogo

-

Daun Kayu

Putih

2.

Penyulingan

Minyak Kayu Putih

Sendang

D.I.Yogyakarta

- Daun Kayu

Putih

3.

Perum Perhutani

(PMKP

Jatimunggul)

Indramayu

400 ton/tahun

Daun Kayu

Putih

4.

Pabrik Minyak

Kayu Putih

Perhutani Gundih

Grobogan, Jawa

Tengah

Daun Kayu

Putih

5,

Pabrik Minyak

Kayu Putih

Perhutani Krai

Purwodadi, Jawa

Tengah

Daun Kayu

Putih

6.

Pabrik Minyak

Kayu Putih

Perhutani Sukun

Ponorogo, Jawa

Timur

Daun Kayu

Putih

7.

Pabrik Minyak

Kayu Putih

Perhutani Madiun

Madiun, Jawa

Timur

Daun Kayu

Putih

8.

Pabrik Minyak

Kayu Putih

Perhutani

Indramayu

Indramayu, Jawa

Barat

Daun Kayu

Putih


7

9.

Pabrik Minyak

Kayu Putih

Perhutani Kupang

Mojokerto, Jawa

Timur

71.688

ton/tahun Daun Kayu

Putih

(Kementrian Perindustrian Indonesia, 2019)

1.4.3 Peluang Pasar Minyak Kayu Putih

Minyak kayu putih merupakan minyak yang telah umum digunakan di

kehidupan masyarakat Indonesia. Minyak kayu putih memiliki berbagai manfaat di

bidang medis dan farmasi seperti antiseptic maupun obat penghilang nyeri. Selain

itu, minyak kayu putih juga umum digunakan sebagai wewangian dan aroma terapi.

Menurut data Kementerian Lingkungan Hidup dan Kehutanan 2019,

kebutuhan minyak kayu putih di Indonesia saat ini sekitar 4.500 ton/tahun. Namun

pasokan minyak kayu putih dari dalam negeri hanya mencapai 2.500 ton/tahun.

Sehingga saat ini Indonesia masih kekurangan pasokan dan menyebabkan masih

impor minyak kayu putih.

1.4.4 Data Impor, Ekspor, Produksi, Konsumsi Minyak Atsiri di Indonesia

Berdasarkan data statistik, kebutuhan Minyak Atsiri di Indonesia

mengalami peningkatan. Sampai saat ini, produksi Minyak Atsiri khususnya Kayu

Putih di Indonesia masih belum dapat mencukupi kebutuhan dalam negeri sehingga,

mengakibatkan Minyak Atsiri harus diimpor dari luar Negeri dan hal tersebut

mengakibatkan meningkatnya nilai impor. Untuk memperoleh nilai maksimal

kapasitas produksi Pabrik Minyak Kayu Putih maka dibutuhkan data impor, ekspor,

produksi, maupun konsumsi hingga tahun 2023. Data impor, ekspor, produksi, dan

konsumsi dihitung dengan cara forecasting. Forecast adalah suatu alat atau teknik

yang digunakan untuk memprediksi atau memprediksi suatu nilai di masa yang

akan datang dengan memperhatikan data atau informasi yang relevan, baik data

atau informasi masa lalu maupun data atau informasi saat ini. Metode forecast yang

digunakan untuk memprediksi nilai ditahun yang akan datang pada nilai ekspor,

impor, produksi, dan konsumsi menggunakan metode Holt’s Exponential

Smoothing. Metode exponential smoothing melakukan proses perhitungan terus

menerus yang menggunakan data terbaru (Himawan, 2020). Berikut merupakan

nilai impor, ekspor, produksi dan konsumsi Minyak Atsiri:


8

a. Impor

Data statistik yang diterbitkan Annual International Trade Statistics by

Country (HS02) tentang kebutuhan impor Minyak Atsiri di Indonesia dari tahun

ketahun mengalami peningkatan. Perkembangan data impor akan Minyak Atsiri di

Indonesia pada tahun 2014 sampai tahun 2019 dapat dilihat pada Tabel 1.3

Tabel 1. 3 Data Perkembangan Impor Minyak Kayu Putih di Indonesia

Tahun Jumlah Impor (Ton)

2014 926.78

2015 1360

2016 1000

2017 1991.7

2018 2000

2019 2000

Sumber: Annual International Trade Statistics by Country (HS02).

b. Ekspor

Data statistik yang diterbitkan Annual International Trade Statistics by

Country (HS02) tentang ekspor Minyak Atsiri di Indonesia dari tahun ketahun

mengalami peningkatan. Perkembangan data produksi akan Minyak Atsiri di

Indonesia pada tahun 2011 sampai tahun 2019 dapat dilihat pada Tabel 1.4.

Tabel 1. 4 Data Perkembangan Ekspor Minyak Atsiri di Indonesia

Tahun Jumlah Ekspor (Ton)

2011 236.71

2012 4938.54

2013 150.9

2014 159.76

2015 209.68

2016 194.12

2017 111.4

Sumber: Annual International Trade Statistics by Country (HS02).


9

c. Produksi

Produksi Minyak Kayu Putih di Indonesia dari tahun ketahun menurut data

Dinas Kehutanan Provinsi Jawa Timur tidak stabil. Perkembangan data produksi

Minyak Kayu Putih di Indonesia pada tahun 2015 sampai tahun 2019 dapat dilihat

pada Tabel 1.5

Tabel 1. 5 Data Perkembangan Produksi Minyak Kayu Putih di Indonesia

Tahun Jumlah Produksi (Ton)

2015 394.650

2016 111.37

2017 20.158

2018 177.430

2019 180,88

Sumber : Dinas Kehutanan Provinsi Jawa Timur.

d. Konsumsi

Konsumsi Minyak Kayu Putih di Indonesia dari tahun ketahun semakin

naik. Data konsumsi atau pemakaian akan Minyak Kayu Putih di Indonesia pada

tahun 2014 sampai tahun 2019 dapat dilihat pada Tabel 1.6

Tabel 1. 6 Data Pemakaian atau Konsumsi daun di Indonesia

Tahun Jumlah Konsumsi (Ton)

2014 980

2015 1.500

2016 1.500

2017 2200

2018 4500

2019 4500

Sumber: Jurnal Teknik ITS, 2020

Sehingga, dengan metode holts exponential smooting dapat diketahui

maksmum kapasitas Minyak Kayu Putih pada tahun 2023 yaitu:


10

Tabel 1. 7 Data Keseluruhan

Komponen Total

M 1 (Impor) 2821,417124

M 2 (Produksi) 154.9121529

M 4 (Ekspor) -115,2462384

M 5 (Konsumsi) 5660

m1+m2+m3 = m4+m5

2976,3293 = 5544,7538

m3 = 2568,424485 Ton/Tahun

Maksimal kapasitas yaitu 2568 ton/tahun, sehingga berdasarkan

perhitungan di atas, maka diasumsikan kapasitas minyak kayu putih yang akan

didirikan sebesar 9.7% dari peramalan kapasitas produksi dengan safety factor

90.3% senilai 250 ton/tahun.

1.5 Penggunaan Produk

Minyak atsiri merupakan cairan pekat yang mengandung senyawa aromatis

yang didapat dari proses ekstraksi tanaman dan pemurnian. Aroma yang khas dari

setiap tanaman menjadi nilai tersendiri untuk fungsi minyak atsiri sebagai aroma

terapi. Tak hanya itu minyak atsiri saat ini juga menempati posisi yang cukup

strategis sebagai alternatif medis. Minyak kayu putih termasuk dalam salah satu

minyak atsiri yang dapat dikatakan telah menjadi budaya dalam kehidupan di

Indonesia. Penggunaan dalam penghangat badan terbukti luas telah digunakan

mulai sedari bayi hingga orang dewasa dan lansia. Pada penggunaan yang lebih

modern, minyak aku putih dapat digunakan sebagai antiseptik maupun obat

analgesik dari kandungan sineol yang ada didalamnya. Dengan merangkul budaya

dan familiarnya produk ini di semua usia, tidak dapat dipungkiri industri ini

memiliki pasar yang cukup luas di semua lapisan masyarakat Indonesia.

1.6 Analisis Keuntungan Kotor (Gross Profit Margin)

Gross profit margin adalah rasio yang mengukur efisiensi harga pokok atau

biaya produksi untuk menghasilkan laba kotor. Semakin besar Gross Profit Margin


11

(GPM), semakin efisien kegiatan operasional perusahaan. Semakin kecil Gross

Profit Margin (GPM), maka perusahaan dinilai kurang efisien dalam melakukan

kegiatan operasional. Analisis keuntungan kotor proyek ini diperoleh dari harga

produk dan bahan baku. Data jumlah dan harga bahan baku serta produk NPK

disampaikan pada tabel 1.10.

Tabel 1. 8 Data Jumlah dan Harga Bahan Baku Pada Poduksi Minyak Kayu Putih

Komposisi Bahan baku Jumlah/kg Harga/kg Harga Total (Rp)

100%

Daun Kayu

Putih 410,947,917.538 900 369,853,125,784.15

Perhitungan analisis keuntungan kotor disampaikan pada lampiran A.

Berdasarkan perhitungan yang telah dilakukan, keuntungan kotor diperoleh sebesar

Rp 246.568.750.523/tahun dari bahan baku berupa 100% Daun Kayu Putih, dengan

harga daun 900/kg, sehingga GPM yang diperoleh sebesar 40%. Hal ini

menunjukkan pabrik minyak kayu putih memberikan keuntungan yang menjanjikan

dan layak untuk didirikan.


12

BAB II

SELEKSI DAN URAIAN PROSES

2.1 Jenis-jenis Proses

Dalam proses pengambilan minyak dari tanaman dapat di peroleh melalui

tiga cara yaitu :

2.1.1 Destilasi dengan Sistem Rebus (Water Distillation)

Prinsip kerja dari penyulingan ini yaitu bahan yang akan dilakukan proses

penyulingan memiliki hubungan langsung dengan air mendidih. Bahan yang akan

disulingkan akan mengambang/mengapung diatas air atau terendam seluruhnya

atau tergantung pada berat jenis dan kuantitas bahan yang akan di proses air dapat

didihkan dengan api secara langsung.

Gambar 2. 1 Penyulingan Dengan Air

Pada metode ini bahan yang kontak langsung dengan air kemudian

dipanaskan dengan menggunakan api dibawah ketel. Uap yang keluar dari ketel

yang merupakan campuran antara uap air dengan minyak dialirkan ke bak

pendingin (kondensor). Untuk merubah uap menjadi cairan. Cairan yang berupa

kondensat hasil kondensasi dipisahkan dengan separator dengan menggunakan

sistim grafitasi yaitu air yang memiliki berat jenis lebih tinggi akan berada di bawah

sedangkan minyak berada di atas sistem penyulingan ini tidak cocok digunakan


13

untuk penyulingan minyak atsiri akan tetapi biasa digunakan untuk menyuling

minyak aromaterapi seperti mawar dan melati. (Rimbawanto dkk, 2017).

2.1.1 Destilasi dengan air dan uap atau sistem kukus (water and steam

distillation)

Pada metode ini hampir sama dengan metode rebus akan tetapi bedanya

pada metode ini bahan baku tidak bersinggungan secara langsung karena terdapat

saringan diatas air. Air dipanaskan dibawah ketel dengan menggunakan api. Uap

air akan naik dan mendorong minyak keluar bahan baku. proses selanjutnya sama

seperti sistem rebus. Kekurangan dari sistem adalah sulit untuk mengontrol

kestabilan suhu dan tekanan air karen bergantung kepada besar kecilnya api

Gambar 2. 2 Diagram proses penyulingan minyak kayu putih dengan sistem

kukus (Sumber : Prastyono).

Pada sistem penyulingan ini cocok digunakan pada pembuatan minyak

kayu putih sebagaimana banyak digunakan oleh masyarakat di kepulauan maluku.

Peralatan yang digunakan dalam penyulingan tradisional yaitu tungku api yang

terbuat dari tanah liat, ketel pengukus yang terbuat dari kayu kuning atau kayu

marsego dan ketel pendingin yang terbuat dari kayu yang dilapisi oleh plastik.

Antara ketel pengukus dan ketel pendingin dihubungkan dengan pipa stainless steel

(Gambar 2.3). Tungku api selain berfungsi sebagai pembuat api juga sebagai


14

penyangga ketel, sehingga ukurannya pun menyesuaikan dengan ukuran ketel

pengukus (Rimbawanto dkk, 2017).

Proses penyulingan minyak kayu putih diawali dengan pemetikan daun

kayu putih yang tumbuh di hutan hutan alam. Daun yang sudah dipetik adalah daun

daun yang telah berumur kurang lebih 6 bulan setelah pemanenan daun periode

sebelumnya. Daun daun yang sudah di petik kemudian di masukan ke dalam ketel

pengukus yang telah berisi air di bawahnya. Ketel yang berisi air dipisahkan dengan

daun dengan cara di berikan saringan yang terbuat dari besi sehingga daun tidak

bersentuhan langsung dengan air. Banyaknya daun disesuaikan dengan ukuran

ketel. Pada ketel yang berukuran 110 cm dengan diameter 110 bisa menampung

daun sebanyak 500 kg (Rimbawanto dkk, 2017).

Setelah proses pengisian daun selesai, ketel ditutup rapat untuk mencegah

kebocoran. Air kemudian dipanaskan dengan api dengan bahan bakar berupa kayu

bakar. Uap air panas pada bagian bawah akan mendorong minyak yang ada di daun

kayu putih untuk keluar dari kelenjar kelenjar minyak yang ada di dalam daun. Uap

air yang sudah tercampur kemudian di alirkan menuju ketel pendingin yang berisi

air didalam pipa. Didalam ketel pendingin campuran uap air dan minyak yang ada

didalam pipa akan terkondensasi dan membentuk cairan (kondesat). Cairan

kondesat pertama akan menetes setelah 3 jam proses penyulingan dan akan berhenti

4 jam kemudian. Cairan ini di alirkan keluar dan ditampung dalam wadah. Minyak

kayu putih akan berada di atas permukaan air karena perbedaan massa jenis.

Selanjutnya minyak akan disimpan ke dalam wadah-wadah. Proses penyulingan

akan selesai disaat tidak adanya minyak kayu putih didalam ketel pendingin. Hal

ini menandakan bahwa minyak dari daun kayu putih terekstrak keseluruhan. Proses

yang dibutuhkan untuk penyulingan ini sekitar 7 jam. Berdasarkan pengalaman dari

penyulingan tradisional daun sebanyak 500 kg menghasilkan minyak kayu putih

sebanyak 4 kg atau rendemen minyak sebesar 0.8 % (Rimbawanto dkk, 2017).

2.1.2 Penyulingan dengan uap air (Direct steam destillation)

Pada sistem ini tidak terjadi kontak sama sekali antara air dengan bahan

baku maupun api. Uap air panas bertekanan tinggi dibuat didalam ketel uap atau

boiler yang terpisah dengan ketel tempat bahan baku. Uap air yang sudah dibuat


15

didalam boiler kemudian di alirkan ke dalam ketel tempat bahan baku melalui pipa.

Tekanan dari uap tersebut mendorong keluarnya minyak dari bahan baku. Uap

panas berupa campuran antara minyak dan air kemudian dialirkan menuju ketel

pendingin atau kondensor. Kelebihan dari sistem ini yaitu suhu dan tekanan uap

lebih stabil dibandingkan dengan sistem kukus. Secara sederhana digambarkan

pada diagram berikut :

Gambar 2. 3 Diagram proses penyulingan minyak kayu putih dengan uap air

Sistem penyulingan ini banyak digunakan pada industri penyulingan

minyak kayuputih skala besar atau modern atau pabrik minyak kayuputih (PMKP),

walaupun ada juga yang digunakan dalam penyulingan skala kecil atau portable

(Rimbawanto dkk, 2017).

2.2 Pemilihan Proses

Terdapat beberapa hal yang dilakukan dalam melakukan pra-rancangan

pabrik. Salah satu hal yang dilakukan dalam melakukan pra-rancangan pabrik yaitu

pemilihan proses produksi. Diperlukan beberapa pertimbangan dalam segala aspek

untuk pemilihan proses karena berkaitan dengan kriteria spesifikasi produk yang

dihasilkan, teknologi yang digunakan, dan berkaitan dengan spesifikasi peralatan

yang digunakan.


16

2.2.1 Perbandingan Proses Water Distillation, Water and Steam Distillation,

dan Direct Steam Distillation

Berdasarkan pertimbangan dari segala aspek yang berada pada sub bab 2.1

maka ditentukan seleksi proses seperti disampaikan pada Tabel 2.1.

2.2.2 Gambaran Proses Direct Steam Distillation

Berdasarkan data perbandingan proses pembuatan Minyak Kayu Putih dari

Daun Minyak Kayu Putih pada Tabel 2.1, maka proses pembuatan Minyak Kayu

Putih yang paling efektif adalah proses Direct Steam Distillation. Adapun kelebihan

dari proses Direct Steam Distillation diantaranya sebagai berikut :

1. Proses berlangsung secara Semi Kontinyu.

2. Tekanan dan suhu rendah yaitu 0.5 atm dan 100ºC sehingga kebutuhan energi

dalam proses produksi serta resiko ledakan dan kebakaran rendah.

3. Waktu operasi tidak terlalu lama yaitu 4 jam sehingga kebutuhan energi tidak

tinggi.

4. Bahan baku mudah didapatkan karena tersedia di dalam negeri sehingga tidak

perlu melakukan impor.

5. Tidak ada menghasilkan limbah.

Proses pembuatan Minyak Kayu Putih dari Daun Minyak Kayu Putih

dengan menggunakan sistem Direct Steam Distillation memiliki kelebihan yaitu

suhu dan tekanan uap air lebih stabil dan dapat di kontrol dibandingkan dengan

sistem Water and Steam Distillation. Sistem ini banyak digunakan pada industri

penyulingan minyak kayu putih berskala besar atau modern atau Pabrik Minyak

Kayu Putih (PMKP) (Anto,dkk., 2017).

2.3 Deskripsi Proses

Perancangan pabrik minyak kayu putih dengan bahan baku daun

Melaleuca cajuputi memiliki beberapa tahap diantaranya :

1. Tahapan Pembuatan Uap (Steam Generation)

2. Tahapan Penyulingan Daun dengan Proses Distilasi Uap (Direct Steam

Distillation)

3. Tahapan Pendinginan dan Pemisahan Air-Minyak

4. Tahapan Purifikasi atau Pemurnian Minyak


17

2.3.1 Tahapan Pengambilan Bahan Baku

Bahan baku utama yang digunakan di dalam proses ini adalah Daun Kayu

Putih (Melaleuca cajuputi). Pengambilan atau pemetikan daun dilakukan dengan

cara diurut dari rantingnya. Daun yang dipetik adalah daun-daun trubusan yang

telah berumur lebih kurang 6 bulan setelah pemanenan daun periode selanjutnya.

Kandungan air dalam daun kayu putih kering sebesar 1,07%


2.3.2 Tahapan Destilasi dengan Uap Air (Direct Steam Distillation)

Pada sistem ini tidak terjadi kontak langsung antara bahan baku, air

maupun api. Uap air panas bertekanan tinggi dibuat di dalam ketel uap atau boiler

yang terpisah dengan ketel tempat bahan baku. Uap air tersebut kemudian dialirkan

ke dalam ketel yang berisi bahan baku melalui pipa. Tekanan dari uap panas

tersebut akan mendorong keluarnya minyak dari bahan baku. Uap panas yang

keluar dari ketel yang merupakan campuran antara minyak dan air dialirkan melalui

pipa menuju bak pendingin (kondensor) untuk selanjutnya didinginkan


2.3.2.1 Pembuatan Uap (Steam Generation)

Proses produksi pabrik minyak kayu putih membutuhkan steam yang

dihasilkan dari unit utilita. Steam diproses dari air yang berasal dari system Water

Treatment Pabrik Minyak Kayu Putih. Air dari proses tersebut selanjutnya dialirkan

menuju deaerator untuk menghilangkan oksigen dan gas-gas terlarut lainnya yang

terbawa selama proses. Air keluaran deaerator akan dialirkan langsung menuju

boiler. Steam yang terbentuk dalam boiler adalah superheated steam. Bahan bakar

yang digunakan pada boiler adalah hasil dari limbah daun kayu putih.

2.3.2.2 Penyulingan Daun

Proses pengambilan minyak dari daun yang digunakan dalam pabrik

minyak kayu putih menggunakan metode steam distillation. Daun kayu putih yang

disimpan di dalam gudang penyimpanan bahan baku, dimasukkan ke dalam tangki

ekstraksi. Terdapat 3 tangki Steam Destillation pada Pabrik Minyak Kayu Putih.

Dimana, satu tangki beroperasi awal dan satu tangki beroperasi dua jam setelahnya.

Satu tangki dalam keadaan standby, dan beroperasi ketika tangki pertama telah


18

selesai proses. Dalam satu batch proses steam distillation dibutuhkan waktu

sebanyak 30 menit persiapan awal, empat jam proses ekstraksi, dan 30 menit

pembersihan akhir tangki. Tangki steam distillation yang telah digunakan pada

setiap batch diberikan selang waktu selama 30 menit sebelum digunakan kembali

untuk menjaga kinerja tangki.

Tangki steam distillation berfungsi sebagai tempat terjadinya kontak

antara daun kayu putih dengan steam untuk mengambil minyak atsiri yang

terkandung di dalam daun. Steam yang digunakan dalam proses ini adalah

superheated steam yang berasal dari boiler. Kemudian de-oiled leaves atau ampas

daun akan dikeluarkan dari tangki steam distillation jika proses telah selesai. Proses

steam distillation berlangsung selama empat jam untuk satu kali proses.

Produk hasil ekstraksi berupa uap air dan minyak kayu putih

dikondensasikan dalam kondensor. Kondensor yang digunakan berfungsi untuk

mengondensasikan uap air dan minyak kayu putih hasil ekstraksi menjadi liquid

atau distilat. Selanjutnya campuran ini dipisahkan dalam dekanter untuk dilakukan

pemisahan antara air dengan minyak kayu putih. Prinsip pemisahan menggunakan

dekanter adalah perbedaan berat jenis, dimana komponen minyak kayu putih

dengan berat jenis lebih rendah akan berada di bagian atas, sedangkan air berada di

bawah. Produk dari dekanter dialirkan pada tangki penyimpanan crude oil untuk

menampung produk minyak kayu putih sebelum memasuki proses pemurnian

berupa distilasi fraksinasi.

2.3.3 Tahapan Pendinginan dan Pemisahan Air dan Minyak

Produk hasil ekstraksi berupa uap air dan minyak kayu putih

dikondensasikan dalam kondensor. Kondensor yang digunakan berfungsi untuk

mengondensasikan uap air dan minyak kayu putih hasil ekstraksi menjadi liquid

atau distilat. Selanjutnya campuran ini dipisahkan dalam dekanter untuk dilakukan

pemisahan antara air dengan minyak kayu putih. Prinsip pemisahan menggunakan

dekanter adalah perbedaan massa jenis, dimana komponen minyak kayu putih

dengan massa jenis lebih rendah akan berada di bagian atas, sedangkan air berada

di bawah. Produk dari dekanter dialirkan pada tangki penyimpanan crude oil untuk


19

menampung produk minyak kayu putih sebelum memasuki proses pemurnian

berupa vacuum distillation.

2.3.4 Tahapan Purifikasi atau Pemurnian Minyak

Minyak kayu putih keluaran Steam Distillation Tank, ditampung dalam

Mixed Crude Oil Tank. Dalam alat Mixed Crude Oil Tank, minyak kayu putih akan

ditambahkan MgSO4 untuk mengikat air sehingga kemurnian minyak kayu putih

dalam crude essential oil meningkat. Minyak kayu putih dari tangki pencampuran

kemudian dipanaskan menggunakan heat exchanger sebelum dimasukkan ke dalam

kolom distilasi fraksinasi. Produk atas kolom yang merupakan produk akhir minyak

kayu putih dialirkan menuju kondensor. Produk minyak kayu putih akan disimpan

dalam Pure Essential Oil Storage Tank. Produk bagian bawah kolom dialirkan

menuju heater untuk memanaskan produk sehingga sesuai dengan kondisi operasi

Water Dehydration Tank. Dalam Water Dehydration Tank terjadi proses dehidrasi

MgSO4.7H2O, menjadi steam dan MgSO4. Kemudian MgSO4 dialirkan kembali

menuju penyimpanan MgSO4 dan steam menuju aliran deaerator.


20

Tabel 2. 1 Seleksi Pemilihan Proses

No Parameter

Variasi Proses

Water

Distillation Nilai

Water and Steam

Distillation Nilai

Direct Steam

Distillation Nilai

1.

Aspek Teknis:

a. Proses Batch 90 Batch 90 Batch 90

b. Rendemen (%) 1,8%[2] 90 1,99%[1] 100 0,526-0,638%[3] 70

c. Kandungan 1,8

cineol dalam

minyak kayu putih

(%)

61,39%[2] 70 54,56%[1] 60 68,03-93,34%[3] 100

2.

Kondisi Operasi:

a. Suhu 1000C[2] 100 1500C[1] 90 1000C[3] 100

b. Tekanan vakum[2] 80 vakum[2] 80 vakum[2] 80

c. Waktu Operasi 5-6 jam[2] 70 3-4 jam[1] 100 4 jam[3] 100

3.

Modal dan Bahan Baku:

a. Bahan baku Melaleuca

cajuputi,

MgSO4, air[3]

100

Melaleuca

cajuputi, MgSO4,

aquades[1]

90

Melaleuca

cajuputi, MgSO4,

air[3]

100


21

b. Ketersediaan bahan

baku Dalam Negeri[2] 100 Dalam Negeri[1] 100 Dalam Negeri[2] 100

c. Jumlah yang

dibutuhkan Sedikit 100 Sedikit 100 Sedikit 100

4. Aspek Ekonomi:

a. Investasi Besar 70 Besar 70 Kecil 100

5. Dampak Lingkungan: Ada 50 Ada 50 Ada 50

TOTAL NILAI 920 930 990

Sumber: [1] Aryani, 2020

[2] Helfiansah, dkk, 2013

[3] Muyassaroh, 2016


22

Gambar 2. 4 Proses Produksi Minyak Kayu Putih


23

BAB III

DASAR PERANCANGAN

3.1 Kapasitas Pabrik

Faktor utama yang perlu di perhatikan dalam pendirian pabrik yaitu

kapasitas produksi. Dalam penentuannya perlu memperhatikan segi teknis,

finansial, ekonomis, dan kapasitas minimal sehingga pabrik dapat beroperasi

dengan baik dengan nilai ekonomis yang tinggi. Pada segi teknis yang perlu di

pertimbangkan yaitu spesifikasi alat dan pemilihan proses. Pada aspek ekonomis

yang dipertimbangkan yaitu keuntungan dan modal.

Selain itu dalam penentuan kapasitas produksi perlu memperhatikan

spesifikasi pabrik yang akan didirikan, meliputi kapasitas produksi, kapasitas alat

produksi, jenis operasi, dan kualitas produk yang dihasilkan. Berdasarkan Tabel 1.7

mengenai data produksi, dan tabel 1.8 mengenai data konsumsi Minyak Kayu Putih

serta Tabel 1.5 mengenai data impor dan tabel 1.6 mengenai data ekspor Minyak

Kayu Putih dapat diperkirakan kapasitas pabrik Minyak Kayu Putih tahun 2023

dengan melakukan perhitungan secara matematis dan proyeksi terhadap data impor,

ekspor, produksi dan konsumsi. Ringkasan hasil perhitungan kapasitas produksi

tahun 2023 disampaikan pada Tabel 3.1.

Tabel 3.1 Kapasitas Produksi Tahun 2023 dalam Ton/Tahun

Komponen Total

M 1 (Impor) 2821,417124

M 2 (Produksi) 154.9121529

M 4 (Ekspor) -115,2462384

M 5 (Konsumsi) 5.660

M3 (Kapasitas) 2568,424485

Berdasarkan Tabel 3.1 dapat diketahui bahwa proyeksi produksi Minyak

Kayu Putih pada tahun 2023 sebesar 154.9121529 ton/tahun. Impor sebesar

2821,417124 ton/tahun. Ekspor -115,2462384 ton/tahun. Konsumsi 5.660

ton/tahun. Oleh karena itu, diketahui maksimal kapasitas produksi dengan proyeksi


24

tahun 2023 sebesar 2568,424485 ton/tahun. Sehingga berdasarkan perhitungan di

atas, maka diasumsikan kapasitas minyak kayu putih yang akan didirikan sebesar

9.7% dari peramalan kapasitas produksi dengan safety factor 90.3% senilai 250

ton/tahun.

3.1 Bahan Baku

Bahan baku utama pada proses pembuatan minyak kayu putih adalah jenis

daun kayu putih melaleuca leucadendron pada fase padat dan MgSO4 pada fase

cair. Sifat fisik dan kimia didasarkan pada PT Sinar Baru Ambon. Rangkuman sifat

fisik dan kimia disampaikan pada tabel dibawah ini :

Tabel 3. 1. Sifat Fisik dan Kimia Daun Kayu Putih Melalueca Leucandra

No Sifat Fisik dan Kimia Kayu Putih melalueca leucandra

1 Bentuk Fisik Padat

2 Warna Hijau kelabu

3 Bau Khas minyak kayu putih

4 panjang daun 4,5 - 15 cm

5 Lebar 0.75 - 4 cm

6 1,8 Cineole 52,51 %

7 α-pinene 6,18 %

8 ϒ-Terpinene 5,37 %

9 3-Cyclohexene 4,85 %

10 α-Terpinolene 3.90%

Sumber : PT Sinar Baru Ambon.

Tabel 3. 2 Sifat Fisik dan Kimia MgSO4

No Sifat Fisik dan Kimia Kayu Putih melalueca leucandra

1 Bentuk Fisik Kristal

2 Berat Molekul 120,366 gr/mol

3 Bau Tidak Berbau

4 Kelarutan dalam air 20 C 25,5 gr/ 100 ml

5 Sifat kelarutan Tidak Larut Dalam Aseton

Sumber :PT Mitra Tsalasa Jaya.


25

3.2 Produk

Produk utama dari pabrik ini adalah minyak kayu putih. Minyak kayu putih

adalah minyak atsiri yang dihasilkan dari tanaman kayu putih dengan nama botani

Melaleuca leucadendron (Aryani dkk, 2020). Minyak kayu putih merupakan salah

satu jenis minyak atsiri yang banyak digunakan untuk bahan berbagai produk

kesehatan atau farmasi sehingga minyak kayu putih menjadi produk yang banyak

dicari. Kebutuhan minyak kayu putih saat ini semakin meningkat dengan semakin

berkembangnya variasi dari pemanfaatan minyak kayu putih (Helfiansah dkk,

2013). Menurut Agustina (2017), minyak kayu putih jenis Melaleuca leucadendron

Linn berpotensi untuk digunakan sebagai alternatif pencegahan ISPA di Pulau Buru

dengan metode inhalasi. Minyak kayu putih diproduksi dari daun tumbuhan

Melaleuca leucadendra dengan kandungan terbesarnya adalah eucalyptol (cineole).

Hasil penelitian tentang khasiat cineole menjelaskan bahwa cineole memberikan

efek mukolitik (mengencerkan dahak), bronchodilating (melegakan pernafasan),

anti inflamasi dan penekan batuk.

Menurut Mumtazy dkk (2020), menyebutkan bahwa terdapat lima

komponen utama penyusun minyak kayu putih. Komponen utama penyusun

minyak kayu putih, disampaikan dalam tabel berikut:

Tabel 3. 3 Komponen Utama pada Minyak Kayu Putih

Komponen Titik Didih (oC) Persentase (%)

1,8-cineole 176,4 40-60

α-terpineol 219 9-16

Limonene 176 3-6

Linalool 197,5 3

γ-terpinene 183 0,7-3

(Mumtazy dkk, 2020).

Dari berbagai macam komponen penyusun minyak kayu putih hanya

kandungan komponen sineol dalam minyak kayu putih yang dijadikan penentuan

mutu minyak kayu putih. Sineol merupakan senyawa kimia golongan ester turunan

terpen alkohol yang terdapat dalam minyak atsiri, seperti pada minyak kayu putih.


26

Semakin besar kandungan bahan sineol maka akan semakin baik mutu minyak kayu

putih (Aryani dkk, 2020). Spesifikasi mutu minyak kayu putih didasari pada SNI

3954:2014. Tujuan dari ditetapkannya standart mutu ini adalah untuk memberikan

perlindungan terhadap konsumen dan produsen, menjamin mutu produk yang

beredar di dalam negeri, meningkatkan perkembangan teknologi, serta menunjang

ekspor. Spesifikasi muku minyak kayu putih berdasarkan Standar Nasional

Indonesia (SNI) disampaikan pada tabel berikut:

Tabel 3. 4 Standar Nasional Indonesia (SNI) untuk Minyak Kayu Putih

Sifat Standar

Warna Tidak berwarna, kekuningan atau kehijauan

dan jernih

Bau Khas kayu putih

Berat jenis; 20oC 0,900 – 0,930 gr/cm3

Indeks bias; 20oC; nD20 1,450 – 1,470

Putaran optis -4oC s.d 0oC

Kelarutan dalam etanol 80% Jernih

Kadar 1,8 cineole (%)

> 60 : Kelas mutu super

55 – 60 : Kelas mutu utama

50 – < 55 : Kelas mutu pertama

Sumber: SNI 3954:2014.

3.3 Lokasi Pabrik

Lokasi pabrik merupakan salah satu faktor penting dalam pendirian pabrik

karena berkaitan langsung dengan nilai ekonomi dan pengembangan pabrik yang

akan didirikan. Lokasi pabrik yang baik harus dapat memberikan kemungkinan

perluasan atau peningkatan kapasitas pabrik. Lokasi yang dipilih untuk mendirikan

pabrik minyak kayu putih pada tahun 2023 berlokasi di Desa Cendoro Kecamatan

Dawarblandong Kabupaten Mojokerto Provinsi Jawa Timur. Secara geografis

terletak pada koordinat 7’20’36”S 112’23’10’E.

Dasar pertimbangan lokasi pabrik adalah sebagai berikut :

1. Ketersediaan bahan baku


27

Bahan baku utama pabrik minyak kayu putih yaitu daun kayu putih yang

diperoleh dari PERUM PERHUTANI. Tanaman KPH Mojokerto dalam kurun

waktu kurun waktu 3 tahun berturut – turut dari berbagai jenis tanaman mulai

dari tahun 2015-2017 sebagaimana tabel dibawah ini:

Gambar 3. 1 Tabel Luas Hutan Kabupaten Mojokerto Berdasarkan Tanaman

(Public Summary KPH Mojokerto, 2018).

Dari potensi lahan kayu putih jika diambil data paling sedikit saja seluas

204 HA. Berdasarkan keterangan Bapak Ilham selaku Kepala KRPH Kemlagi

teknik penanam tanaman kayu putih berjarak 3x1 m atau terdapat sekitar 3333

pohon tiap hektarnya. Dengan asumsi luas lahan di 2015 akan terdapat 679932

pohon kayu putih yang telah tersedia. Dengan produksi 5kg/pohon dan

rendemen minyak kayu putih yang dapat dihasilkan sebesar 0.625% artinya ada

potensi 21.247 kg tiap 6 bulannya. Keuntungan letak pabrik yang dekat dengan

bahan baku yaitu, (i) memudahkan penyediaan bahan baku, (II) meminimalisir

kerusakan proses logistik (iii) biaya transportasi bahan baku murah.

2. Tersedianya Lahan Produktif

Berdasarkan PERDA Kabupaten Mojokerto nomor 9 tahun 2012 tentang

Rancangan Tata Ruang Wilayah Kabupaten Mojokerto yang dapat digunakan

hingga tahun 2032 menyebutkan luas kawasan hutan produksi sebesar 31.922,6

HA. Berdasarkan data tersebut dari segi ketersediaan lahan produktif dan

potensi untuk ekspansi kapasitas sangat memungkinkan. Pada tahun 2020

harga tanah sekitar lokasi berkisar 500.000/m2.

2015 2016 2017

1 2 3 4 5 6

1 JPP 802.7 347.7 503,9

2 KAYU PUTIH 204.3 411.3 369,2

3 RIMBA CAMPUR 530.3 - 211,6

4 MAHONI - - 1,9

JUMLAH 1,537.3 758 1.086,60

NO JENIS TANAMANLUAS (HA)

KET


28

Gambar 3. 2 Peta RTRW PERDA Kabupaten Mojokerto no 9 Tahun 2012

3. Transportasi

Kabupaten Mojokerto memiliki kondisi infrastruktur jalan raya yang cukup

baik. Produk minyak asiri yang cenderung dalam pemasaran berukuran kecil

membuat transportasi yang diperlukan untuk keperluan logistik dapat diatasi

lewat jalur darat. Untuk kebutuhan luar pulau atau ekspor dapat melalui jalur

laut dan darat. Sarana transportasi laut pelabuhan yang berjarak 37 KM dari

lokasi. Untuk sarana transportasi darat meliputi jalan raya yang lancar dan

stasiun Mojokerto yang berjarak 19 Km. Mudah terjangkaunya akses lokasi

akan mempermudah pengangkutan peralatan selama masa konstruksi, bahan

baku dan distribusi produk ke pasar yang dapat memperkecil biasa investasi

dan operasi.


29

4. Pemasaran

Pasar merupakan salah satu elemen penting dalam keberlangsungan suatu

bisnis. Pemasaran Minyak Kayu Putih (Melaleuca leucadendra) cukup

strategis karena berdekatan langsung dengan lokasi perhutani minyak kayu

putih. Selain itu Kabupaten Mojokerto merupakan berdekatan dengan kawasan

industri yang berada pada Kota Mojokerto sehingga berpotensi sebagai daerah

pemasaran produk. Dengan demikian diharapkan pembanguna pabrik minyak

kayu putih ini dapat memenuhi kebutuhan domestik.

5. Tenaga Kerja dan Tenaga Ahli

Tenaga ahli dapat diperoleh dari masyarakat sekitar maupun luar daerah. Selain

melalui proses perekrutan dengan berbagai standar proses edukasi dan

pengembangan sumber daya akan dilakukan melalui transfer knowledge

dengan kerja sama pihak PERHUTANI yang telah memiliki pengalaman di

bidang industri minyak kayu putih.

6. Kebutuhan Air

Air yang dibutuhkan diperoleh dari saluran perpipaan SPAM regional

Kabupaten Mojokerto dan air kali brantas yang diproses terlebih dahulu. Air

digunakan untuk kebutuhan proses, sarana utilitas, dan kebutuhan domestik.

7. Kebutuhan Tenaga Listrik dan Bahan Bakar

Tenaga listrik dan bahan bakar merupakan faktor penunjang yang penting

dalam pendirian satu pabrik. Kebutuhan tenaga listrik diperoleh dari PLN

setempat. Bahan bakar dapat menggunakan ampas daun kayu putih dan gas

alam yang diperoleh dari PT. Pertamina.

8. UMK (Upah Minimum Kota)

Upah Minimum Kota (UMK) Kabupaten Mojokerto pada Tahun 2020 yaitu

sebesar Rp.4.179.787 perbulan dengan standar tujuh jam kerja dalam sehari

atau 40 jam kerja dalam seminggu.


30

9. Iklim

Kabupaten Mojokerto mempunyai iklim tropis dengan suhu udara antara 22º-

32ºC. Curah hujan bervariasi dari rata-rata berkisar 1.300–1.900 mm per tahun.

Sedangkan bahan baku dari pabrik minyak kayu putih adalah daun yang

diperoleh dari tanaman kayu putih. Tanaman kayu putih tumbuh pada daerah

dengan suhu minimum 17-22°C dan maksimum 31-33°C; atau curah hujan

rerata tahunan maksimum 2000 mm (Public Summary KPH Mojokerto, 2018).

Pertimbangan penentuan lokasi pabrik harus memerhatikan kondisi iklim dan

topografi wilayah setempat. Wilayah dengan kondisi yang tidak cocok dengan

pertumbuhan tanaman kayu putih membuat pasokan bahan baku untuk pabrik

menjadi terganggu, sehingga proses produksi juga akan terganggu.

10. Peraturan Daerah dan Keberadaan Masyarakat

Tidang mengganggu dan menjadi hambatan dalam pendirian, berjalannya, dan

berkembangnya pabrik. Selain itu lahan produksi yang akan digunakan sebagai

lahan bahan baku juga telah sesuai dengan PERDA kabupaten Mojokerto

terkait Rencana tata Ruang Wilayah.

Peta lokasi perencanaan pabrik minyak kayu putih sebagai berikut:

Gambar 3. 3 Peta Lokasi Perencanaan Pabrik Minyak Kayu Putih Di Desa

Cendoro Kecamatan Dawarblandong Mojokerto


31

3.4 Aspek Keselamatan

Aspek keselamatan merupakan hal yang sangat penting bagi seluruh

karyawan untuk menciptakan dan memelihara kondisi kerja yang aman serta

mencegah terjadinya kecelakaan kerja. Material Safety Data Sheet (MSDS) bahan

baku Daun Minyak Kayu Putih dan Magnesium Sulfat (MgSO4) serta produk

Minyak Kayu Putih disampaikan pada Lampiran. Berikut ini merupakan ringkasan

aspek keselamatan yang perlu diperhatikan dari bahan-bahan proses produksi yaitu

Daun Minyak Kayu Putih dan Magnesium Sulfat (MgSO4) serta produk Minyak

Kayu Putih.

3.5.1 Bahan Baku

3.5.1.1 Daun Kayu Putih

Daun Kayu Putih merupakan bahan baku yang berwujud solid, berwarna

hijau, dan beraroma minyak kayu putih. Salah satu senyawa aktif yang terkandung

dalam ekstrak daun kayu putih adalah 1,8-sineol. 1,8-sineol merupakan senyawa

yang berwujud cair, tidak bewarna, dan berbau kuat. Senyawa tersebut akan stabil

dalam keadaan normal. Senyawa ini harus dijauhkan dari nyala api terbuka,

permukaan panas, dan sumber penyulut. Senyawa ini juga dapat mengalami

dekomposisi termal yang menyebabkan pelepasan gas dan uap yang mengiritasi

seperti karbon monoksida (CO) dan karbon dioksida (CO2). Senyawa ini tidak

mengalami reaksi yang berbahaya dalam proses normal. Senyawa ini juga dapat

menyebabkan reaksi alergi pada kulit.

3.5.1.2 Magnesium Sulfat (MgSO4)

Magnesium Sulfat (MgSO4) merupakan bahan kimia yang berbentuk

padat, bewarna putih ke abu-abuan, dan tidak berbau. Material ini jika terkena kulit

dapat menyebabkan iritasi dan jika terkena mata juga dapat menyebabkan iritasi.

Selain itu, apabila terhirup dapat menyebabkan iritasi pada saluran pernafasan yang

ditandai dengan batuk, tersedak, atau sesak nafas. Apabila material ini tertelan

dapat menyebabkan iritasi pada saluran pencernaan ditandai dengan mual, muntah

atau diare. Material ini dapat terdekomposisi menjadi sulfur oksida (SOx), termasuk

sulfur dioksida dan magnesium oksida. Asam Sulfat bersifat oksidator kuat dan


32

mudah meledak jika dipanaskan dengan alkohol etoksietinil. Material ini juga

bersifat menyerap kelembapan atau air dari udara (higroskopis).

3.5.1.3 Produk

Produk yang dihasilkan pada pabrik ini adalah Minyak Kayu Putih.

Minyak Kayu Putih merupakan bahan kimia berbentuk cair, tidak berwarna hingga

kuning, dan berbau segar, mint. Minyak Kayu Putih memiliki stabilitas yang stabil

dalam kondisi operasi normal. Kondisi yang harus dihindari yaitu panas yang

berlebihan, percikan api atau nyala api terbuka. Bahaya utama Minyak Kayu Putih

dalam paparan jangka pendek terhadap kesehatan yaitu, (i) cairan dan uap yang

mudah terbakar; (ii) dapat berakibat fatal jika tertelan dan memasuki saluran udara

bahkan dapat menyebabkan kerusakan paru-paru; (iii) menyebabkan gangguan

pada kulit yang sensitif dan reaksi alergi pada kulit. Selain itu, bahaya utama

Minyak Kayu Putih dalam paparan jangka panjang yaitu, (i) toksik pada kehidupan

organisme pada lingkungan.


33

BAB IV

DASAR – DASAR PENYUSUNAN NERACA MASSA DAN

NERACA ENERGI

Neraca massa dan neraca energi suatu sistem proses dalam industri

merupakan perhitungan kuantitatif dari semua bahan-bahan yang masuk (input),

yang keluar (output), yang tebentuk dan berubah bentuk dalam sistem tersebut.

Perhitungan neraca digunakan untuk mencari variabel proses yang belum diketahui,

berdasarkan data variabel proses yang telah ditentukan atau diketahui dengan

menggunakan aplikasi microsoft excell fitur Goalseek.Penggunaan Fitur Goalseek

sesuai dengan laporan Aurino, 2018 dengan judul Pemanfaatan Excel-Solver Untuk

Pengambilan Keputusan.

4.1 Reaksi Pembentukan Produk

Proses pembentukan Minyak Kayu Putih terdapat empat jenis proses

utama, yaitu: (i) tahapan pembuatan uap (steam generation) (ii) tahapan

penyulingan daun kayu putih dengan proses distilasi uap (Direct Steam

Distillation) (iii) tahapan pendinginan dan pemisahan air-minyak (iv) tahapan

purifikasi atau pemurnian minyak. Bahan baku pembuatan Minyak Kayu Putih

terdiri dari 3 jenis bahan baku, yaitu Daun kayu putih (Melaleuca leucadendra), air

dalam fase steam, dan MgSO4 dalam fase solid.

Daun kayu putih dimasukkan ke dalam steam distillation tank yang

berfungsi sebagai tempat penyulingan daun kayu putih dengan steam untuk

mengambil minyak atsiri yang terkandung di dalam daun. Tekanan di dalam tangki

dijaga konstan 0,5 atm. Steam yang digunakan dalam proses ini adalah

superheated steam yang berasal dari boiler. Reaksi ini berlangsung secara

endothermis.

Mekanisme reaksi yang terjadi di steam distillation tank adalah sebagai

berikut:


34

(Sutrisno, 2018).

Produk yang dihasilkan dari steam distillation tank berupa uap air dan crude

oil yang kemudian dikondensasikan dalam kondensor. Kondensor yang digunakan

berfungsi untuk mengondensasikan uap air dan crude oil hasil ekstraksi menjadi

liquid atau distilat. Selanjutnya campuran ini dipisahkan dalam dekanter untuk

dilakukan pemisahan antara air dengan minyak kayu putih. Prinsip pemisahan

menggunakan dekanter adalah perbedaan berat jenis, dimana komponen minyak

kayu putih dengan berat jenis lebih rendah akan berada di bagian atas, sedangkan

air berada di bawah. Tekanan pada dekanter dijaga konstan 1 atm. Produk dari

dekanter memiliki kemurnian 77% dan dialirkan pada Mixed Crude Essential Oil

Tank untuk menampung produk minyak kayu putih dan ditambahkan dengan

MgSO4 untuk proses pemurnian. Campuran minyak kayu putih dan MgSO4 dari

crude essential oil storage dipanaskan menggunakan heat exchanger sebelum

dimasukkan ke dalam kolom fraksinasi. Produk atas kolom fraksinasi dialirkan

menuju kondensor untuk selanjutnya ditampung dalam Pure Essential Oil Storage.

Produk minyak kayu putih dari accumulator terlebih dahulu didinginkan

menggunakan heater yang kemudian dialirkan ke dalam Pure Essential Oil

Storage. Produk bagian bawah kolom dialirkan menuju heater untuk memanaskan

produk sehingga sesuai dengan kondisi operasi Water Dehydration Tank. Dalam

Water Dehydration Tank terjadi proses dehidrasi MgSO4.7H2O, menjadi steam dan


35

MgSO4. Kemudian MgSO4 dialirkan kembali menuju penyimpanan MgSO4 dan

steam menuju aliran deaerator.

4.2 Asumsi Perhitungan Neraca Massa dan Energi Pada Alat Proses

Untuk mempermudah perhitungan neraca massa dan neraca energi pada

setiap alat proses dan pada keseluruhan pabrik, maka diperlukan asumsi pada setiap

alat yang digunakan dalam proses pembuatan Minyak Kayu Putih dari daun kayu

putih. Berikut merupakan asumsi-asumsi yang digunakan dalam pra rancangan

pabrik ini:

4.2.1 Daun Storage

a. Tempat penampungan daun kayu putih Melalueca leucadendra dalam

fase padat.

b. Daun kayu putih memiliki tiga komponen yaitu padatan, air, dan volatil

matter (essential oil).

c. Daun kayu putih yang digunakan dalam proses adalah daun kayu putih

kering.

d. Kandungan air dalam daun 1,074%wt. (Data Primer, 2018 dalam dalam

Nengsih.dkk, 2019)

e. Kandungan essential oil dalam daun 0,923%wt (Mumtazy, 2020)

f. Kondisi suhu, tekanan, komposisi, dan fraksi massa daun kayu putih

yang masuk ke dalam storage diasumsikan sama dengan suhu, tekanan,

komposisi, dan fraksi massa pada zat keluaran.

g. Suhu dalam storage dianggap konstan.

h. Tekanan di dalam storage tangki dijaga konstan 1 atm dan hilang tekan

yang terjadi diabaikan.

4.2.2 Steam Destillation Tank

a. Tempat pemasakan daun kayu putih menggunakan steam panas.

b. Steam yang digunakan merupakan 100% H2O.

c. Kebutuhan steam 300kg/kg minyak (Guenther, 1948 dalam Mumtazy,

2020)

d. Rendemen yang dihasilkan sebesar 0,625% (Muyassaroh, 2016).


36

e. Suhu dalam tangki dianggap konstan.

f. Tekanan di dalam tangki dijaga konstan 1,5 atm.

g. Kadar air limbah daun kayu putih sebesar 12% (Triwahyuningsih, 2018)

4.2.3 Kondensor

a. Kondesor bekerja dalam keadaan tunak (steady state).

b. Fraksi panas hanya disebabkan oleh fluida yang bertukar panas.

c. Kalor spesifik fluida yang bertukar panas diasumsikan konstan.

d. Uap air terkondensasi secara sempurna.

4.2.4 Dekanter

a. Tempat pemisahan crude essentil oil dan air dari proses destilasi.

b. Tekanan dijaga konstan 1 atm dan hilang tekan yang terjadi diabaikan.

c. Kemurnian minyak yang keluar dekanter sebesar 77% (Chalidazia,

2017)

d. Seluruh kandungan minyak diasumsikan naik keatas permukaan air

4.2.5 Mixed Crude Essential Oil Tank

a. Tempat pencampuran crude essential oil dalam fase cair dan MgSO4

b. Kandungan Essential Oi dalam crude essential oil hasil dekanter sebesar

90%wt. (Muyassaroh, 2016)

c. Kandungan air dalam crude essential oil hasil dekanter sebesar 10%wt.

d. Kondisi suhu, tekanan, komposisi, dan fraksi massa crude essential oil

yang masuk ke dalam mixer tank diasumsikan sama dengan suhu,

tekanan, komposisi, dan fraksi massa pada zat keluaran.

e. Suhu dalam mixer tank dianggap konstan.

f. Tekanan di dalam mixer tank tangki dijaga konstan 1 atm dan hilang

tekan yang terjadi diabaikan.

4.2.6 MgSO4 Storage

a. Tempat penampungan MgSO4 dalam fase kristal.


37

b. Kondisi suhu, tekanan, komposisi, dan fraksi massa reaktan yang masuk

ke dalam storage diasumsikan sama dengan suhu, tekanan, komposisi,

dan fraksi massa pada zat keluaran.

c. Suhu dalam storage dianggap konstan.

d. Tekanan di dalam storage tangki dijaga konstan 1 atm dan hilang tekan


4.2.7 Pompa

a. Arah aliran satu dimensi.

b. Aliran tunak, tidak terjadi akumulasi massa didalam alat.

c. Gesekan antar aliran diabaikan.

d. Perubahan temperatur akibat perubahan tekanan dan gaya gesek dapat

diabaikan.

e. Semua pompa memiliki efisiensi adiabatik sebesar 75%.

4.2.8 Heater

a. Heater bekerja dalam keadaan tunak (steady state) dan tidak terjadi

akumulasi massa didalam alat.

b. Temperatur dijaga konstan.

c. Tekanan dijaga konstan 1 atm.

4.2.9 Water Dehydration Tank

a. Gas minyak atsiri dan pelarut air tidak saling larut.

b. Pelarut air adalah komponan non volatil.

c. Operasi heater isothermal, isobaris, dan adiabatik.

d. Pada setiap stage keadaan seimbang telah tercapai.

4.2.10 Water Storage

a. Tempat penampungan air dalam fase cair.

b. Kondisi suhu, tekanan, komposisi, dan fraksi massa reaktan yang masuk

ke dalam tangki diasumsikan sama dengan suhu, tekanan, komposisi,



38

c. Suhu dalam tangki dianggap konstan.

d. Tekanan di dalam tangki dijaga konstan 1 atm dan pressure drop yang

terjadi diabaikan.

4.2.11 Pure Essential Oil Storage

a. Tempat penampungan pure essential oil kayu putih dalam fase cair.

b. Komponen utama dalam pure essential oil kayu putih adalah 1,8-cineole

(68%), α-terpineol (19%), Limonene (7%), Linalool (3%), γ-terpinene

(3%).

c. Kondisi suhu, tekanan, komposisi, dan fraksi massa reaktan yang masuk

ke dalam tangki diasumsikan sama dengan suhu, tekanan, komposisi,


d. Suhu dalam tangki dianggap konstan.

e. Tekanan di dalam tangki dijaga konstan 1 atm dan yang pressure drop

terjadi diabaikan.

4.2.12 Deaerator

a. Sistem terisolasi sempurna, sehingga sistem tidak kehilangan panas

terhadap lingkungan.

b. Temperatur air dalam dearator sama dengan temperatur air yang keluar.

4.2.13 Chiller

a. Chiller menggunakan permukaan dan air sungai.

b. Pada total suspended solid (TSS) < 10 mg/l.

c. Range PH yang digunakan sekitar 7-9.

4.2.14 Kolom fraksinasi

a. Sistem dalam keadaan tunak (Steady State)

b. Suhu dan tekanan Konstan


39

4.2 Perhitungan Neraca Massa

Perhitungan neraca massa pabrik Minyak Kayu Putih dari daun kayu putih

dilakukan dengan alur maju, mulai dari daun storage, steam distillation tank,

kondensor, dekanter, crude essential oil storage, penambahan MgSO4, heater,

kolom fraksinasi, kondensor, pure essential oil storage. Perhitungan neraca massa

menggunakan software Microsoft Excel dan Labview. Adapun hasil perhitungan

neraca massa pada perancangan pabrik Minyak Kayu Putih disampaikan pada

Lampiran H. Hal yang perlu diperhatikan ialah komposisi produk dan data-data

berikut ini :

Kapasitas Produksi = 250 ton/tahun

Kapasitas Daun Kayu Putih yang masuk = 10.647,5 kg/jam

Basis perhitungan = 1 jam operasi

Hari kerja = 1 Tahun = 330 hari

Jam kerja = 1 hari = 24 jam

Komposisi Produk Minyak Kayu Putih yaitu :

1,8 Cineole (C10H18O)

α-terpineol (C10H16)

Linalool (C10H18O)

γ-terPinene (C10H16)

Limonene (C10H16)

Linalyl Pirofosfat (C10H20O7P2)

Farnesyl Dhiposphate (C15H28O7P2)

Phosphorus Acid (H4O7P2)

Perhitungan neraca massa tanpa reaksi adalah sebagai berikut :

- =

Perhitungan neraca masa dengan reaksi adalah sebagai berikut :

+ = +

Berikut merupakan hasil perhitungan neraca massa pada pabrik minyak kayu

putih :

Akumulasi Massa Massa Keluar Massa Masuk

Massa Masuk Konsumsi Massa keluar Generasi


40

1. Daun Storage (F-120)

No Komponen Mr

(Kg/Kmol)

Fraksi

Massa

Laju alir massa

(Kg/Jam)

1 Daun 100% 10,647.5

2 H2O 18.02 1% 114.4

3 Essential Oil 1% 98.3

Total 100% 10,648

2. Steam Distillation Tank (D-110A)

No Komponen Mr

(Kg/Kmol)

Input

(Kg/Jam)

Input

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

1 3 7 5

1 Daun 0 5324 9982 5233

2 H2O 18.02 628 9410

3 Essential Oil 0

4 1,8 Cineole

(C10H18O) 154.3

11

5 α-terpineol

(C10H16) 136.2

3

6 Linalool

(C10H18O) 154.3

0

7 γ-terPinene

(C10H16) 136.2

0

8 Limonene

(C10H16) 136.2

1

9

Linalyl

Pirofosfat

(C10H20O7P2)

314.2

33

10 B-Myrene

C10H16 136.2

16

11 phosphorus acid

(H4O7P2) 178

19

Total 5324 9982 5880

9,426

3. TEE 2

No Komponen Mr

(Kg/Kmol)

Input (Kg/Jam)

Input (Kg/Jam)

Output (Kg/Jam)

5 6 10

1 Daun


41

2 H2O 18.02 9410 9409.88 18820

3 Essential Oil 15.78 15.7828 31.566

4 1,8 Cineole (C10H18O) 154.3 11.12 11.1228 22.246

5 α-terpineol (C10H16) 136.2 2.771 2.77069 5.5414

6 Linalool (C10H18O) 154.3 0.49 0.49003 0.9801

7 γ-terPinene (C10H16) 136.2 0.42 0.4198 0.8396

8 Limonene (C10H16) 136.2 0.98 0.97954 1.9591

9 Linalyl Pirofosfat

(C10H20O7P2) 314.2

10 B-Myrene C10H16 136.2

11 phosphorus acid (H4O7P2) 178

Total 9426 9426 18851

4. TEE 3

No Komponen Mr

(Kg/Kmol)

Input (Kg/Jam)

Input (Kg/Jam)

Output (Kg/Jam)

7 8 9

1 Daun 5233 5233.31 10467

2 H2O 18.02 628 627.997 1256

3 Essential Oil

4 1,8 Cineole (C10H18O) 154.3

5 α-terpineol (C10H16) 136.2

6 Linalool (C10H18O) 154.3

7 γ-terPinene (C10H16) 136.2

8 Limonene (C10H16) 136.2


(C10H20O7P2) 314.2

10 B-Myrene C10H16 136.2

11 phosphorus acid (H4O7P2) 178 18.85 18.8473 37.695

Total 5861.3 5861.3 11722.6

5. Kondensor (E-111)

No Komponen Mr

(Kg/Kmol)

Input (Kg/Jam)

Input (Kg/Jam)

Output (Kg/Jam)

Output (Kg/Jam)

10 13 11 12

1 Daun

2 H2O 18.02 18820 268 18820 268

3 Essential Oil 32 32


42

4 1,8 Cineole

(C10H18O) 154.3

5 α-terpineol

(C10H16) 136.2

6 Linalool

(C10H18O) 154.3

7 γ-terPinene

(C10H16) 136.2

8 Limonene

(C10H16) 136.2

9

Linalyl

Pirofosfat

(C10H20O7P

2)

314.2

10 B-Myrene

C10H16 136.2

11

phosphorus

acid

(H4O7P2)

178

12 MgSO4 120.4

13 MgSO4.7H2

O 246.5

Total 18851 268 18851 268

6. Decanter (H-112)

No Komponen Mr

(Kg/Kmol)

Input (Kg/Jam)

Output (Kg/Jam)

Output (Kg/Jam)

11 14 15

1 Daun

2 H2O 18.02 18819.8 9.4287 18810

3 Essential Oil 31.5657 31.5657

4 1,8 Cineole (C10H18O) 154.3






(C10H20O7P2) 314.2

10 B-Myrene C10H16 136.2

11 phosphorus acid

(H4O7P2) 178

12 MgSO4 120.4

13 MgSO4.7H2O 246.5


43

Total 18851.3 41.0 18810.3

7. Mixed Crude Essential Oil Tank (F-113)

No Komponen Mr

(Kg/Kmol)

Input (Kg/Jam)

Input (Kg/Jam)

Output (Kg/Jam)

14 16 17

1 Daun

2 H2O 18.02 9.4287 3.5073

3 Essential Oil 31.5657 31.566

4 1,8 Cineole (C10H18O) 154.3






(C10H20O7P2) 314.2

10 B-Myrene C10H16 136.2

11 phosphorus acid

(H4O7P2) 178

12 MgSO4 120.4 5.65055

13 MgSO4.7H2O 246.5 11.57

Total 41.0 5.7 46.6

8. MgSO4 Storage (F-115)

No Komponen Mr

(Kg/Kmol)

Input (Kg/Jam)

Output (Kg/Jam)

38 16

1 Daun

2 H2O 18.02

3 Essential Oil

4 1,8 Cineole (C10H18O) 154.3






(C10H20O7P2) 314.2

10 B-Myrene C10H16 136.2



44

12 MgSO4 120.4 5.65055 5.65055

13 MgSO4.7H2O 246.5

Total 5.7 5.7

9. Kolom Fraksinasi (D-210)

No Komponen Mr

(Kg/Kmol)

Input (Kg/Jam)

Output (Kg/Jam)

Output (Kg/Jam)

18 21 22

1 Daun

2 H2O 18.02 3.5073 3.5073


4 1,8 Cineole (C10H18O) 154.3






(C10H20O7P2) 314.2

10 B-Myrene C10H16 136.2

11 phosphorus acid

(H4O7P2) 178

12 MgSO4 120.4

13 MgSO4.7H2O 246.5 11.5701 11.5701

Total 46.6 11.6 35.1


No Komponen Mr

(Kg/Kmol) Input

(Kg/Jam) Input

(Kg/Jam) Output

(Kg/Jam) Output

(Kg/Jam)

22 24 23 25

1 Daun

2 H2O 18.02 3.5073 67.7348 3.5073 67.7348


4 1,8 Cineole

(C10H18O) 154.3

5 α-terpineol

(C10H16) 136.2

6 Linalool

(C10H18O) 154.3

7 γ-terPinene

(C10H16) 136.2


45

8 Limonene

(C10H16) 136.2


(C10H20O7P2) 314.2

10 B-Myrene C10H16 136.2

11 phosphorus acid

(H4O7P2) 178

12 MgSO4 120.4

13 MgSO4.7H2O 246.5

Total 35.08 67742 35.08 67742

11. Pure Essential Oil Storage (F-221)

No Komponen Mr

(Kg/Kmol)

Input (Kg/Jam)

Output (Kg/Jam)

23 truc

1 Daun

2 H2O 18.02 3.5073 3.5073

3 Essential Oil 31.5657 31.5657

4 1,8 Cineole (C10H18O) 154.3






(C10H20O7P2) 314.2

10 B-Myrene C10H16 136.2


12 MgSO4 120.4

13 MgSO4.7H2O 246.5

Total 35 35

12. Heat Exchanger (E-219)

No Komponen Mr

(Kg/Kmol)

Input (Kg/Jam)

Input (Kg/Jam)

Output (Kg/Jam)

Output (Kg/Jam)

32 35 33 34

1 Daun

2 H2O 18.02 10.9365 10.9365

3 Essential Oil


46

13. Water Dehidration Tank (D-222)

No Komponen Mr

(Kg/Kmol)

Input (Kg/Jam)

Output (Kg/Jam)

Output (Kg/Jam)

33 37 36

1 Daun

2 H2O 18.02 5.92141

3 Essential Oil

4 1,8 Cineole (C10H18O) 154.3






(C10H20O7P2) 314.2

10 B-Myrene C10H16 136.2

11 phosphorus acid

(H4O7P2) 178

12 MgSO4 120.4 5.6505

13 MgSO4.7H2O 246.5 11.5701

Total 11.57 5.9 5.65

4 1,8 Cineole

(C10H18O) 154.3

5 α-terpineol

(C10H16) 136.2

6 Linalool

(C10H18O) 154.3

7 γ-terPinene

(C10H16) 136.2

8 Limonene

(C10H16) 136.2


(C10H20O7P2) 314.2

10 B-Myrene

C10H16 136.2

11 phosphorus acid

(H4O7P2) 178

12 MgSO4 120.4

13 MgSO4.7H2O 246.5 11.5701 11.57

Total 11.57 10.9 11.57 10.9


47

14. Deaerator (F-315)

No Komponen Mr

(Kg/Kmol)

Input (Kg/Jam)

Input (Kg/Jam)

Output (Kg/Jam)

44 43 45

1 Daun

2 H2O 18.02 1147.86 18836.47 19984

3 Essential Oil

4 1,8 Cineole (C10H18O) 154.3






(C10H20O7P2) 314.2

10 B-Myrene C10H16 136.2

11 phosphorus acid

(H4O7P2) 178

Total 1147.86 18836.47 19984.3

4.3 Perhitungan Neraca Energi

Neraca Energi merupakan cabang keilmuan yang mempelajari

kesetimbangan energi dalam sebuah sistem. Neraca energi penting digunakan

dalam perancangan sebuah pabrik kimia. Adapun hasil perhitungan neraca energi

pada perancangan pabrik Minyak Kayu Putih disampaikan pada Lampiran I.

perhitungan neraca energi menggunakan neraca energi overall. Pada perhitungan

ini, berlaku teori hukum kekekalan energi dengan asumsi sebagai berikut :

Ideal

Pengaruh tekanan terhadap entalpi diabaikan

Energi kinetic dan potensial diabaikan

Tidak ada akumulasi energi (steady state)

Neraca energi dihitung per kapasitas alat

Maka rumus neraca energi yang digunakan sebagai berikut :

Energi Akumulasi = Energi Aliran Masuk – Energi Aliran Keluar

Pada perhitungan neraca energi ini, satuan yang digunakan adalah kJ. Berikut

merupakan hasil perhitungan neraca energi pada pabrik minyak kayu putih :


48

1. Steam Distillation Tank A (D-110 A)

Tabel 4.1 Neraca Energi Steam Distillation Tank A

NERACA ENERGI D-110A

INPUT OUTPUT

ΔH1 (kJ/Jam) 33.011.378 ΔH2 (kJ/Jam) 553.808.342,5

Q1 18.528.689 ΔH3 (kJ/Jam) 60.540.424

ΣHR 562.808.963 Qloss 263,47

Total 614.349.030 Total 614.349.030


Gambar 4. 2 Blok Diagram Kondensor (E-111)

Tabel 4.2 Neraca Energi Kondensor (E-111)

NERACA ENERGI KONDENSOR (E-111)

INPUT OUTPUT

ΔH1 (kJ/Jam) 6.724.867 ΔH2 (kJ/Jam) 6.691.311

Q Serap 33.556

Total 6.724.867 Total 6.724.867

<10> <11>

<13>

<12>

E-111

<1> <5>

<3>

<7>

D-110 A

Gambar 4. 1 Blok Diagram Steam Distillation Tank A


49

3. Dekanter (H-112)

Gambar 4. 3 Blok Diagram Dekanter (H-112)

Tabel 4.3 Neraca Energi Dekanter (H-112)

NERACA ENERGI DEKANTER (H-112)

INPUT OUTPUT

ΔH1 (kJ/Jam) 2.758.308,294 ΔH2 (kJ/Jam) 3.833,842

ΔH3 (kJ/Jam) 2.754.474,452

Total 2.758.308,294 Total 2.758.308,294

4. Heater (E-211)

Tabel 4.4 Neraca Energi Heater (E-211)

NERACA ENERGI HEATER (E-211)

INPUT OUTPUT

ΔH1 (kJ/Jam) 3.023,999 ΔH2

(kJ/Jam) 9.873,30

Q Supply

(kJ/Jam) 7.946,330 Qloss 1.097,03

Total 10.970,328 Total 10.970,328

<11> <14>

<15>

H-112

<17> <18>

<20>

<19>

E-211

Gambar 4. 4 Blok Diagram Heater (E-211)


50

5. Kolom Fraksinasi (D-210)

Gambar 4. 5 Blok Diagram Kolom Fraksinasi (D-210)

Tabel 4.5 Neraca Energi Kolom Fraksinasi (D-210)

NERACA ENERGI KOLOM FRAKSINASI (D-210)

INPUT OUTPUT

ΔH1 (kJ/Jam) 9.873,295 ΔH2 (kJ/Jam) 787

ΔH3 (kJ/Jam) 9.086,442

Total 9.873,295 Total 9.873,295


Gambar 4. 6 Blok Diagram Kondensor (E-212)

Tabel 4.6 Neraca Energi Kondensor (E-212)


INPUT OUTPUT

ΔH1 (kJ/Jam) 9.086,442 ΔH2 (kJ/Jam) 593,890

Q Serap 8.493

Total 9.086,442 Total 9.086,442

<18> <22>

<21>

D-210

<22> <23>

<24>

<25>

E-212


51

7. Heater (E-219)

Gambar 4. 7 Blok Diagram Heater (E-219)

Tabel 4.7 Neraca Energi Heater (E-219)


INPUT OUTPUT

ΔH1 (kJ/Jam) 786,853 ΔH2 (kJ/Jam) 1.064,382

Qsupply 395,79 Qloss 118

Total 1.182,647 Total 1.182,647

8. Boiler (Q-310)

Tabel 4.8 Neraca Energi Boiler (Q-310)

NERACA ENERGI BOILER (Q-310)

INPUT (kJ/Jam) OUTPUT (kJ/Jam)

Panas air umpan

420.535,441

Panas steam

keluar 39.105.899,41

Panas Bahan

Bakar

59.061.624

panas sensibel

flue gas 48.883.704,023

Panas sensibel

udara 272148,4105 Q loss 84.994.891,81

<32> <33>

<35>

<34>

E-219

<46> <47>

<58>

<49>

Q-310

Gambar 4. 8 Blok Diagram Boiler (Q-310)


52

Panas laten H2O

113.230.187,008

Total

172.984.495,236 Total 172.984.495,236

4.4 Process Flow Diagram

Berdasarkan perhitungan neraca massa dilakukan pembuatan Process Flow

Diagram (PFD) yang disampaikan pada Lampiran J.


53

BAB V

SPESIFIKASI PERALATAN

5.1 Unit Reaktor

5.1.1 Spesifikasi Reaktor

Tujuan dari pra-rancangan pabrik kimia ini adalah membangun pabrik untuk

memproduksi Minyak Kayu Putih dengan bahan baku berupa daun minyak kayu

putih. Dalam produksi Minyak Kayu Putih ini dibutuhkan reaktor. Reaktor ini harus

dirancang agar nantinya dapat memfasilitasi jalannya proses untuk mendapatkan

produk berupa Minyak Kayu Putih yang diinginkan sesuai dengan kapasitas yang

diharapkan. Perancangan ini meliputi dimensi dengan mempertimbangkan faktor

keamanan (safety factor) dan fleksibilitas dalam pengoperasian. Pabrik Minyak

Kayu Putih ini membutuhkan satu reaktor untuk reaksi pembentukan Minyak Kayu

Putih yaitu Steam Distillation Tank. Steam Distillation Tank ini terdapat dua unit

yaitu Steam Distillation A dan B. Steam Distillation ini merupakan proses

pengambilan minyak dari daun kayu putih dengan menggunakan metode steam

distillation. Proses steam distillation diawali dengan pengambilan daun kayu putih

yang disimpan di dalam gudang penyimpanan bahan baku, kemudian dimasukkan

ke dalam tangki distilasi yaitu Steam Distillation Tank A/B. Dua tangki beroperasi

secara bersamaan dalam satu waktu. Dalam satu batch proses steam destillation

dibutuhkan waktu sebanyak 30 menit persiapan awal, 3 jam proses ekstraksi, dan

30 menit pembersihan akhir tangki. Kemudian de-oiled leaves atau ampas daun

akan dikeluarkan dari tangki steam distillation jika proses telah selesai. Proses

steam distillation berlangsung selama 3 jam untuk 1 kali proses.

5.1.2 Dasar Perancangan Steam Distillation Tank

Steam Distillation Tank A/B merupakan tempat penyulingan daun minyak

kayu putih menggunakan steam. Terjadi kontak antar daun kayu putih dengan steam.

Keluaran Steam Distillation Tank adalah uap yang mengandung minyak atsiri kayu

putih. Pabrik Minyak Kayu Putih dari bahan baku Daun Kayu Putih ini

menggunakan reaktor dengan tutup atas dan tutup bawah berbentuk standard

dished. Pada reaktor tersebut dipilih reaktor yang memiliki jenis bahan kontruksi


54

AISI 1060 Steel. Ada beberapa pertimbangan yang mendasari dalam pemilihan

material bahan kontruksi tersebut yaitu :

a. Pertimbangan Tegangan

Yield stress material pada bahan lebih besar dibandingkan tegangan yang

diperlukan, sehingga reaktor dapat berfungsi dengan baik pada kondisi operasinya.

b. Pertimbangan Kondisi Lingkungan

Bahan didalam Steam Distilation Tank memiliki ph 6-7, suhu operasi alat sebesar

100oC. Material reaktor memiliki sifat resisten terhadap korosi tinggi dan senyawa

material tidak mudah bereaksi bahan dalam reaktor.

5.1.3 Asumsi Perhitungan

Asumsi yang digunakan di dalam perancangaan reaktor untuk proses

penyulingan daun kayu putih antara lain sebagai berikut :

a. Bahan yang digunakan berupa AISI 1060 Steel.

b. Kapasitas Steam destillation 15305,8 kg/jam.

c. Pengelasan double welded butt join.

d. Faktor korosi 1/8.

e. Desain tangki berbentuk silinder vertikal dengan tutup atas dan tutup

bawah berbentuk standard dished.

5.1.4 Spesifikasi Alat Steam Distillation

Berikut ini merupakan desain hasil perhitungan untuk unit reaktor yaitu

steam distillation dengan asumsi yang telah ditentukan sebelumnya :

Tabel 5.1 Spesifikasi Alat Steam Distillation Tank A

LEMBAR SPESIFIKASI ALAT

Nama Alat Steam Distillation Tank Kode D-110 A

OPERATING CONDITION DESIGN CONDITION

Temperatur Operasi 373,15˚K Temperatur Operasi 373,15˚K

Tekanan Operasi 1.5 atm Tekanan Operasi 2,2 atm

Waktu Operasi 330 hari/th Waktu Tinggal 4 jam

Material : plate AISI 1040


55

TANGKI

Diameter tangki plate AISI 1040 12,03 ft 144,39 in

Tinggi tangki liquid 22,86 ft 6,97 m

Total Massa Masuk 15362,99 kg/jam

Head type Top : Standar Dishead Bottom : Standard Dishead

Joint type Shell Double Welded Butt Joint

Top Head Double Welded Butt Joint

Bottom Head Double Welded Butt Joint

NOZZLE Type (Standard Dishead)

D optimal 0,246 in 0,021 ft Tebal tutup atas 7/16 in

DI 7,981 in 0,665 ft Tinggi tutup atas 45,89 in

DO 8,625 in 0,719 ft Tinggi tutup

Bawah

45,89 in


Nama alat : Steam Distillation Tank A

Gambar 5. 1 Alat Steam Distillation Tank A


56

Tabel 5.2 Spesifikasi Alat Steam Distillation Tank B


Nama Alat Steam Distillation Tank Kode D-110 B

OPERATING CONDITION DESIGN CONDITION

Temperatur Operasi 373,15˚K Temperatur Operasi 373,15˚K

Tekanan Operasi 1.5 atm Tekanan Operasi 2,2 atm

Waktu Operasi 330 hari/th Waktu Tinggal 4 jam

Material : plate AISI 1040

TANGKI

Diameter tangki plate AISI 1040 12,03 ft 144,39 in

Tinggi tangki liquid 22,86 ft 6,97 m

Total Massa Masuk 15362,99 kg/jam

Head type Top : Standar Dishead Bottom : Standard Dishead

Joint type Shell Double Welded Butt Joint

Top Head Double Welded Butt Joint

Bottom Head Double Welded Butt Joint

NOZZLE Type (Standard Dishead)

D optimal 0,246 in 0,021 ft Tebal tutup atas 7/16 in

DI 7,981 in 0,665 ft Tinggi tutup atas 45,89 in

DO 8,625 in 0,719 ft Tinggi tutup

Bawah

45,89 in


Nama alat : Steam Distillation Tank B


57

Gambar 5. 2 Alat Steam Distillation Tank B

5.2 Unit Pemisahan dan Pencampuran

Unit pemisahan merupakan proses pemisahan yang digunakan untuk

mendapatkan dua atau lebih produk yang lebih murni dari suatu campuran.

Biasanya, suatu campuran larutan terdiri dari zat terlarut dan pelarut dengan fasa

berbeda berada. Dalam kebutuhan pabrik, dibutuhkan suatu senyawa yang telah

terpisah dari zat pengotor dan menguntungkan dalam proses produksi dengan

kemurnian tinggi. Sehingga, proses pemisahan perlu dilakukan untuk memisahkan

senyawa murni yang diinginkan dengan pengotornya. Pada pabrik Minyak Kayu

Putih dengan bahan baku daun kayu putih menggunakan dekanter dan kolom

fraksinasi sebagai unit pemisahan untuk memperoleh minyak kayu putih dengan

kadar yang diinginkan.

5.2.1 Dekanter

Dekanter merupakan salah satu alat pemisahan pada Pabrik Minyak Kayu

Putih. Dekanter berfungsi untuk memisahkan air dan minyak keluaran dari

kondensor. Prinsip pemisahan pada dekanter adalah perbedaan massa jenis, dimana

komponen minyak kayu putih dengan massa jenis lebih rendah akan berada di

bagian atas, sedangkan air berada di bawah. Produk dari proses pemisahan dekanter


58

adalah air dan minyak yang telah terpisah, dimana produk minyak akan dialirkan

pada tangki penyimpanan mixed crude essential oil untuk mencapurkan produk

minyak kayu putih dengan MgSO4 sebelum memasuki proses pemurnian berupa

vacuum distillation. Sedangkan air akan ditampung dalam Water Storage.

5.2.1.1 Dasar Perancangan Dekanter

Dekanter memiliki fungsi tempat pemisahan crude essential oil dan air dari

proses destilasi. Pada pabrik minyak kayu putih menggunakan dekanter tipe

Silinder dengan tutup atas dan tutup bawah berbentuk standard dished head dengan

material ASTM A36 Steel Plate. Terdapat satu unit dekanter dengan tekanan 1 atm,

dan temperature sebesar 60oC. Adapun pemilihan tersebut berdasarkan :


Nilai yield stress material pada bahan lebih besar dibandingkan tegangan

yang diperlukan, sehingga reaktor dapat berfungsi dengan baik pada kondisi

operasinya.

b. Pertimbangan Material

Material material memiliki nilai elastisitas yang tinggi, bahan bisa dibuat

lebih kuat dengan panduan pelakuan panas, dan memiliki konduktifitas

thermal yang baik.

5.2.1.2 Asumsi Perhitungan

Asumsi yang digunakan di dalam perancangaan dekanter antara lain sebagai

berikut :

a. Bahan yang digunakan berupa ASTM A36 Steel Plate.

b. Kapasitas dekanter 18851,32 kg/jam.

c. Tekanan 1 atm

5.2.1.3 Spesifikasi Alat Dekanter

Berikut ini merupakan desain hasil perhitungan untuk unit pemisahan

dekanter dengan asumsi yang telah ditentukan sebelumnya yaitu sebagai berikut :


59

Tabel 5.3 Spesifikasi Alat Dekanter

LEMBAR SPESIFIKASI DECANTER

Kode H-112

Nama Alat Decanter

Bentuk Silinder dengan tutup atas dan tutup

bawah berbentuk standard dished head

DESIGN

Jumlah 1 buah

Tinggi total tangki 1,49 m

Diameter 0,74 m

Tinggi interface 0,74 m

Tinggi take off light liquid 1,34 m

Diameter pipa 0,04 m


Nama alat : Dekanter

Gambar 5. 3 Alat Dekanter

5.2.2 Kolom Fraksinasi

Peningkatan kualitas minyak kayu putih dilakukan dengan cara pemurnian

minyak atsiri menggunakan proses distilasi fraksinasi, yaitu proses distilasi dengan


60

memperhatikan titik didih setiap komponen penyusunnya. Dalam kolom fraksinasi,

komponen penyusun yang memiliki titik didih lebih rendah akan menguap terlebih

dahulu baru kemudian disusul oleh komponen yang memiliki titik didih yang lebih

tinggi (Arman, 2014). Minyak kayu putih yang diperoleh langsung dari hasil

penyulingan memiliki kadar 1,8-cineole mencapai kurang lebih 35%, lebih rendah

dibandingkan dengan minyak kayu putih yang telah melewati proses pemurnian

lebih lanjut yakni berkisar 55-60% (Mumtazy, 2020). Minyak kayu putih hasil dari

pemurnian pada kolom fraksinasi memiliki kemurnian 90%.

5.2.2.1 Dasar Perancangan Kolom Fraksinasi

Kolom fraksinasi memiliki fungsi mencegah cairan kedua untuk melewati

pendingin, sebelum semua uap cairan pertama habis melewati pendingin. Tipe

kolom fraksinasi yang digunakan yaitu tutup atas dan bawah berbentuk standard

dished. Material yang digunakan kolom fraksinasi adalah Stainless Steel 304,

Annealed Plate Adapun pemilihan tersebut berdasarkan:



yang diperlukan, sehingga reaktor dapat berfungsi dengan baik pada kondisi

operasinya

b. Pertimbangan Lingkungan

Material memiliki sifat resistensi korosi yang tinggi. Tidak membutuhkan

perawatan yang komplek dan tidak mudah rusak karena oksidasi.


Asumsi yang digunakan di dalam perancangaan kolom fraksinasi antara

lain sebagai berikut :

a. Bahan yang digunakan berupa Stainless Steel 304, Annealed Plate.

b. Silinder dengan tutup atas dan tutup bawah berbentuk standard dished head.

5.2.2.3 Spesifikasi Alat Kolom Fraksinasi


kolom fraksinasi dengan asumsi yang telah ditentukan sebelumnya :


61

Tabel 5.4 Spesifikasi Alat Kolom fraksinasi

LEMBAR SPESIFIKASI KOLOM FRAKSINASI

Kode D-210

Nama Alat Kolom Fraksinasi

Jumlah 1 buah

Bentuk Silinder sieve tray dengan tutup atas dan tutup bawah

berbentuk standard dished head

Design

Tinggi tangki 47,25 in Tebal tutup atas 3/16 in

OD 24 in Tinggi Tutup Atas 6,19 in

Tebal tangki 3/16 in Kapasitas 46,65 kg/jam

Tinggi Tutup Bawah 6,19 in Tebal Tutup Bawah 3/16 in

Material Stainless Steel 304


Nama alat : Kolom Fraksinasi

Gambar 5. 4 Alat Kolom Fraksinasi


62

5.2.3 Mixed Crude Essential Oil Tank

Produk minyak keluaran dekanter memiliki kemurnian 77%, dimana

minyak ini akan lebih lanjut dimurnikan pada Mixed Crude Essential Oil dengan

penambahan MgSO4. Mixed Crude Essential Oil tank merupakan tangki

pencampuran minyak hasil keluaran dari dekanter dan MgSO4 yang dilengkapi

dengan pengaduk. Pencampuran minyak dan MgSO4 akan menghasilkan

kandungan air pada Crude Essential Oil akan diikat oleh MgSO4.

5.2.3.1 Dasar Perancangan Mixed Crude Essential Oil Tank

Mixed Crude Essential Oil memiliki fungsi mencampur essential oil

dengan MgSO4. Tipe Mixed Crude Essential Oil Tank yang digunakan yaitu tutup

atas berbentuk standard dished dan tutup bawah berbentuk conical dengan

pengaduk tipe propeller. Material yang digunakan Mixed Crude Essential Oil Tank

adalah SA 240 Grade A. Adapun pemilihan tersebut berdasarkan:



yang diperlukan, sehingga dapat berfungsi dengan baik pada kondisi

operasinya.





Asumsi yang digunakan di dalam perancangaan Mixed Crude Essential Oil

Tank antara lain sebagai berikut :

a. Bahan yang digunakan berupa SA 240 Grade A.

b. Silinder dengan tutup atas standard dished head dan tutup bawah conical.

5.2.3.3 Spesifikasi Alat Mixed Crude Essential Oil Tank


Mixed Crude Essential Oil Tank dengan asumsi yang telah ditentukan sebelumnya

:


63

Tabel 5.5 Spesifikasi Alat Mixed Crude Essential Oil Tank

LEMBAR SPESIFIKASI ALAT MIXED CRUDE ESSENTIAL OIL TANK

Fungsi Tempat pencampuran crude essential oil + MgSO4

Kode Alat : F-113

Tipe : Reaktor berpengaduk tertutup berbentuk

tutup datar dengan alas conical 60o

Bahan Kontruksi : Stainless Steel SA 240 Grade A

ID : 12 In

Tinggi Total : 28.39 In

Tebal Tangki : 0.19 In

Tinggi Tutup Bawah : 10.39 In

Tebal Tutup Bawah : 0.19 In

Jenis Pengaduk : Propeller With No baffles

Efisiensi Motor : 80%

Daya Motor : 397.23 kW


Nama alat : Mixed Crude Essential Oil Tank

Gambar 5. 5 Alat Mixed Crude Essential Oil Tank


64

5.2.4 Water Dehydration Tank

Water Dehydration Tank merupakan alat pemisahan air dari MgSO4.7H2O.

MgSO4.7H2O merupakan produk keluaran bottom kolom fraksinasi. Dengan

kondisi suhu operasi tanngki sebesar 150oC dan tekanan operasi tangki sebesar 0,5

atm, maka senyawa air dalam MgSO4.7H2O akan terpisah, dengan reaksi sebagai

berikut:

MgSO4.7H2O + panas MgSO4 + 7H2O …………. (3)

5.2.4.1 Dasar Perancangan Water Dehydration Tank

Tipe yang digunakan yaitu tutup atas dan bawah berbentuk standard

dished head. Material yang digunakan Water Dehydration Tank adalah Stell SA

240 - Grade A type 410 Adapun pemilihan tersebut berdasarkan:




operasinya.




5.2.4.2 Asumsi Perhitungan Water Dehidration Tank

Asumsi yang digunakan di dalam perancangaan Water Dehidration Tank

antara lain sebagai berikut :

a. Bahan yang digunakan berupa SA 240 - Grade A type 410.

b. Silinder dengan tutup atas dan tutup bawah berbentuk standard dished

head.

5.2.4.3 Spesifikasi Alat Water Dehydration Tank

Berikut ini merupakan desain hasil perhitungan alat Water Dehydration

Tank dengan asumsi yang telah ditentukan sebelumnya :


65

Tabel 5.6 Spesifikasi Alat Water Dehydration Tank

LEMBAR SPESIFIKASI ALAT WATER DEHIDRATION TANK

Kode Alat D-222

Fungsi : Memisahkan MgSO4 dari H2O

Type : Silinder tegak dengan bagian atas dan bagian bawah

Dimensi

tangki

: Diameter luar

= 12 in

: Diameter dalam

= 8,85 in

: Tebal silinder (ts)

= 3/16 in

: Tinggi silinder (Ls)

= 18 in

: Tebal tutup (th)

= 3/16 in

: Tinggi tutup atas = 2,03 in

: Tinggi tutup bawah = 2,03 in

: Tinggi total tangki = 22,06 in

Tinggi liquid : Tinggi liquid (Llt) = 0.19 m

Dimensi jaket

: Diameter OD Jaket = 40.38 in

: Luas jaket (AJ) = 1.98 in

: Tinggi jaket (HJ) = 0.67 in

: Tebal jaket (tj) = 3/16 in

Material : Steel SA 240 - Grade A type 410

Jumlah : 1 buah


Nama alat : Water Dehydration Tank


66

Gambar 5. 6 Alat Water Dehydration Tank

5.2.5 Deaerator

5.2.5.1 Dasar Perancangan Deaerator

Deaerator memiliki fungsi Melepaskan gas-gas yang terlarut dalam air

seperti O2 dan CO2. Tipe yang digunakan yaitu Silinder dengan bahan isian,

torisherical dished head. Material yang digunakan deaerator adalah Low Alloy Steel

SA-201 Grade B Adapun pemilihan tersebut berdasarkan:




operasinya.


Tidak membutuhkan perawatan yang komplek, tidak mudah rusak karena

oksidasi dan material tidak mudah bereaksi dengan bahan di dalam alat.

5.2.5.2. Asumsi Perhitungan Deaerator

Asumsi yang digunakan di dalam perancangaan water dehidration tank

antara lain sebagai berikut :

a. Bahan yang digunakan berupa Low Alloy Steel SA-201 Grade B.


67

b. Silinder dengan bahan isian rasching ring ceramic, bentuk tutup atas dan

bawah torispherical dished head.

5.2.3.1 Spesifikasi Alat Deaerator

Berikut merupakan desain hasil perhitungan alat deaerator dengan asumsi

yang telah ditentukan sebelumnya :

Tabel 5.7 Spesifikasi Alat Deaerator

Tabel. Spesifikasi Alat Deaerator (F-311)

Nama Alat : Deaerator

Kode Alat : F-113

Bahan Kontruksi : Low Alloy Steel SA-201 Grade B

Jumlah : 1 buah

ID : 59.5 in

OD : 60 in

Tinggi Shell : 1.13 m

Tebal Shell : 0.25 in

Tinggi Tutup : 0.325 m

Tebal Tutup : 0.25 in

Tinggi Total : 1.78 m

P Design : 17.83 psi


Nama alat : Deaerator


68

Gambar 5. 7 Alat Deaerator

5.3 Unit Penukar Panas

5.3.1 Heater

Unit penukar kalor adalah suatu alat untuk memindahkan panas dari suatu

fluida ke fluida yang lain. Sebagian besar dari industri-industri yang berkaitan

dengan pemprosesan selalu menggunakan alat ini, sehingga alat penukar kalor ini

mempunyai peran yang penting dalam suatu proses produksi atau operasi.

Pemilihan yang tepat suatu alat penukar kalor akan menghemat biaya

operasional harian dan perawatan. Bila alat penukar kalor dalam keadaan baru,

maka permukaan logam dari pipa-pipa pemanas masih dalam keadaan bersih

setelah alat beroperasi beberapa lama maka terbentuklah lapisan kotoran atau kerak

pada permukaan pipa tersebut. Tebal tipisnya lapisan kotoran tergantung dari

fluidanya. Adanya lapisan tersebut akan mengurangi koefisien perpindahan

panasnya. Harga koefisien perpindahan panas untuk suatu alat penukar kalor selalu

mengalami perubahan selama pemakaian. Batas terakhir alat dapat berfungsi sesuai

dengan perencanaan adalah saat harga koefisien perpindahan panas mencapai harga

minimum.

5.3.1.1 Dasar Perancangan Heater (E-211)

Heater memiliki fungsi untuk memanaskan produk dari Mixed Crude

Essential Oil Tank untuk dialirkan ke Kolom Fraksinasi. Pada pabrik minyak kayu


69

putih menggunakan Heater tipe Shell and Tube Heat Exchanger (STHE) dengan

material Stainless Steel 316, Annealed Plate. Pabrik memiliki dua unit heater

dengan tekanan shell 2 psia dan tekanan tube 10 psia. Adapun pemilihan tersebut

berdasarkan :



yang diperlukan


Memiliki ph asam memiliih bahan dengan resistensi korosi yang tinggi.

Tidak membutuhkan perawatan yang komplek dan tidak mudah rusak

karena oksidasi. Dapat bertahan pada suhu tinggi hingga 980°C

5.3.1.2 Asumsi Perhitungan Heater (E-211)

Asumsi yang digunakan di dalam perancangaan Heater antara lain sebagai

berikut :


b. Kapasitas Heater 55,93 kg/jam.

c. Tekanan 1 atm.

5.3.1.3 Spesifikasi Alat Heater (E-211)

Berikut ini merupakan desain hasil perhitungan untuk unit penukar panas

Heater dengan asumsi yang telah ditentukan sebelumnya yaitu :

Tabel 5.8 Spesifikasi Alat Heater


Nama Alat : Heater Kode : E-211

Desain

Type Shell and Tube Heat Exchanger

Panjang 12 ft

Dimensi Tube

Fluida Campuran Crude Essential Oil

ID 1 in


70

Jumlah Pass Aliran 6

Layout tube Triangular

Pitch 1 in

Jumlah Tube 474 buah

Dimensi Shell

Fluida Steam

ID 27 in

Evaluasi

Rd dihitung > Rd ketentuan 0,019 > 0,003

ΔPs dihitung < ΔPs ketentuan 0,00002 psia < 2 psia

ΔPt dihitung < ΔPt ketentuan 4,8 psia < 10 psia


Nama alat : Heater

Gambar 5. 8 Alat Heater

5.3.1.4 Dasar Perancangan Heater (E-219)

Heater memiliki fungsi untuk memanaskan produk bawah dari Kolom

Fraksinasi berupa MgSO4.7H2O untuk dialirkan ke Water Dehidration Tank.. Pada

pabrik minyak kayu putih menggunakan Heater tipe Shell and Tube Heat Exchanger

(STHE) dengan material Stainless Steel 316, Annealed Plate. Pabrik memiliki dua


71

unit heater dengan tekanan shell 2 psia dan tekanan tube 10 psia. Adapun pemilihan

tersebut berdasarkan :



yang diperlukan


Memiliki ph asam memiliih bahan dengan resistensi korosi yang tinggi.

Tidak membutuhkan perawatan yang komplek dan tidak mudah rusak

karena oksidasi. Dapat bertahan pada suhu tinggi hingga 980°C

5.3.1.5 Asumsi Perhitungan Heater (E-219)

Asumsi yang digunakan di dalam perancangaan Heater antara lain sebagai

berikut :


b. Kapasitas Heater 22,51 kg/jam.

c. Tekanan 1 atm.

5.3.1.6 Spesifikasi Alat Heater (E-219)


Heater dengan asumsi yang telah ditentukan sebelumnya yaitu :

Tabel 5.9 Spesifikasi Alat Heater


Nama Alat : Heater Kode : E-219

Desain


Panjang 12 ft

Dimensi Tube

Fluida MgSO4.7H2O

ID 3/4 in




72

Pitch 15/16 in

Jumlah Tube 36 buah

Dimensi Shell

Fluida Steam

ID 8 in

Evaluasi


ΔPs dihitung < ΔPs ketentuan 9,35e-8 psia < 2 psia

ΔPt dihitung < ΔPt ketentuan 1,2 psia < 10 psia


Nama alat : Heater

Gambar 5. 9 Alat Heater

5.3.2 Kondensor

5.3.2.1 Dasar Perancangan Kondensor (E-111)

Kondensor memiliki fungsi untuk mengkondensasikan hasil produk dari

Steam Distillation Tank yang berupa uap Crude Essential Oil menjadi liquid atau

distilat. Tipe Kondensor yang digunakan yaitu Shell and Tube Heat Exchanger

(STHE). Material yang digunakan pada alat kondensor adalah AISI 1045. Pabrik

memiliki dua unit kondensor dengan tekanan shell 2 psia dan tekanan tube 10 psia.

Adapun pemilihan tersebut berdasarkan :



73


yang diperlukan.


Berjalan pada suhu 110oC pemilihan bahan yang bersifat sebagai

penghantar panas dan listrik yang baik, resisten terhadap korosi rendah,

senyawa material tidak mudah bereaksi, dapat bertahan pada suhu tinggi.

5.3.2.2 Asumsi Perhitungan Kondensor (E-111)

Asumsi yang digunakan di dalam perancangaan kondensor antara lain

sebagai berikut :

a. Bahan yang digunakan adalah AISI 1045.

b. Tekanan 1 atm.

5.3.2.3 Spesifikasi Alat Kondensor (E-111)


Kondensor dengan asumsi yang telah ditentukan sebelumnya :

Tabel 5.10 Spesifikasi Alat Kondensor


Nama Alat : Kondensor Kode : E-111

Desain


Panjang 12 ft

Dimensi Tube

Fluida Water

ID 1 in



Pitch 1 1/4 in

Jumlah Tube 52 buah

Dimensi Shell

Fluida Steam Crude Essential Oil

ID 12 in


74

Evaluasi


ΔPs dihitung < ΔPs ketentuan 0.013 psia < 2 psia

ΔPt dihitung < ΔPt ketentuan 3 psia < 10 psia


Nama alat : Kondensor

Gambar 5. 10 Alat Kondensor

5.3.2.4 Dasar Perancangan Kondensor (E-212)

Kondensor memiliki fungsi untuk mengkondensasikan hasil produk dari

Kolom Fraksinasi yang uap Pure Essential Oil menjadi liquid atau distilat. Tipe

Kondensor yang digunakan yaitu Shell and Tube Heat Exchanger (STHE). Material

yang digunakan pada alat kondensor adalah AISI 1045. Pabrik memiliki dua unit

kondensor dengan tekanan shell 2 psia dan tekanan tube 10 psia. Adapun pemilihan

tersebut berdasarkan :




operasinya.


Alat beroperasi pada suhu 132oC, pemilihan bahan yang bersifat sebagai

penghantar panas dan listrik yang baik. Material memiliki sifat resisten


75

terhadap korosi rendah, material tidak mudah bereaksi dengan bahan dalam

alat. Material dapat bertahan pada suhu tinggi.

5.3.2.5 Asumsi Perhitungan Kondensor (E-212)

Asumsi yang digunakan di dalam perancangaan kondensor antara lain

sebagai berikut :

a. Bahan yang digunakan adalah AISI 1045.

b. Tekanan 1 atm.

5.3.2.6 Spesifikasi Alat Kondensor (E-212)

Berikut merupakan desain hasil perhitungan alat kondensor dengan asumsi

yang telah ditentukan sebelumnya :

Tabel 5.11 Spesifikasi Alat Kondensor (E-212)


Nama Alat : Kondensor Kode : E-212

Desain


Panjang 12 ft

Dimensi Tube

Fluida Water

ID 3/4 in



Pitch 1 in

Jumlah Tube 52 buah

Dimensi Shell

Fluida Steam Pure Essential Oil

ID 10 in

Evaluasi


ΔPs dihitung < ΔPs ketentuan 0.000001 psia < 2 psia

ΔPt dihitung < ΔPt ketentuan 2.1 psia < 10 psia


76


Nama alat : Kondensor

Gambar 5. 11 Alat Kondensor

5.3.3 Chiller

5.3.3.1 Dasar Perancangan Chiller

Chiller memiliki fungsi untuk mendinginkan air dari kondensor. Tipe

Chiller yang digunakan yaitu Water Cooled Chiller R-134a. Pabrik memiliki satu

unit Chiller dengan tekanan 1 atm. Adapun pemilihan tersebut berdasarkan :




operasinya.


Alat beroperasi pada suhu 60oC, pemilihan bahan yang bersifat sebagai

penghantar panas dan listrik yang baik. Material memiliki sifat resisten

terhadap korosi rendah, material tidak mudah bereaksi dengan bahan dalam

alat.

5.3.3.2 Asumsi Perhitungan Chiller

Asumsi yang digunakan di dalam perancangaan Chiller antara lain

sebagai berikut :

a. Tekanan 1 atm


77

b. Kapasitas 68009,64 kg/jam

5.3.3.3 Spesifikasi Alat Chiller

Berikut merupakan desain hasil perhitungan alat chiller dengan asumsi yang

telah ditentukan sebelumnya :

Tabel 5.12 Spesifikasi Alat Chiller

LEMBAR SPESIFIKASI

Kode E-410

Nama Alat Chiller

Type Water Cooled Chiller R-134a

Fungsi Mendinginkan water dari kondensor

Bagian Tube

Diameter Luar 1,25 m

Diameter Dalam 1,13 m

Tebal Tube 0.058 in

Luas Selubung 0.0069 ft2


Nama alat : Chiller

Gambar 5. 12 Alat Chiller

5.4 Peralatan Unit Transportasi dan Penyimpanan Bahan

Unit Transportasi bahan sangat berperan penting dalam berlangsungnya

proses produksi pada pabrik Minyak Kayu Putih. Unit transportasi bahan terdiri

dari sistem perpipaan, pompa sedangkan untuk unit penyimpanan bahan terdiri dari


78

daun storage, limbah daun storage, MgSO4 storage, water storage, pure essential

oil storage.

5.4.1 Spesifikasi Perpipaan

Perpipaan memiliki fungsi untuk mengalirkan fluida antar peralatan

maupun energi berupa steam dalam suatu pabrik. Secara umum perpipaan harus

dilakukan pemilihan secara tepat, untuk menghindari kegagalan operasi akibat

kerusakan pipa dan ketidak sesuaian rangkaian pada pipa. Untuk itu pada

pemasangan pipa perlu ditinjau dari segi efisiensi dari sisi letaknya terhadap unit-

unit operasi yang terlibat, jenis material yang akan dialirkan, jumlah material yang

dialirkan, dan faktor-faktor lainnya. Komponen perpipaan ini harus dibuat sesuai

dengan spesifikasi standar yang terdaftar dalam simbol dan kode yang telah dibuat

atau dipilih pada sebelumnya. Untuk menentukan jenis pipa yang akan digunakan

maka perlu dipilih ukuran nominal dan schedule number pipa dimana diameter luar

dan ketebalannya sama atau lebih optimum dan tebal hasil perhitungan.

5.4.1.1 Dasar Perancangan Perpipaan

Didalam melakukan perancangan perpipaan, ada beberapa faktor yang

harus ditentukan. Faktor-faktor ini adalah diameter pipa, tebal pipa, material, dan

pressure drop. Pipa-pipa yang terdapat di pasaran dispesifikasikan berdasarkan

diameter dan ukuran ketebalan. Diameter dan ketebalan pipa dapat dilihat dari

ukuran nominal dan schedule number pipa. Ketebalan pipa adalah ketebalan

dimana pipa dapat menahan tekanan yang ada pada aliran ditambah dengan ekstra

ketebalan untuk kemungkinan terjadinya korosi. Bahan material yang digunakan

pada pipa yaitu AISI 1070 Steel. Adapun pemilihan tersebut yaitu berdasarkan :

a. Pertimbangan Material

Pemilihan juga didasarkan pada tingkat ketebalan pipa untuk menahan

tekanan pada saat berlangsungnya proses pengaliran bahan. Resistensi

korosinya tinggi.


79


Asumsi yang digunakan di dalam perancangaan pipa antara lain sebagai

berikut:

a. Tidak ada fenomena back mixing.

b. Tekanan 1,2 bar.

c. Densitas fluida di dalam pipa konstan.

5.4.1.3 Spesifikasi Alat Perpipaan

Berikut ini merupakan spesifikasi alat pipa :

Tabel 5.13 Spesifikasi Alat Perpipaan

Nama

Aliran/kode

Fluid Property Pipe Property

Laju alir

massa

(kg/jam)

Densitas

(kg/m3)

P

(bar)

Viskositas

(cp)

Nominal

size (in)

Sch

A (ft2)

Pipa L114 46,65 3607.1 1.2 1,6 1/8 80 0,0003

Pipa L218 11,57 1680 1.2 2,7 1/8 80 0,0003

Pipa L223 5,65 2660 1.2 8,8 1/8 80 0,0003

Pipa L316 18830,54 997.1 1.2 0,5 3 1/2 80 0,062

Pipa L312 19984,33 995.1 1.2 0.8 3 1/2 80 0,062

Pipa L411 68009,64 983 1.2 0.5 6 80 0,181

5.4.2 Spesifikasi Pompa

Pompa adalah alat untuk memindahkan fluida dari tempat satu ketempat

yang lainnya yang bekerja atas dasar mengkonversikan energi mekanik menjadi

energi kinetik. Energi mekanik yang diberikan alat tersebut digunakan untuk

meningkatkan kecepatan, tekanan atau elevasi (ketinggian). Pada umumnya pompa

digerakkan oleh motor, mesin atau sejenisnya. Banyak faktor yang menyebabkan

jenis dan ukuran pompa serta bahan pembuatnya berbeda, antara lain jenis dan

jumlah bahan cairan tinggi serta jarak pengangkutan serta tekanan yang diperlukan

dan sebagainya. Penggunaan Pompa pada pabrik Minyak Kayu Putih ini diberikan


80

kode Alat yaitu (L). hal ini disesuaikan karena Pompa termasuk dalam salah satu

jenis alat pengalihan bahan berupa fluida cair.

5.4.2.1 Dasar Perancangan Pompa

Pada proses produksi Pabrik Minyak Kayu Putih ini terdapat 10 buah

pompa dan 1 kompresor yang berfungsi untuk mengalirkan fluida dengan cara

meningkatkan tekanan aliran. Pompa yang dipilih untuk digunakan adalah pompa

positive displacement dan pompa centrifugal. Sedangkan untuk kompresor yang

digunakan adalah Kompresor (Axial Flow) Single State. Adapun pemilihan

tersebut berdasarkan pertimbangan berikut :

a. Memiliki cara kerja berupa memberikan gaya pada volume fluida tetap.

b. Jika digunakan berupa power density yang dihasilkan cenderung lebih

besar dan perpindahan fluida pun akan cenderung stabil.


Asumsi yang digunakan di dalam perancangaan pompa antara lain

sebagai berikut :

a. Tipe pompa positive displacement dan pompa centrifugal.

b. Kompresor (Axial Flow) Single State

c. Tekanan 1,2 bar.

d. Bahan Comercial steel.

5.4.2.3 Spesifikasi Alat Pompa

Berikut ini merupakan spesifikasi dari 10 pompa dan 1 kompresor pabrik

Minyak Kayu Putih sebagai berikut :

Tabel 5.14 Spesifikasi Alat Pompa (L-114)

LEMBAR SPESIFIKASI POMPA

Kode L-114

Tipe Centrifugal Pump

Fungsi Mengalirkan Campuran Crude Essential Oil menuju

Heater


81

Kondisi Operasi

Material Comercial Steel Laju Volumetrik (m3/s) 0,01

Pump kW 0,0005 Power Actual Motor (HP) 0,001

Laju Alir (kg/jam) 46,65 Jumlah 2 buah



Kode L-218

Tipe Positive Displacement Pump

Fungsi Mengalirkan MgSO4.7H2O menuju Heater

Kondisi Operasi

Material Comercial Steel Laju Volumetrik (m3/s) 1,91E-06



Tabel 5.16 Spesifikasi Alat Kompresor (L-223)

LEMBAR SPESIFIKASI KOMPRESOR

Kode L-223

Tipe Kompresor (Axial Flow) Single State

Fungsi Mengalirkan MgSO4 menuju MgSO4 Storage

Kondisi Operasi

Material Comercial Steel Laju Volumetrik (m3/s) 5,90E-07

Jumlah 1 buah Power Kompresor (HP) 0,074

Laju Alir (kg/jam) 5,65 Power Kompresor (kW) 0,055



Kode L-316


Fungsi Mengalirkan Air menuju Deaerator

Kondisi Operasi



82





Kode (L-312)


Fungsi Mengalirkan Air menuju ke Boiler

Kondisi Operasi






Kode L-411


Fungsi Mengalirkan Air ke Chiller

Kondisi Operasi





Nama alat : Alat Possitive Displacement Pump


83

Gambar 5. 13 Alat Possitive Displacement Pump


Nama alat : Alat Centrifugal Pump

Gambar 5. 14 Alat Centrifugal Pump


Nama alat : Alat Kompresor (Axial Flow) Single State


84

Gambar 5. 15 Alat Kompresor (Axial Flow) Single State

5.4.3 Spesifikasi Storage

Storage adalah bagian dari industri proses produksi dalam industri kimia.

Tangki penyimpanan atau storage menjadi bagian yang penting dalam suatu proses

industri kimia karena tangki penyimpanan tidak hanya menjadi tempat

penyimpanan bagi produk dan bahan baku tetapi juga menjaga kelancaran

ketersediaan produk danbahan bakuserta dapat menjaga produk atau bahan baku dari

kontaminan (kontaminan tersebut dapat menurunkan kualitas dari produk atau

bahan baku). Penyimpanan bahan diperlukan agar proses produksi tidak

tergantung pada pengumpanan dan pengeluaran bahan. Penggunaan storage pada

pabrik Minyak Kayu Putih ini diberikan kode Alat yaitu (F). Hal ini disesuaikan

karena storage termasuk dalam salah satu jenis alat pengalihan bahan berupa fluida

padat.

5.4.3.1 Dasar Perancangan Daun Storage

Pada proses produksi Pabrik Minyak Kayu Putih ini terdapat 5 buah

Storage yang pada dasarnya dipakai sebagai tempat penyimpanan material baik

berupa benda padat, cair, maupun gas. Tangki penyimpanan menjadi bagian yang

penting dalam suatu proses industri kimia karena tangki penyimpanan tidak hanya

menjadi tempat penyimpanan bagi produk dan bahan baku tetapi juga menjaga

kelancaran ketersediaan produk dan bahan baku serta dapat menjaga produk atau


85

bahan baku dari kontaminan (kontaminan tersebut dapat menurunkan kualitas dari

produk atau bahan baku). Pada uumunya produk atau bahan baku yang terdapat

pada industri kimia berupa liquid atau gas, namun tidak tertutup kemungkinan juga

dalam bentuk padatan (solid). Adapun pemilihan tersebut berdasarkan

pertimbangan berikut :

a. Tempat penampungan daun kayu putih Melalueca leucadendra dalam fase

padat.

b. Daun kayu putih memiliki tiga komponen yaitu padatan, air, dan minyak

(essential oil).

c. Daun kayu putih yang digunakan dalam proses adalah daun kayu putih

kering.

d. Tempat penampungan limbah daun kayu putih Melalueca leucadendra

dalam fase padat.

e. Limbah daun kayu putih memiliki dua komponen yaitu padatan dan air.

f. Tempat penampungan MgSO4 dalam fase padat.

g. Tempat penampungan water storage dalam fase cair.

h. Tempat penampungan pure essential oil dalam fase cair

i. Pure essential oil memiliki dua komponen yaitu air dan minyak.


Asumsi yang digunakan di dalam perancangaan Storage antara lain

sebagai berikut :

a. Kondisi suhu, tekanan, komposisi, dan fraksi massa yang masuk ke dalam

storage diasumsikan sama dengan suhu, tekanan, komposisi, dan fraksi

massa pada zat keluaran.

b. Suhu dalam storage dianggap konstan.

c. Tekanan di dalam storage tangki dijaga konstan 1 atm dan hilang tekan


5.4.3.3 Spesifikasi Daun Storage

Berikut ini merupakan spesifikasi dari Storage pabrik Minyak Kayu Putih

yaitu:


86

Tabel 5.20 Spesifikasi Daun Storage (F-120)


Kode F-120

Fungsi Alat untuk menyimpan bahan baku

berupa Daun Melaleuca Leucandra

Volume 1065,79 m3

Panjang 18,8 m

Lebar 8 m

Tinggi 9,4 m

Kapasitas 1278944,7 kg


Nama alat : Daun Storage

Gambar 5. 16 Daun Storage

Tabel 5.21 Spesifikasi Limbah Daun Storage (F-121)


Kode F-121

Fungsi Alat untuk menyimpan Limbah Daun

Melaleuca Leucandra

Volume 1007,33 m3


87

Panjang 15,9 m

Lebar 8 m

Tinggi 7,9 m

Kapasitas 1408081,27 kg


Nama alat : Limbah Daun Storage

Gambar 5. 17 Limbah Daun Storage

Tabel 5.22 Spesifikasi Alat MgSO4 Storage (F-115)


Kode F-115

Tipe Silinder tertutup berbentuk datar

dengan bagian bawah conical 60°

Material SS 304 B

Fungsi Alat untuk menyimpan MgSO4

Volume tangki 0,0938 ft3/h

Tebal silinder 3/16 in

Tinggi silinder 18 in

ID 12 in

Tebal tutup bawah 3/16 in

Tinggi tutup bawah 10,39 in


88

Diameter nozzle 0,215 in


Nama alat : MgSO4 Storage

Gambar 5. 18 Alat MgSO4 Storage

Tabel 5.23 Spesifikasi Alat Water Storage (F-315)


Kode F-315

Tipe Silinder tegak dengan tutup atas dan

tutup bawah berbentuk plat datar

Material ASTM A 36

Fungsi Alat untuk menyimpan air



89



ID 108 in



Nama alat : Water Storage

Gambar 5. 19 Alat Water Storage

Tabel 5.24 Spesifikasi Alat Pure Essential Oil Storage (F-221)


Kode F-221

Tipe Silinder tertutup berbentuk dished head

dengan bagian bawah conical 60°

Material ASTM A 36

Fungsi Alat yang berfungsi untuk menyimpan

produk essential oil murni




90


ID 14 in

Tinggi tutup atas 2,37 in

Tebal tutup atas 3/16 in

Tinggi tutup bawah 12,12 in

Tebal tutup bawah 3/16 in



Nama alat : Pure Essential Oil Storage

Gambar 5. 20 Alat Pure Essential Oil Storage

5.5 Sistem Utilitas

Sistem utilitas merupakan sarana penunjang proses yang diperlukan pabrik

agar dapat berjalan dengan baik. Sistem utilitas ini berfungsi untuk menyediakan


91

segala sesuatu yang diperlukan untuk mendukung berlangsungnya suatu proses.

Utilitas dalam suatu pabrik merupakan unit penunjang utama bagi kelancaran

proses pada suatu pabrik kimia. Sistem utilitas pabrik minyak kayu putih dari daun

kayu putih ini meliputi sistem penyediaan air, sistem penyediaan steam, sistem

penyediaan listrik, sistem penyediaan bahan bakar, dan water treatment.

Penyediaan utilitas dapat dilakukan secara langsung dimana utilitas diproduksi di

dalam pabrik tersebut, atau secara tidak langsung yang diperoleh dari pembelian ke

perusahaan-perusahaan yang menjualnya.

Sistem penyedia air berfungsi menyediakan air untuk keperluan proses

produksi minyak kayu putih maupun keperluan operasional lainnya dalam pabrik

(nonproses). Kebutuhan air untuk proses produksi antara lain untuk bahan baku, air

umpan boiler, fluida perpindahan panas dan lain-lain. Kebutuhan air nonproses

antara lain untuk kegiatan rumah tangga, kamar mandi, sarana kebersihan pabrik,

laboratorium dan lain-lain. Sistem penyediaan steam berfungsi untuk menyediakan

steam bagi proses destilasi minyak kayu putih. Listrik digunakan untuk

mengoperasikan unit proses, pompa, ruang control dan kebutuhan listrik bagi

fasilitas di dalam kantor, laboratorium dan fasilitas lain. Sistem utilitas yang

terdapat di pabrik minyak kayu putih dari daun kayu putih diantaranya adalah :

1. Sistem penyediaan air

2. Sistem penyediaan steam

3. Sistem penyediaan listrik

4. Sistem penyediaan bahan bakar

5. Sistem pengolahan limbah

5.5.1 Sistem Penyediaan Air

Sistem penyediaan air dipasok dari water treatment system. Sumber air

untuk Water Treatment System berasal dari air sungai bengawan solo, dimana air

akan di distribusikan melalui penggunaan jalur perpipaan. Proses pengolahan

berdasarkan Instalasi Pengolahan Air Kampung Bugis (PDAM Kota Tarakan,

2015) dimana sumber air diambil dari sungai. Proses pengolahan air untuk

kebutuhan pabrik dibagi menjadi dua yaitu pengolahan air untuk kebutuhan sanitasi


92

dan proses pengolahan lanjutan untuk air umpan boiler. Diagram alir water

treatment system ditunjukkan pada gambar 5.4.

Air mula-mula dialirkan menuju bak intake untuk ditampung sementara

sebelum diolah menjadi air bersih. Kemudian air akan dialirkan menuju bak

koagulasi. Pada bak koagulasi air baku ditambahkan dengan bahan kimia tawas

terlebih dahulu sebelum proses pengolahan air berlangsung. Penambahan bahan

kimia ini menggunakan pipa kecil yang terletak dibagian atas bak koagulasi. Proses

koagulasi berfungsi untuk pengikatan partikel-partikel koloid pada air sungai

dengan bantuan agent koagulan (tawas). Dengan menggunakan beda tinggi air

selanjutnya menuju ke bak flokulasi. Dalam bak flokulasi terdapat sekat-sekat

sehingga air akan mengalir secara zig-zag dan perlahan sehingga membentuk flok.

Proses flokulasi berfungsi untuk pembentukan dan pembesaran ukuran flok-flok,

sehingga flok-flok yang sebelumnya melayang-layang dalam air akan cenderung

turun menuju dasar bak. Selanjutnya air akan dialirkan menuju bak sedimentasi.

Pada water treatment system ini, bak sedimentasi dibagi menjadi tiga bak dengan

ukuran yang sama. Namun di dalam bak sedimentasi ini terdapat tube settler yang

digunakan untuk memisahkan kotoran flok yang telah terbentuk di bak sebelumnya

dengan air bersih, sehingga volume air dapat tertampung di bak ini. Kemudian air

akan mengalir ke bak filtrasi dengan menggunakan beda tinggi dari bak

sebelumnya. Terdapat empat bak filtrasi dengan ukuran yang sama. Di bak ini

terjadi proses penyaringan air dengan media filtrasi berupa batu koral, pasir silika,

dan karbon aktif. Selanjutnya air dari bak filtrasi akan mengalir ke bak desinfektan

yang mempunyai volume relatif lebih kecil dibandingkan dengan bak-bak

pengolahan lainnya. Pada bak desinfektan air hasil pengolahan ditambahkan lagi

dengan bahan kimia untuk menjamin kualitas air hasil pengolahan. Air bersih hasil

pengolahan selanjutnya disimpan di bak ground reservoir. Pada bak ground

reservoir terdapat pompa distribusi yang digunakan untuk mendistribusikan air

bersih ke sistem air sanitasi dan sistem air umpan boiler.

Untuk pengolahan lebih lanjut dalam sistem air umpan boiler digunakan

pembahasan dari artikel New Logic Research Inc, USA yang menggunakan

membran reverse osmosis dalam proses pengolahan airnya. Air dari proses water

treatment sebelumnya dipanaskan terlebih dahulu dalam penukar panas Tahap I,


93

dan kemudian dipanaskan lebih lanjut dengan penukar panas tahap II hingga suhu

42°C. Air yang dipanaskan sebelumnya dimasukkan ke dalam tangki homogenisasi

dimana asam sulfat dapat ditambahkan untuk penyesuaian pH. Efluen tangki

ekualisasi kemudian dipindahkan ke tangki penyimpanan umpan dimana air akan

diumpankan ke unit VSEP. Dua unit VSEP skala industri memproses air yang

dipanaskan sebelumnya. VSEP menghasilkan aliran permeat, yang dikirim ke

penukar panas dan kemudian disimpan dalam tangki air. Aliran limbah

terkonsentrasi dihasilkan dan disalurkan ke kolam penampungan dan kemudian ke

saluran pembuangan.


94

Gambar 5. 21 Diagram Alir Water Treatment System Pabrik Minyak Kayu Putih


95

5.5.1.1 Penyediaan Air Sanitasi

Unit penyediaan air sanitasi berfungsi untuk memenuhi air yang digunakan

untuk keperluan sehari-hari. Penggunaannya antara lain untuk laboratorium,

perkantoran, kamar mandi, dan lain-lain. Berikut merupakan persyaratan air sanitasi:

Tabel 5.15 Persyaratan Air Sanitasi

Parameter Standart Baku Mutu

Fisik

a. Kekeruhan 25 NTU

b. Warna 50 TCU

c. Zat Padat Terlarut 1000 mg/l

d. Suhu Suhu udara (oC)

e. Rasa Tidak berasa

f. Bau Tidak berbau

Biologi

a. Total coliform 50 CFU/100 ml

b. E. coli 0 CFU/100 ml

Kimia

a. pH 6,5-8,5 mg/l

b. Besi 1 mg/l

c. Fluorida 1,5 mg/l

d. Kesadahan (CaCO3) 500 mg/l

e. Mangan 0,5 mg/l

f. Nitrat, sebagai N 10 mg/l

g. Zat organik (KMNO4) 10 mg/l

h. Sianida 0,1 mg/l

i. Timbal 0,05 mg/l

j. Sulfat 400 mg/l

k. Seng 15 mg/l


96

(Permen Kesehatan RI, No.32 Tahun 2017).

Kebutuhan total air sanitasi pada pabrik Minyak Kayu Putih adalah sebesar 7,92

m3/hari. Kebutuhan air sanitasi ini meliputi:

1. Kebutuhan Karyawan

Untuk keperluan sanitasi karyawan dibutuhkan air sebanyak 0,12 m3/hari per

karyawan sehingga untuk 44 karyawan = 5,3 m3/hari

2. Laboratorium

Air untuk Kebutuhan Laboratorium sebesar 20% dari kebutuhan karyawan

sebesar 1,05 m3/hari.

3. Mushola, Klinik Kesehatan, dan Kantin

Air untuk Kebutuhan mushola, klinik kesehatan, dan kantin sebesar 15% dari

kebutuhan karyawan sebesar 0,8 m3/hari.

4. Air Hydrant Fire

Air untuk Kebutuhan Hydrant Fire sebesar 10% dari kebutuhan karyawan

sebesar 0,52 m3/hari.

5. Kebersihan dan Pertamanan

Air untuk Kebutuhan kebersihan dan pertamanan sebesar 10% dari kebutuhan

karyawan sebesar 0,53 m3/hari.

5.5.1.2 Penyediaan Air Pendingin

Air pendingin menjadi komponen yang sangat dibutuhkan sebagai media yang

digunakan untuk melakukan pertukaran panas antar fluida panas dan fluida dingin. Unit

penyedia air pendingin bertugas untuk menyediakan dan memenuhi kebutuhan air

sebagai media pendingin pada alat perpindahan panas. Air pendingin harus memenuhi

beberapa kriteria, antara lain:

1. Air dapat menyerap jumlah panas yang tinggi per satuan volume.

2. Air merupakan materi yang mudah didapat dan relatif murah.

3. Air tidak mudah mengembang atau menyusut dengan pengaruh perubahan

suhu.


97

4. Air tidak mudah terdekomposisi.

Air pendingin harus mempunyai sifat-sifat yang tidak korosif, tidak

menimbulkan kerak, tidak mengandung minyak karena dapat menyebabkan turunnya

heat transfer, dan tidak menimbulkan mikroorganime yang dapat menimbulkan lumut.

Untuk mengatasi hal tersebut, didalam air pendingin disuntikkan bahan-bahan kimia

seperti fosfat yang berguna untuk mencegah timbulnya kerak dan klorin, untuk

membunuh mikroorganisme. Kebutuhan air pendingin dalam pabrik Minyak Kayu

Putih ditunjukkan dalam tabel berikut:

Tabel 5.16 Kebutuhan Air Pendingin Pabrik Minyak Kayu Putih

No. Nama Alat Jumlah (kg/jam)

1 Kondensor (E-111) 267,6355

2 Kondensor (E-212) 67.735

Total 68.002

5.5.1.3 Penyediaan Air Proses

Air proses merupakan komponen yang sangat penting dalam Pabrik Minyak

Kayu Putih, karena air proses ini akan digunakan untuk membuat steam, dengan kata

lain air proses ini merupakan air umpan boiler. Proses yang digunakan dalam produksi

minyak kayu putih pada pabrik ini adalah dengan sistem Direct Steam Distillation,

dimana steam merupakan komponen utama dalam proses penyulingan daun kayu putih

menjadi produk akhir berupa minyak kayu putih. Steam diperoleh dari air yang diproses

dalam sistem boiler. Air proses sebelum diumpankan dalam boiler, dialirkan terlebih

dahulu menuju daerator untuk melepaskan gas-gas yang terlarut dalam air seperti

oksigen dan karbon dioksida. Berikut merupakan kebutuhan total air proses pada

Pabrik Minyak Kayu Putih :

Tabel 5.17 Kebutuhan Air Proses Pabrik Minyak Kayu Putih

No Nama Alat Jumlah (Kg/jam)

1 Dearator (F-311) 10,262.2567


98

Total 10,262.2567

5.5.2 Sistem Penyediaan Steam

Sistem penyediaan steam terdiri dari boiler atau ketel uap. Boiler atau ketel uap

memiliki fungsi yaitu menghasilkan steam yang digunakan untuk kebutuhan turbin dan

proses pada pabrik minyak kayu putih dari daun kayu putih. Steam dan spesifikasi

boiler yang dihasilkan dalam utilitas ini memiliki kondisi sebagai berikut:

1. Kapasitas boiler sebesar 146.378 kg/jam

2. Kondisi temperatur yaitu 170 C.

3. Tipe boiler yang digunakan yaitu Water tube with Ward Furnace.

4. Memiliki excess sebesar 1.5, sehingga jumlah steam yang dihasilkan sebesar

146.378,10 kg steam

Jumlah steam yang diperlukan di dalam pabrik minyak kayu putih dari daun

kayu putih yaitu sebagai berikut :

Tabel 5.18 Kebutuhan Steam Pabrik Minyak Kayu Putih

Alat Kebutuhan Steam (kg/jam)

Steam Distillation Tank (D-110 A) 9982

Steam Distillation Tank (D-110 B) 9982

Heater (E-211) 9,281

Heater (E-219) 1,177

5.5.3 Sistem Penyediaan Listrik

Kebutuhan listrik untuk keperluan operasional pabrik diperoleh dari PLN.

Kebutuhan listrik untuk penerangan dan proses masing-masing ditampilkan pada Tabel

5.21, Tabel 5.22, Tabel 5.23, dan Tabel 5.34. Total kebutuhan daya listrik adalah 78,4

kW.


99

Tabel 5.19 Kebutuhan Penerangan Area Luar Bangunan

Area bangunan Tingkat Luas (a) Jumlah

Pencahayaan m2 ft2 Cahaya

Bengkel/safety area 20.0000 50 538.20 1,000

Parkir kendaraan besar 10.0000 200 2,152.78 2,000

Parkir tamu dan karyawan 10.0000 600 6,458.34 6,000

Taman 10.0000 400 4,305.56 4,000

Jalan 15.0000 600 6,458.34 9,000

Total 22,000

Tabel 5.20 Kebutuhan Penerangan Area Dalam Bangunan

Area bangunan Tingkat

Pencahayaan

Luas (a) Jumlah

m2 ft2 Cahaya

Area proses 20 700 7,535 14,000

kamar mandi 10 80 861 800

Bengkel & Gudang Alat 10 90 969 900

Pos Keamanan 5 300 3,229 1,500

Kantin 5 65 700 325

Mushola 5 370 3,983 1,850

Laboratorium 10 300 3,229 3,000

Poliklinik 10 65 700 650

Kantor dan

Perpustakaan 15 900 9,688 13,500

Control Room 20 300 3,229 6,000

Gedung serbaguna 10 200 2,153 2,000

Total 44,525


100

Tabel 5.21 Kebutuhan Listrik Unit Proses

Nama

alat

Kode

alat Jumlah

Daya

(HP)

Pompa 1 L-114 2 2

Pompa 2 L-218 2 2

kompresor L-223 2 2

Total 6

Kilowatt (kW) 4.47

Tabel 5.22 Kebutuhan Listrik Unit Utilitas

Nama

alat

Kode

alat Jumlah

Daya

(HP)

Pompa 5 L-411 2 2

Pompa 6 L-316 2 2

Pompa 7 L-312 2 2

Total 6

Kilowatt (kW) 4

5.5.4 Sistem Penyediaan Bahan Bakar

5.5.4.1 Kebutuhan Bahan Bakar Boiler

Boiler adalah unit mesin yang berfungsi untuk mengubah air menjadi uap

(steam) yang bertekanan. Air yang ada pada Boiler diatur pada tekanan dan suhu

tertentu, sehingga air tersebut mempunyai nilai energi yang kemudian digunakan untuk

mengalirkan energi ke suatu proses. Steam keluaran boiler akan digunakan dalam

proses penyulingan daun kayu putih. Bahan bakar yang digunakan pada alat boiler

adalah LNG. Berdasarkan perhitungan kebutuhan bahan bakar LNG untuk boiler

adalah sebesar 11.198 kg/jam. Berikut merupakan spesifikasi alat boiler :

Tabel 5.23 Spesifikasi Alat Boiler

BOILER

Fungsi Menghasilkan steam untuk kebutuhan proses.


101

Kapasitas Produksi 146.376 kg steam/hour

Tipe Water tube with Ward Furnace

Model N 1200 R

Merk Takuma

Jumlah 1

Design maximum Work Pressure

Working Pressure 1,5 atm

Kapasitas maks. Penguapan 40000 kg steam/hour

Steam temperatur Saturated

Efisiensi 65,50 %

5.5.4.2 Kebutuhan Bahan Bakar Genset

Mesin Genset (Generator Set) merupakan sebuah alat pembangkit listrik

cadangan yang menggunakan energi kinetik. Listrik yang dapat dihasilkan disesuaikan

dengan ukuran genset. Genset hanya digunakan dalam keadaan darurat saat supply

listrik dari PLN mengalami kendala untuk mencegah operasi berhenti. Apabila tidak

terjadi gangguan maka konsumsi bahan bakar dari genset diasumsikan 0 dikarenakan

tidak ada penggunaan. Berikut merupakan spesifikasi alat genset yang digunakan

dalam Pabrik Minyak Kayu Putih :

Tabel 5.24 Spesifikasi Generator Set

Generator Set

Model Generator Set Model JP 135

Kebutuhan Listrik Total 78,4 kw

Excess faktor 20%

Daya Genset 118 KVa

Kebutuhan bahan bakar maksimal 32 L/jam


102

5.5.5 Sistem Pengolahan Limbah

Proses produksi minyak kayu putih pada Pabrik Minyak Kayu Putih

menghasilkan limbah berupa emisi gas. Pembakaran energi pada boiler industri

menghasilkan emisi dalam jumlah yang relatif setara dengan jumlah energi (bahan

bakar) yang dibakar. Dimana pada boiler Pabrik Minyak Kayu Putih menggunakan

bahan bakar LNG dan de-oiled leaves atau ampas daun. Umumnya parameter udara

yang diperhatikan dari emisi ketel uap (boiler) adalah Partikulat, SO2, NO2, dan

opasitas (kepekatan asap). Baku Mutu Emisi dari Sumber Tidak Bergerak (bagi Ketel

Uap/Boiler) diatur dalam Peraturan Menteri Negara Lingkungan Hidup Nomor 7

Tahun 2007 adalah sebagai berikut :

Tabel 5.25 Baku Mutu Emisi Boiler Berdasarkan Jenis Bahan Bakar

Bahan Bakar Parameter Baku Mutu (mg/m3)

Biomassa berupa ampas

Partikulat 250

Sulfut Dioksida (SO2) 600

Nitrogen Oksida (NO2) 800

Opasitas 30%

Gas Sulfut Dioksida (SO2) 150

Nitrogen Oksida (NO2) 650

(Peraturan Menteri Lingkungan Hidup, No.07, Tahun 2007)

Emisi gas dibuang ke lingkungan melalui cerobong asap atau Chimney.

Chimney dilengkapi dengan water scrubber yang berfungsi untuk menangkap partikel-

partikel debu (ash) yang terbawa oleh gas buang. Partikel-partikel debu selanjutnya

akan disimpan dalam Bottom Ash Silo dengan jangka waktu tertentu. Berikut

merupakan spesifikasi peralatan chimney dan bottom ash silo :

Tabel 5.26 Spesifikasi Alat Chimney

Chimney

Laju alir gas 126,4 ton/jam


103

Jumlah partikel solid terbawa gas 11,15 ton/jam

Ketinggian Chimney 142 m

Jumlah 1 buah

Tabel 5.27 Spesifikasi Bottom Ash Silo

Bottom Ash Silo

Jenis Tutup Atas dan Bawah Tutup atas Flange Only dan tutup bawah conical

Jenis Material Luar Concrete

Jenis Material Dalam Concrete

Kapasitas 669,031.15 kg

Jumlah 1 buah

Tinggi Silo 16.85 m

Diameter Luar 6.41 m

Diameter Dalam 6.40 m

Tebal Silinder 0.006 m

Tebal tutup bawah 0.014 m

5.6 Instrumentasi

Instrumentasi merupakan alat-alat yang digunakan untuk mengukur dan

mengendalikan dalam suatu sistem yang lebih besar serta lebih kompleks. Untuk

memenuhi persyaratan tersebut diperlukan pengawasan (monitoring) yang terus

menerus terhadap operasi pabrik Minyak Kayu Putih dan intervensi dari luar (external

intervention) untuk mencapai tujuan operasi. Hal ini dapat terlaksana melalui suatu

rangkaian peralatan (alat ukur, kerangan, pengendali, dan komputer) dan intervensi

manusia (plant managers, plants operators) yang secara bersama membentuk control

system. Berikut ini merupakan Piping and Instrumentation Diagram pabrik Minyak

Kayu Putih kapasitas 250 Ton/Tahun :


104

Gambar 5. 22 Piping and Instrumentation Diagram Pabrik Minyak Kayu Putih


105

5.6.1 Proses Kerja Instrumentasi

Menurut sifatnya konsep dasar pengendalian proses ada dua jenis, yaitu :

1. Pengendalian secara manual

Tindakan pengendalian yang dilakukan oleh manusia. Sistem pengendalian ini

merupakan sistem yang ekonomis karena tidak membutuhkan begitu banyak

instrumentasi dan instalasinya. Namun pengendalian ini berpotensi tidak praktis

dan tidak aman karena sebagai pengendalinya adalah manusia yang tidak lepas

dari kesalahan.

2. Pengendalian secara otomatis

Berbeda dengan pengendalian secara manual, pengendalian secara otomatis

menggunakan instrumentasi sebagi pengendali proses, namun manusia masih

terlibat sebagai otak pengendali. Banyak pekerjaan manusia dalam pengendalian

secara manual diambil alih oleh instrumentasi sehingga membuat sistem

pengendalian ini sangat praktis dan menguntungkan.

Hal-hal yang diharapkan dari pemakaian alat-alat instrumentasi adalah:

Kualitas produk dapat diperoleh sesuai dengan yang diinginkan

Pengoperasian sistem peralatan lebih mudah

Sistem kerja lebih efisien

Penyimpangan yang mungkin terjadi dapat diketahui dengan cepat

5.6.2 Instrumentasi Pabrik Minyak Kayu Putih

Tujuan perancangan sistem pengendalian Pabrik Minyak Kayu Putih sebagai

keamanan operasi pabrik yang mencakup :

Mempertahankan variabel-variabel proses seperti temperature, tekanan, dan laju

alir tetap berada dalam rentang operasi yang aman dengan harga toleransi yang

kecil.

Mengontrol setiap penyimpangan operasi agar tidak terjadi kecelakaan kerja

maupun kerusakan pada alat proses.


106

Dasar pertimbangan pemilihan pengendalian peralatan proses dilakukan secara

manual dan otomatis. Pemilihan pengendalian secara otomatis memerlukan

pertimbangan biaya yang cukup matang, karena penggunaan alat kontrol otomatis yang

memerlukan biaya yang lebih besar dibandingkan manual. Adapun keuntungan dari

pengendalian secara otomatis adalah mengurangi jumlah pegawai, keselamatan kerja

lebih terjamin dan hasil proses lebih akurat.

Adapun instrumentasi yang digunakan dalam Pabrik Minyak Kayu Putih ini

mencakup :

1. Temperature Controller (TC)

Adalah alat/instrumen yang digunakan sebagai alat pengatur suhu atau pengukur

sinyal mekanis atau listrik. Pengaturan temperatur dilakukan dengan mengatur

jumlah material proses yang harus ditambahkan/dikeluarkan dari dalam suatu

proses yang sedang bekerja.

Prinsip kerja :

Rate fluida masuk atau keluar alat dikontrol oleh diafragma valve. Rate fluida ini

memberikan sinyal kepada TC untuk mendeteksi dan mengukur suhu sistem pada

set point.

2. Pressure Controller (PC)

Adalah alat/instrumen yang dapat digunakan sebagai alat pengatur tekanan atau

pengukur tekanan atau pengubah sinyal dalam bentuk gas menjadi sinyal mekanis.

Pengatur tekanan dapat dilakukan dengan mengatur jumlah uap/gas yang keluar

dari suatu alat dimana tekanannya ingin dideteksi.

Prinsip kerja :

Pressure control (PC) akibat tekanan uap keluar akan membuka/menutup

diafragma valve. Kemudian valve memberikan sinyal kepada PC untuk mengukur

dan mendeteksi tekanan pada set point.

3. Flow Controller (FC)

Adalah alat/instrumen yang bisa digunakan untuk mengatur kecepatan aliran fluida

dalam pipa line atau unit proses lainnya. Pengukuran kecepatan aliran fluida dalam


107

pipa biasanya diatur dengan mengatur out put dari alat, yang mengakibatkan fluida

mengalir dalam pipa line.

Prinsip kerja :

Kecepatan aliran diatur oleh regulating valve dengan mengubah tekanan discharge

dari pompa. Tekanan discharge pompa melakukan bukaan/tutupan valve dan FC

menerima sinyal untuk mendeteksi dan mengukur kecepatan aliran pada set point.

4. Level Controller (LC)

Adalah alat/instrumen yang dipakai untuk mengatur ketinggian (level) cairan

dalam suatu alat dimana cairan tersebut bekerja. Pengukuran tinggi permukaan

cairan dilakukan dengan operasi dari sebuah control valve, yaitu dengan mengatur

rate cairan masuk atau keluar proses.

Prinsip kerja :

Jumlah aliran fluida diatur oleh control valve. Kemudian rate fluida melalui valve

ini akan memberikan sinyal kepada LC untuk mendeteksi tinggi permukaan pada

set point.

Pada alat utama Pabrik Minyak Kayu Putih ini menggunakan instrumentasi

sebagai berikut :

Tabel 5.28 Daftar penggunaan instrumentasi pada Pra-rancangan Pabrik Minyak

Kayu Putih

No Nama alat Instrumentasi Kegunaan

1 Distillation Tank A

dan B

TC Mengatur suhu agar tetap konstan

sesuai yang diinginkan

TT Mengirimkan sinyal yang diterima

dari hasil sensing kemudian

diteruskan ke Temperature control

PC Mengatur tekanan agar tetap

konstan sesuai yang diinginkan


108


PT Mengirimkan sinyal yang diterima


diteruskan ke Pressure control

2 Dekanter LC Mengatur aliran Crude Essential Oil

agar tetap berada ketinggian pada

dekanter

LT Mengirimkan sinyal yang diterima


diteruskan ke Level control

3 Crude Essential Oil

Mixed Tank

LC Mengatur aliran campuran Crude

Essential Oil dan MgSO4 agar tetap

berada ketinggian pada Crude

Essential Oil Mixed Tank




LC Mengatur aliran Crude Essential Oil


Crude Essential Oil Mixed Tank




4 Kolom Fraksinasi PC Mengatur tekanan agar tetap






109


5 Pure Essential Oil

Storage Tank

LC Mengatur aliran Pure Essential Oil


Pure Essential Oil Storage Tank




6 Kondensor TC Mengatur suhu agar tetap konstan





7 Heater TC Mengatur suhu agar tetap konstan





8 Water Storage Tank LC Mengatur aliran air agar tetap

berada ketinggian pada Water

Storage Tank




FC Mengatur flowrate air yang keluar

agar sesuai dengan yang diinginkan

FT Mengirimkan sinyal yang diterima


diteruskan ke Flow control


110


9 Deaerator TC Mengatur suhu agar tetap konstan





10 Water Dehydration

Tank

TC Mengatur suhu agar tetap konstan





PC Mengatur tekanan agar tetap





FC Mengatur flowrate MgSO4 yang

keluar agar sesuai dengan yang

diinginkan.

FT Mengirimkan sinyal yang diterima


diteruskan ke Flow control

Detail penggunaan dari instrumentasi pada Rancangan Pabrik Minyak Kayu Putih,

dapat dilihat pada lampiran .


111

BAB VI

TATA LETAK PABRIK

6.1 Dasar Perancangan Tata Letak Pabrik

Pada suatu industri penentuan lokasi pabrik sangat mempengaruhi kemajuan

dan kelangsungan suatu industri. Tujuan dari perancangan tata letak pabrik yaitu untuk

memudahkan proses manufaktur, meminimumkan pemindahan barang, memelihara

keluwesan susunan dan operasi, memelihara perputaran barang, menghemat

pemakaian ruang bangunan, meningkatkan keefektifan pemakaian tenaga kerja,

memberikan kemudahan, keselamatan, dan kenyamanan pada karyawan. Dalam

penentuan lokasi pabrik terdapat beberapa faktor yang menjadi pertimbangan dalam

penentuan lokasi pabrik, antara lain : Penyediaan bahan baku, Tenaga kerja, Utilitas,

Pemasaran, Transportasi, Keadaan iklim – tanah, perijinan.

Berdasarkan faktor-faktor tersebut diatas, maka pabrik Minyak Kayu Putih

dari Kayu Putih ini direncanakan berlokasi di daerah Kabupaten Mojokerto, tepatnya

di Kecamatan Dawar Blandong, Provinsi Jawa Timur. Berikut ini merupakan data

kondisi wilayah lokasi tersebut :

Tinggi Rata-Rata Dari Permukaan

Laut (mdpl)

75

Luas Daerah (km2/sq.km) 58,93

Letak Ketinggian (m) 8.127,95

Persentase Terhadap Luas Provinsi 8,51

Klasifikasi Kemiringan Tanah 8.127,95

Curah hujan rata-rata per bulan 293mm bulan januari hingga 115mm

pada bulan mei

Jumlah Hari Hujan per Bulan Menurut

Stasiun Pengamatan

19 pada bulan januari hingga 5 pada

bulan mei

(Badan Pusat Statistika Kab.Mojokerto, 2019).


112

Luas wilayah Luas wilayah seluruhnya adalah 969.360

Km2 atau sekitar 2,09% dari luas

Provinsi Jawa Timur

Letak Kota Secara geografis wilayah Kabupaten

Mojokerto terletak antara 111°20’13” s/d

111°40’47” Bujur Timur dan antara

7°18’35” s/d 7°47” Lintang Selatan.

Iklim dan Musim Iklim dan Musim di Kabupaten

Mojokerto yaitu musim penghujan dan

musim kemarau.

Sebelah Utara Kabupaten Lamongan dan Kabupaten

Gresik

Sebelah Timur Kabupaten Sidoarjo dan Kabupaten

Pasuruan

Sebelah Selatan Kota Batu dan Kota Malang

Sebelah Barat Kabupaten Jombang

Jumlah Kecamatan 18 Kecamatan

Jumlah Desa 299 Desa

Jumlah Kelurahan 5 Kelurahan

(Situs Resmi Kabupaten Mojokerto Web)

Terdapat beberapa faktor yang perlu diperhatikan dalam menentukan tata letak

suatu pabrik antara lain:

a. Letak peralatan produksi ditata dengan baik, sehingga memberikan kelancaran

dan keamanan bagi tenaga kerja. Selain itu, penempatan alat-alat produksi

diatur secara berurutan sesuai dengan urutan proses kerja, berdasarkan

pertimbangan teknik, sehingga dapat diperoleh efisiensi teknis dan ekonomis.

b. Letak peralatan harus mempertimbangkan faktor perawatan dan pemeliharaan

yang memberikan area yang cukup dalam pembongkaran dan penambahan alat

bantu.


113

c. Alat-alat yang berisiko tinggi harus diberi ruang yang cukup sehingga aman

dan mudah melakukan penyelamatan jika terjadi kecelakaan, kebakaran, dan

sebagainya.

d. Jalan di dalam pabrik harus cukup lebar dan memperhatikan faktor keselamatan

manusia, sehingga lalu lintas dalam pabrik dapat berjalan dengan baik. Perlu

dipertimbangkan juga adanya jalan pintas jika terjadi keadaan darurat.

e. Letak alat-alat ukur dan alat kontrol harus mudah dijangkau oleh operator.

f. Letak kantor dan gudang sebaiknya tidak jauh dari jalan utama.


114

6.2 Tata Letak Perancangan Alat Proses

Gambar 6. 1 Tata Letak Pabrik


115

Tata letak (layout) atau pengaturan dari fasilitas produksi dan area kerja yang

ada merupakan landasan utama dalam dunia industri. Pada umumnya tata letak pabrik

yang terencana dengan baik akan ikut smenentukan efisiensi dan dalam beberapa hal

akan juga menjaga kelangsungan hidup ataupun kesuksesan kerja suatu industri. Tata

letak fasilitas produksi mempunyai dampak tehadap proses oprasi perusahaan,

terutama dalam hal ditinjau dari segi kegiatan atau proses produksi salah satunya

perpindahan material dari satu unit ke unit lainya, sampai material tersebut menjadi

barang jadi. Di dalam desain tata letak pabrik perlu diperhatikan bahwa penempatan

alat harus meminimalkan:

1. Kecelakaan manusia dan kerusakan properti disebabkan oleh kebakaran atau

peledakan.

2. Biaya perawatan.

3. Jumlah karyawan yang dibutuhkan untuk mengoperasikan pabrik.

4. Biaya operasi.

5. Biaya konstruksi.

6. Biaya operasi.

7. Biaya ekspansi dan perencanaan pengemban.

Penyusunan unit-unit di dalam tata letak peralatan dibuat di dalam blok

(kelompok) tertentu. Unit-unit untuk proses biasanya dikelompokkan umumnya

disebabkan lebih berbahaya dari pada unit yang lain. Penyusunan unit tergantung pada

apakah operasi dilakukan multistream. Area ekspansi peralatan pabrik serta akses

untuk instalasi adalah faktor lain yang harus dipertimbangkan. Tangki-tangki dan

peralatan yang besar memerlukan perawatan atau pembersihan berulang, sehingga

harus ditempatkan dekat dengan batas (boundary) pabrik agar mudah diakses oleh

peralatan pengangkat (crane). Unit-unit pabrik seperti HE dan reaktor yang mana

memerlukan perawatan internal harus ditempatkan sedemikian dibongkar atau

dilepaskan. Beberapa pertimbangan lain di dalam tata letak alat diberikan berikut ini:

1. Penempatan fired heater harus mempertimbangkan unit lain yang mengandung

material mudah terbakar.


116

2. Pada peralatan yang berpotensi dapat meledak seperti reaktor-reaktor kimia

digunakan dinding penahan ledakan apabila tidak tersedia ruangan jarak yang

cukup.

3. Penempatan pompa-pompa dan kompressor pada lokasi tertentu apabila

menangani bahan-bahan yang mudah terbakar. Pompa dikelompokkan di dalam

suatu area tersendiri, tidak boleh ditempatkan di bawah tangki, HE pendingin

udara, atau rak pipa.

4. Tangki penyimpanan harus disusun di dalam suatu kelompok sedemikian

sehingga penempatan tanggul pengaman dan pemadam kebakaran dapat

digunakan dalam satu kelompok tersebut.

5. Tangki penyimpan harus ditempatkan berlawanan dengan arah angin atau pada

suatu area lain untuk mencegah bahan mudah terbakar mencapau titik bakarnya

apabila terjadi kebocoran tanggi.

6. Tangki penyimpan ditempatkan jauh dari area unit proses untuk mencegah

kebakaran atau peledakan apabila terjadi permasalahan di unit proses.

7. Tangki penyimpan harus dilengkapi dengan tanggul pengaman.

8. Jarak antar tangki harus dipertimbangkan untuk menghindari efek intensitas

radiasi panas dari tangki yang berdekatan apabila terjadi kebakaran darai tangki

yang berdekatan. Toleransi jaraka antar tangki dapat ditingkatkan melalui

pemasangan isolasi atau sistem air pendingin.

Berikut merupakan layout tata letak peralatan proses pada Pabrik Minyak Kayu

Putih:


117

Gambar 6.2 Tata Letak Peralatan Proses

6.2 Luasan Pabrik

Tabel 6.2 Pembagian Luas Pabrik

No. Keterangan Ukuran Jumlah Luas (m)

1 Pos satpam 3 X 3 2 18

2 Tempat parkir 10 X 15 2 300

3 Gedung utama 20 X 30 1 600

4 Canteen 10 X 5 1 50

5 Klinik 6 X 6 1 36

6 titik kumpul 3 X 5 3 45

7 Lab 8 X 10 1 80

8 Lapangan 15 X 20 1 300

9 Masjid 10 X 10 1 100

10 gudang bahan baku 20 X 15 1 300

11 Utilitas 15 X 15 1 225

12 pengolahan limbah 15 X 10 1 150

13 area produksi 80 X 50 1 4000

14 penyimpanan

produk 8 X 8 1 64

15 area ekspansi 80 X 50 1 4000

16 Taman 10 X 10 1 100

Total 10368

Gambar 6. 2 Layout Tata Letak Peralatan Proses


118

BAB VII

STRUKTUR ORGANISASI

7.1 Struktur Organisasi

Dalam mendirikan suatu pabrik diperlukan kerja sama yang baik antar

perorangan untuk mencapai tujuan perusahaan. Dengan adanya struktur organisasi

diharapkan antar perorangan dapat bekerja sama untuk mencapai tujuan perusahaan

agar perusahaan berjalan secara efektif dan efisien serta seoptimal mungkin. Dalam

struktur organisasi suatu perusahaan pekerja akan akan terbagi ke dalam kelompok-

kelompok kerja atau teamwork sesuai dengan keahlian masing-masing anggota tim.

7.1.1 Bentuk Perusahaan

Pada Pabrik Minyak Kayu Putih yang direncanakan adalah perusahaan yang

berbentuk Perseroan Terbatas (PT). Perseroan Terbatas adalah badan hukum yang

didirikan berdasarkan perjanjian, melakukan kegiatan usaha dengan modal dasar yang

seluruhnya terbagi dalam saham, dan memenuhi persyaratan yang ditetapkan dalam

UU No. 1 tahun1995 tentang Perseroan Terbatas (UUPT), serta peraturan

pelaksananya. Terdapat beberapa keuntungan yang diperoleh saat bentuk perusahaan

berbentuk PT, yaitu : Mendapat kepercayaan yang lebih besar dari publik dan

pemerintah, Perseroan terbatas mudah mendapatkan modal, yaitu melalui pinjaman

modal dari bank dan penjualan saham – saham. Melalui penjualan saham perseroan

terbatas dapat menarik modal dari banyak orang, Pengumpulkan modal lebih cepat dan

lebih besar, Memberi kesempatan manajemen melakukan inovasi karena campur

tangan pemilik modal tidak terlalu besar, Pemilik modal hanya bertanggung_jawab

terhadap sejumlah modal yang ditanamkannya

7.1.2 Bagan Struktur Organisasi

Dalam struktur organisasi Pabrik Minyak Kayu Putih ini, pimpinan pabrik atau

perusahaan dipegang oleh direktur utama yang bertanggung jawab langsung pada

dewan komisaris. Anggota – anggota dewan komisaris tersebut merupakan wakil dari


119

para pemegang saham. Struktur organisasi pabrik Minyak Kayu Putih disampaikan

pada Gambar 7.1


120

Gambar 7. 1 Struktur Organisasi Pabrik Minyak Kayu Putih


121

Tugas dan Wewenang

Tugas dan wewenang masing-masing bagian dalam struktur organisasi adalah

sebagai berikut :

1. Pemegang saham

Pemegang saham adalah beberapa orang yang mengumpulkan modal untuk

kepentingan pendirian dan berjalannya operasi perusahaan tersebut. Kekuasaan

tertinggi pada perusahaan yang mempunyai bentuk Perseroan Terbatas (PT)

adalah Rapat Umum Pemegang Saham (RUPS). Pada RUPS tersebut para

pemegang saham berwenang :

Mengangkat dan memberhentikan Dewan Direksi

Mengesahkan hasil-hasil serta neraca perhitungan untung-rugi tahunan

dari perusahaan

2. Dewan Komisaris

Dewan Komisaris (DK) memiliki wewenang yaitu melakukan pengawasan

operasional perseroan yang berkaitan dengan pengawasan atas kebijakan

pengurusan, jalannya pengurusan pada umumnya, memberi nasihat kepada

Direksi sesuai dengan maksud dan tujuan Perseroan. Tugas dari Dewan

Komisaris (DK) yaitu :

Menentukan posisi yang menjabat sebagai direktur

Membuat risalah rapat dewan komisaris dan menyimpan salinannya

Pengawasan atas organisasi perseroan

Bertanggung jawab kepada pemegang saham

Memberikan laporan tentang tugas pengawasan yang telah dilakukan

selama tahun buku yang baru lampau kepada RUPS

3. Direktur Utama

Direktur Utama bertanggung jawab pada Dewan Komisaris atas segala

tindakan dan kebijakan yang telah diambil sebagai pimpinan perusahaan.

Direktur Utama membawahi Direktur Produksi, Direktur Keuangan dan

Umum. Tugas dari Direktur Utama yaitu :

Mengkoordinasikan kerjasama dengan Direktur Produksi, Direktur

Keuangan dan Umum


122

Melaksanakan kebijaksanaan perusahaan dan mempertanggung

jawabkan pekerjaannya pada pemegang saham pada Rapat Umum

Pemegang Saham

Menetapkan strategi perusahaan, merumuskan rencana dan cara

melaksanakannya

Mewakili perusahaan dalam mengadakan hubungan maupun perjanjian

– perjanjian dengan pihak ketiga

Mengangkat dan memberhentikan kepala bagian dengan persetujuan

Rapat Umum Pemegang Saham

Menjaga kestabilan manajemen perusahaan dan membuat

kelangsungan hubungan yang baik antara pemilik saham, pimpinan,

dan karyawan

4. Direktur Produksi

Direktur Produksi memiliki tugas dalam memimpin pelaksanaan kegiatan

pabrik yang berhubungan dengan bidang produksi, pengembangan, dan

pengadaan. Dalam menjalankan tugas direktur produksi bertanggung jawab

terhadap direktur utama. Tugas dari Direktur Produksi yaitu :

Mengkoordinasi, mengatur dan mengawasi pelaksanaan kepala bagian

di bawahnya.

Membantu direktur utama dalam perencanaan, penelaahan kebijakan

operasi, pelaksanaan produksi, dan pengendalian kualitas dari bahan

baku serta produk yang dihasilkan.

Bertanggung jawab pada Direktur Utama dalam bidang produksi.

5. Direktur Keuangan dan Umum

Direktur Keuangan dan Umum sebagai penanggung jawab terhadap masalah

yang berhubungan dengan administrasi, personalia, keuangan, pemasaran,

humas, keamanan, dan keselamatan kerja. Tugas dari Direktur Keuangan dan

Umum yaitu :

Mengkoordinasi, mengatur dan mengawasi pelaksanaan kepala bagian

di bawahnya

Bertanggung jawab kepada Direktur Utama dalam bidang keuangan,

pelayanan umum, K3 dan litbang serta pemasaran


123

6. Kepala Bagian Produksi

Kepala bagian produksi bertanggung jawab kepada Direktur Produksi dalam

bidang mutu dan kelancaran proses produksi. Kepala Bagian Produksi

membawahi Seksi Proses, Seksi Pengendalian, dan Seksi Laboratorium.

7. Kepala Bagian LITBANG

Kepala Bagian LITBANG bertanggung jawab kepada Direktur Produksi.

Kepala bagian LITBANG memiliki tugas dalam bidang penelitian dan

pengembangan. Kepala Bagian LITBANG membawahi staff LITBANG.

8. Kepala Bagian Teknik

Kepala Bagian Teknik bertanggung jawab kepada Direktur Produksi dalam

bidang Teknik. Kepala Bagian Teknik membawahi seksi utilitas, seksi

pemeliharaan, seksi lingkungan. Tugas dari kepala bagian teknik yaitu:

Menentukan kebijakan engineering pabrik agar dapat beroperasi secara

optimal.

Melakukan pengawasan dan evaluasi terhadap proses dan perlatan

produksi.

Mengadakan koordinasi yang tepat dengan bagian pemeliharaan dan

engineering.

9. Kepala Bagian Keuangan

Kepala Bagian Keuangan bertanggung jawab kepada Direktur Keuangan dan

Umum dalam bidang administrasi dan keuangan. Kepala Bagian Keuangan

membawahi Seksi Administrasi Keuangan, Seksi Keuangan, Seksi Pembelian.

Tugas Seksi Keuangan yaitu:

Mengamankan uang dan meramalkan tentang keuangan masa depan.

Mengadakan perhitungan tentang gaji dan insentif karyawan.

10. Kepala Bagian Umum

Kepala Bagian Umum bertanggung jawab kepada Direktur Keuangan dan

Umum dalam bidang personalia, hubungan masyarakat, dan keamanan. Kepala

Bagian Umum membawahi Seksi Personalia, Seksi Humas, dan Seksi

Keamanan.


124

11. Kepala Bagian Pemasaran

Kepala Bagian Pemasaran bertanggung jawab kepada Direktur Keuangan dan

Umum dalam bidang bahan baku dan pemasaran hasil produksi. Kepala Bagian

Pemasaran membawahi Seksi Pemasaran dan Seksi Penjualan.

12. Kepala Seksi Proses

Kepala Seksi Proses bertanggung jawab kepada Kepala Bagian Produksi

Dalam bidang mutu dan kelancaran proses produksi. Tugas Seksi Proses yaitu

mengawasi jalannya proses maupun produksi, dan menjalankan tindakan

sepenuhnya pada peralatan produksi yang mengalami kerusakan sebelum

diperbaiki oleh seksi yang berwenang.

13. Kepala Seksi Pengendalian

Kepala Seksi Pengendalian bertanggung jawab kepada Kepala Bagian

Produksi Dalam bidang mutu dan kelancaran proses produksi. Tugas Seksi

Proses yaitu melaksanakan pembinaan, pengawasan, koordinasi serta evaluasi

pelaksanaan program dan kegiatan/

14. Kepala Seksi Laboratorium

Kepala Seksi Laboratorium bertanggung jawab kepada Kepala Bagian

Produksi dalam hal analisa produksi. Tugas Seksi Laboratorium yaitu

Menganalisa mutu bahan baku dan bahan pembantu, Mengawasi dan

menganalisa mutu produksi, Mengawasi hal-hal yang berhubungan dengan

buangan pabrik, Membuat laporan berkala kepada Kepala Bagian Produksi.

15. Kepala Seksi Pemeliharaan

Kepala Seksi Pemeliharaan bertanggung jawab kepada Kepala Bagian Teknik

dalam hal pemeliharaan pabrik. Tugas Seksi Pemeliharaan yaitu melaksanakan

dan mengatur pemeliharaan peralatan proses produksi.

16. Kepala Seksi Utilitas

Kepala Seksi Utilitas bertanggung jawab kepada Kepala Bagian Teknik dalam

hal pemenuhan kebutuhan utilitas pabrik. Tugas Seksi Utilitas yaitu

melaksanakan dan mengatur sarana utilitas untuk memenuhi kebutuhan proses,

air, steam, refrigerant, udara instrument dan tenaga listrik


125

17. Kepala Seksi Administrasi Keuangan

Kepala Seksi Administrasi bertanggung jawab kepada Kepala Bagian

Keuangan Dan Umum dalam hal administrasi Keuangan. Tugas Seksi

Administrasi Keuangan adalah menyelenggarakan pencatatan utang piutang,

administrasi, persediaan kantor, pembukuan, dan masalah perpajakan.

18. Kepala Seksi Keuangan

Kepala Seksi Keuangan bertanggung jawab kepada Kepala Bagian Keuangan

dalam hal keuangan/anggaran. Tugas Seksi Keuangan yaitu Menghitung

penggunaan uang perusahaan, Mengamankan uang dan meramalkan tentang

keuangan masa depan, Mengadakan perhitungan tentang gaji dan insentif

karyawan.

19. Kepala Seksi Personalia

Kepala Seksi Personalia bertanggung jawab kepada Kepala Bagian Umum

dalam hal sumber daya manusia.Tugas Seksi Personalia yaitu Membina tenaga

kerja dan menciptakan suasana kerja yang sebaik mungkin antara pekerja dan

pekerjaannya serta lingkungannya supaya tidak terjadi pemborosan waktu dan

biaya, Mengelola sumber daya manusia dan manajemen, Mengusahakan

disiplin kerja yang tinggi dalam menciptakan kondisi kerja yang tenang dan

dinamis, Melaksanakan hal-hal yang berhubungan dengan kesejahteraan

karyawan.

20. Kepala Seksi Keamanan

Kepala Seksi Keamanan bertanggung jawab kepada Kepala Bagian Umum

dalam hal keamanan lingkungan pabrik. Tugas Kepala Seksi Keamanan yaitu

Mengawasi penjagaan keamanan dilingkungan pabrik, Berwenang menerima

dan menolak permohonan izin masuk pabrik.

7.2 Peraturan Perusahaan

7.2.1 Jumlah Karyawan

Perhitungan jumlah karyawan disampaikan pada Lampiran L. Uraian

jumlah karyawan pada masing-masing bagian disampaikan pada Tabel 7.1.

Berdasarkan tabel tersebut, total karyawan shift adalah 10 orang dan total karyawan

non-shift adalah 34 orang.


126

Tabel 7. 1 Jumlah Karyawan Non-Shift dan Shift

No. Posisi Jumlah

Personil

Non

Shift Shift

1 Dewan Komisaris 1 1

2 Direktur Utama 1 1

3 Direktur Produksi 1 1

4 Direktur keuangan dan Umum 1 1

5 Staff Ahli 1 1

6 Sekretaris 1 1

7 Kepala Bagian Produksi 1 1

8 Kepala Bagian Litbang 1 1

9 Kepala Bagian Teknik 1 1

10 Kepala Bagian Umum 1 1

11 Kepala Bagian Keuangan 1 1

12 Kepala Bagian Pemasaran 1 1

13 Kepala Seksi Proses 1 1

14 Kepala Seksi Pengendalian 1 1

15 Kepala Seksi Laboratorium 1 1

16 Staff Litbang 1 1

17 Kepala Seksi Safety & Lingkungan 1 1

18 Kepala Seksi Pemeliharaan dan

Utilitas 1 1

19 Kepala Seksi Administrasi Keuangan 1 1

20 Kepala Seksi Keuangan 1 1

21 Kepala Seksi Personalia 1 1

22 Kepala Seksi Keamanan 1 1

23 Karyawan Proses 5 5

24 Karyawan Pengendalian 2 2

4 Karyawan Laboratorium 2 2

26 Karyawan Pemeliharaan dan Utilitas 1 1

27 Karyawan Administrasi 1 1


127

28 Karyawan Kas 1 1

29 Karyawan Personalia 1 1

30 Karyawan Keamanan (Security) 2 2

31 Karyawan Safety & Lingkungan 2 2

32 Dokter 1 1

34 Sopir 1 1

35 Cleaning Service 3 3

34 10

TOTAL 44

7.2.2 Penggolongan Karyawan dan Tingkat Pendidikan Karyawan

Dalam melaksanakan kegiatan perusahaan atau pabrik dibutuhkan susunan

tenaga kerja seperti pada struktur organisasi. Penggolongan berdasarkan tingkat

pendidikan dalam pabrik Minyak Kayu Putih ditampilkan pada Tabel 7.2.

Tabel 7. 2 Tingkat Pendidikan Karyawan

No. Jabatan Pendidikan

1 Dewan Komisaris Hukum / Teknik Kimia /

Teknik Industri (S2)

2 Direktur Utama Teknik Kimia / Teknik

Industri (S2)

3 Direktur Produksi Teknik Kimia / Teknik

Industri (S2)

4 Direktur keuangan dan Umum Ekonomi / Manajemen (S2)

5 Staff Ahli Teknik Kimia (S2)

6 Sekretaris Akuntansi / Kesekretariatan

(S1)

7 Kepala Bagian Produksi Teknik Kimia / Teknik

Industri (S1)

8 Kepala Bagian Litbang Kimia / Teknik Kimia (S1)


128

9 Kepala Bagian Teknik Teknik Kimia / Teknik Industri

/ Teknik Mesin (S1)

10 Kepala Bagian Umum Manajemen / Akuntansi (S1)

11 Kepala Bagian Keuangan Akuntansi / Ekonomi (S1)

12 Kepala Bagian Pemasaran Akuntansi / Ekonomi (S1)

13 Kepala Seksi Proses Teknik Kimia / Teknik

Industri (S1)

14 Kepala Seksi Pengendalian Teknik Kimia / Teknik

Industri (S1)

15 Kepala Seksi Laboratorium Teknik Kimia / MIPA Kimia

(S1)

16 Staff Litbang Kimia / Teknik Kimia (S1/D3)

17 Kepala Seksi Safety &

Lingkungan

Teknik Kimia / Teknik Industri

/ K3 / Teknik Lingkungan (S1)

18 Kepala Seksi Pemeliharaan Teknik Industri / Teknik

Metalurgi / Teknik Mesin (S1)

19 Kepala Seksi Utilitas

Teknik Industri / Teknik Mesin

/ Teknik Elektro / Teknik

Kimia (S1)

20 Kepala Seksi Administrasi

Keuangan

Ekonomi / Manajemen /

Akuntansi (S1)

21 Kepala Seksi Keuangan Ekonomi / Akuntansi (S1)

22 Kepala Seksi Pembelian Ekonomi / Manajemen (S1)

23 Kepala Seksi Personalia Ilmu Komunikasi / Psikolog

(S1)

25 Kepala Seksi Keamanan TNI

28 Karyawan Proses Teknik Kimia / Teknik

Industri (D3)

29 Karyawan Pengendalian SMK / SMA / D1

30 Karyawan Laboratorium SMK / SMA / D1

33 Karyawan Pemeliharaan SMK / SMA / D1


129

34 Karyawan Utilitas SMK / SMA / D1

35 Karyawan Administrasi SMK / SMA / D1

36 Karyawan Kas SMK / SMA / D1

37 Karyawan Personalia SMK / SMA / D1

39 Karyawan Keamanan SMK / SMA / D1

41 Karyawan Safety & Lingkungan SMK / SMA / D1

42 Dokter Sarjana Kedokteran (S1)

43 Perawat Akademi Keperawatan (D3)

44 Sopir SMK / SMA / D1

46 Cleaning Service SMK / SMA / D1

7.2.3 Jaminan Sosial Karyawan

Jaminan sosial tenaga kerja (workers social security) adalah suatu bentuk

perlindungan yang diberikan kepada pekerja dan keluarganya terhadap berbagai

resiko pasar tenaga kerja (labor market risks), misalnya resiko kehilangan

pekerjaan, penurunan upah, kecelakaan kerja, sakit, cacat, lanjut usia, meninggal

dunia, dan lain-lain. Dalam tanggung jawab pemberi kerja, hukum mewajibkan

pemberi kerja untuk memberikan jaminan kepada tenaga kerjanya atau tenaga kerja

dan keluarganya. Bentuk jaminan yang diwajibkan umumnya yang berkaitan

dengan hubungan kerja, seperti kompensasi kecelakaan kerja dan sakit akibat kerja,

pesangon untuk pemutusan hubungan kerja (PHK), dan jaminan hari tua.

Penyelenggaraan sistem jaminan sosial ini bersifat nasional sesuai Undang-

Undang Jaminan Sosial dimana pendanaannya berasal dari iuran iuran peserta yang

terdiri dari iuran pemberi kerja dan pekerja. Adapun iuran yang belum jatuh tempo

berfungsi sebagai tabungan dan atau investasi sedang iuran yang telah jatuh tempo

merupakan fungsi konsumsi. Undang-Undang Nomor 24 tahun 2011 merupakan

amanat salah satu pasal dalam Undang-Undang tentang Sistem Jaminan Sosial

Nasional (SJSN). Badan Penyelenggara Jaminan Sosial bertujuan untuk

mewujudkan terselenggaranya pemberian jaminan terpenuhinya kebutuhan dasar

hidup yang layak bagi setiap Peserta dan/atau anggota keluarganya. Undang-

undang Badan Penyelenggara Jaminan Sosial berfungsi menyelenggarakan 4


130

program, yaitu program jaminan kecelakaan kerja, jaminan hari tua, jaminan

pensiun, dan jaminan kematian.

Iuran karyawan dilakukan untuk jaminan kerja, jaminan kematian, dan

jaminan pemeliharaan kesehatan ditanggung sepenuhnya oleh perusahaan. Iuran

jaminan hari tua sebesar 3% (perusahaan 1% dan karyawan 2% dari gaji sebulan).

Untuk perhitungan iuran dapat berubah dengan ketetapan pemerintah yang berlaku.

Selain upah resmi, perusahaan juga memberikan beberapa fasilitas kepada

setiap tenaga kerja diantaranya :

1. Fasilitas cuti tahunan, Fasilitas cuti tahunan diberikan kepada masing –

masing karyawan selama 12 hari kerja dan diatur dengan mengajukan

permohonan satu minggu sebelumnya dan dipertimbangkan ijinnya.

2. Fasilitas asuransi tenaga kerja, meliputi tunjangan kecelakaan kerja dan

tunjangan kematian yang diberikan kepada keluarga tenaga kerja yang

meninggal yang disebabkan oleh kecelakaan sewaktu bekerja maupun di

luar pekerjaan.

3. Tunjangan hari raya dan bonus, tunjangan hari raya diberikan satu kali

setahun sebesar 1 kali upah dalam satu bulan dan bonus diberikan kepada

karyawan berdasarkan prestasi yang telah diraih.

4. Kenaikan gaji dengan memperhatikan besarannya inflasi, prestasi kerja dan

lain – lain. Besar gaji karyawan berdasarkan pada golongan dan jabatan

karyawan satu bulan sekali.

5. Pelayanan kesehatan secara gratis diberikan kepada karyawan di dalam

pabrik.

6. Penyediaan sarana transportasi dan bus karyawan.

7. Penyediaan kantin dan tempat ibadah.

8. Penyediaan seragam dan alat-alat pengaman atau Alat Pelindung Diri

(APD) berupa sepatu, seragam, masker dan sarung tangan.

9. Fasilitas kendaraan untuk manajer.

10. Family Gathering Party (acara berkumpul semua karyawan dan keluarga)

setiap satu tahun sekali.

11. Bonus 0,5% dari keuntungan perusahaan dan didistribusikan untuk seluruh

karyawan.


131

7.2.4 Jam Kerja

Pabrik Minyak Kayu Putih direncanakan akan beroprasi 330 hari kerja

dalam satu tahun dan untuk proses produksi akan berlangsung selama 24 jam per

hari. Dalam pengoperasian pabrik membutuhkan pengawasan selama 24 jam,

sehingga untuk karyawan yang bekerja diberikan jadwal shift secara bergilir. Jam

kerja dalam 24 jam nantinya akan dibagi menjadi 3 shift dalam sehari, dan setiap

shift dibagi kembali sehingga setiap shift-nya memiliki 8 jam kerja. Sisa 20 hari

kerja digunakan sebagai hari libur, dimana hari libur tersebut digunakan untuk

perawatan, perbaikan, dan juga shutdown pabrik.

Shift kerja adalah pembagian waktu kerja berdasarkan waktu tertentu.

Sistem shift merupakan suatu sistem pengaturan kerja yang memberi peluang untuk

memanfaatkan keseluruhan waktu yang tersedia untuk mengoperasikan pekerjaan

(Muchinsky,1997). Sistem shift digunakan sebagai suatu cara yang paling mungkin

untuk memenuhi tuntutan akan kecendrungan semakin meningkatnya permintaan

barang-barang produksi. Sistem ini dipandang akan mampu meningkatkan

produktifitas suatu perusahaan yang menggunakannya.

Pada Pabrik Minyak Kayu Putih setiap karyawan digolongkan menjadi 2

tipe yaitu sebagai berikut ini :

1. Karyawan non-shift, merupakan karyawan yang berkerja sebagai staf ahli,

manager, administrasi, bagian gudang, dan lain-lain. Jam kerja karyawan

non-shift ditetapkan sesuai Keputusan Menteri Tenaga Kerja dan

Transmigrasi Republik Indonesia Nomor:Kep.234/Men/2003 yaitu 8 jam

sehari atau 40 jam per minggu dan jam kerja selebihnya dianggap lembur.

Perhitungan uang lembur menggunakan acuan1/173 dari upah sebulan

(Pasal 10 Kep.234/Men/2003) dimana untuk jam kerja lembur pertama

dibayar sebesar 1,5 kali upah sejam dan untuk jam lembur berikutnya

dibayar 2 kali upah sejam. Perincian jam kerja non-shift adalah sebagai

berikut :

- Senin – Kamis : 08.00 – 16.00 (Istirahat :12.00 – 13.00)

- Jum’at : 08.00 – 16.00 (Istirahat :12.00 – 13.00)

- Sabtu : 08.00 – 16.00 (Istirahat :12.00 – 13.00)


132

2. Karyawan shift merupakan karyawan yang secara langsung menangani

proses operasi pabrik, seperti kepala shift operator, karyawan-karyawan

shift, gudang serta keamanan dan keselamatan kerja. Ketentuan jam kerja

untuk karyawan shift adalah sebagai berikut ini :

- Shift I : pukul 07.30 – 15.30 WIB

- Shift II : pukul 15.30 – 23.30 WIB

- Shift III : pukul 23.30 – 07.30 WIB

Hari Minggu dan hari libur lainnya, karyawan shift tetap bekerja seperti

biasa. Karyawan shift diberikan libur satu hari setiap tiga hari kerja. Untuk

itu karyawan shift dibagi dalam 4 regu. Jadwal kerja masing- masing regu

dapat dilihat pada Tabel 7.3. Jam kerja tersebut dapat berubah dari waktu ke

waktu sesuai dengan kepentingan operasional perusahaan yang tentunya

dengan mengindahkan peraturan perundang-undangan yang berlaku.


133

Tabel 7. 3 Pembagian Regu Tiap Shift

Reg

u

Hari

1 2 3 4 5 6 7 8 9 1

0

1

1

1

2

1

3

1

4

1

5

1

6

1

7

1

8

1

9

2

0

2

1

2

2

2

3

2

4

2

5

2

6

2

7

2

8

2

9

3

0

I P P P L M M M L S S S L P P P L M M M L S S S L P P P L M M

II S S L P P P L M M M L S S S L P P P L M M M L S S S L P P P

III M L S S S L P P P L M M M L S S S L P P P L M M M L S S S L

IV L M M M L S S S L P P P L M M M L S S S L P P P L M M M L S

Keterangan :

a. P = Pagi, S = Siang, M = Malam, L = Libur

b. Jam kerja tersebut dapat berubah dari waktu ke waktu sesuai dengan kepentingan operasional perusahaan yang tentunya

dengan mengindahkan peraturan perundang-undangan.


134

7.2.5 Penentuan Gaji Karyawan

Penentuan gaji karyawan didasarkan pada jabatan, tingkat pendidikan,

pengalaman kerja, keahlian, dan resiko kerja. Sistem gaji karyawan dibagi menjadi

3 golongan yaitu :

a) Gaji Bulanan

Gaji bulanan diberikan kepada karyawan tetap dan besaran gaji sesuai

dengan peraturan perusahaan.

b) Gaji Harian

Gaji harian diberikan kepa karyawan tidak tetap / buruh harian.

c) Gaji Lemburan

Gaji lemburan diberikan kepada karyawan yang bekerja melebihi jam kerja

(overtime) yang telah ditetapkan dan besarannya sesuai dengan peraturan

Keputusan Menteri Tenaga Kerja dan Transmigrasi Republik Indonesia

Nomor:Kep.234/Men/2003 pasal 9 dan 10.

Penentuan gaji karyawan disampaikan pada Apendiks K.

Tabel 7.4 Gaji Karyawan

No Jabatan Jumlah Gaji Total Gaji

1 Dewan Komisaris 1 Rp 40,000,000 Rp 40,000,000

2 Direktur Utama 1 Rp 30,000,000 Rp 30,000,000

3 Direktur Produksi 1 Rp 15,000,000 Rp 15,000,000

4

Direktur keuangan

dan Umum 1 Rp 15,000,000 Rp 15,000,000

5 Staff Ahli 1 Rp 15,000,000 Rp 15,000,000

6 Sekretaris 1 Rp 9,000,000 Rp 9,000,000

7

Kepala Bagian

Produksi 1 Rp 10,000,000 Rp 10,000,000

8

Kepala Bagian

Litbang 1 Rp 10,000,000 Rp 10,000,000

9

Kepala Bagian

Teknik 1 Rp 10,000,000 Rp 10,000,000

10

Kepala Bagian

Umum 1 Rp 10,000,000 Rp 10,000,000

11

Kepala Bagian

Keuangan 1 Rp 10,000,000 Rp 10,000,000

12

Kepala Bagian

Pemasaran 1 Rp 10,000,000 Rp 10,000,000

13

Kepala Seksi

Proses 1 Rp 10,000,000 Rp 10,000,000

14

Kepala Seksi

Pengendalian 1 Rp 9,500,000 Rp 9,500,000


135

15

Kepala Seksi

Laboratorium 1 Rp 9,500,000 Rp 9,500,000

16 Staff Litbang 1 Rp 9,500,000 Rp 9,500,000

17

Kepala Seksi

Safety &

Lingkungan 1 Rp 9,500,000 Rp 9,500,000

18

Kepala Seksi

Pemeliharaan dan

Utilitas 1 Rp 9,500,000 Rp 9,500,000

20

Kepala Seksi

Administrasi

Keuangan 1 Rp 9,500,000 Rp 9,500,000

21

Kepala Seksi

Keuangan 1 Rp 9,500,000 Rp 9,500,000

23

Kepala Seksi

Personalia 1 Rp 9,500,000 Rp 9,500,000

25

Kepala Seksi

Keamanan 1 Rp 9,500,000 Rp 9,500,000

28 Karyawan Proses 5 Rp 4,000,000 Rp 20,000,000

29

Karyawan

Pengendalian 2 Rp 4,000,000 Rp 8,000,000

30

Karyawan

Laboratorium 2 Rp 4,000,000 Rp 8,000,000

33

Karyawan

Pemeliharaan dan

Utilitas 1 Rp 4,000,000 Rp 4,000,000

35

Karyawan

Administrasi 1 Rp 4,000,000 Rp 4,000,000

36 Karyawan Kas 1 Rp 4,000,000 Rp 4,000,000

37

Karyawan

Personalia 1 Rp 4,000,000 Rp 4,000,000

39

Karyawan

Keamanan

(Security) 2 Rp 3,500,000 Rp 7,000,000

41

Karyawan Safety

& Lingkungan 2 Rp 10,000,000 Rp 20,000,000

42 Dokter 1 Rp 10,000,000 Rp 10,000,000

44 Sopir 1 Rp 3,000,000 Rp 3,000,000

45 Cleaning Service 3 Rp 3,000,000 Rp 9,000,000

Total 44 Rp 380,500,000

Jumlah Gaji pertahun Rp 4,566,000,000


136

BAB VIII

ANALISIS EKONOMI

8.1 Dasar Perhitungan Analisis Ekonomi

Perhitungan analisis ekonomi ini mempertimbangkan kebutuhan dari

bahan baku, kapasitas produksi, harga peralatan, biaya utilitas, biaya gaji karyawan

dan pengadaan lahan. Kebutuhan bahan baku dan kapasitas produksi diperoleh

berdasarkan neraca massa yang terdapat pada Bab IV. Harga peralatan utama dan

peralatan utilitas ditentukan berdasarkan spesifikasi peralatan yang terdapat pada

Bab V. Biaya gaji karyawan ditentukan berdasarkan perhitungan pada Bab VII.

Asumsi – asumsi yang digunakan dalam analisis ekonomi adalah sebagai berikut :

a. Pengoperasian pabrik mulai tahun 2027. Proses yang dijalankan adalah

proses kontinu.

b. Jumalah hari kerja adalah 330 hari/tahun.

c. Kapasitas produksi pabrik pada tahun ke – 1 60%, ke – 2 80%, dan 100%

pada tahun selanjutnya.

d. Masa kontruksi pabrik selama 2 tahun.

e. Sumber dana investasi dari modal sendiri sebesar 60% dan modal pinjaman

sebesar 40%.

8.2 Analisis Kelayakan Ekonomi

Analisis Ekonomi digunakan untuk mengevaluasi kelayakan berdirinya

suatu pabrik dan tingkat pendapatannya. Setelah dilakukan analisa perhitungan

secara teknik, maka selanjutnya perlu juga dilakukan analisa terhadap aspek

ekonomi dan pembiayaannya. Dari hasil analisa tersebut diharapkan berbagai

kebijaksanaan dapat diambil untuk pengarahan secara tepat. Suatu rancangan

pabrik dianggap layak didirikan bila dapat beroperasi dalam kondisi yang

memberikan keuntungan.

Berbagai parameter ekonomi digunakan sebagai pedoman untuk

menentukan layak tidaknya suatu pabrik didirikan dan besarnya tingkat pendapatan

yang dapat diterima dari segi ekonomi. Faktor-faktor yang ditinjau dari analisis

ekonomi adalah sebagai berikut:


137

a. Laju pengembalian modal (Internal Rate of Return).

b. Lama pengembalian modal (Pay out Period).

c. Titik impas (Break Even Point).

Untuk meninjau faktor – faktor diatas perlu dilakukan penaksiran terhadap

beberapa parameter yaitu :

a. Penaksiran modal industri (Total Capital Investment).

b. Modal tetap (Fixed Capital Investment).

c. Modal kerja (Working Capital Investment).

Beberapa parameter pada penentuan biaya total produksi (Total Production Cost)

adalah sebagai berikut :

a. Biaya produksi (Manufacturing Cost).

b. Biaya pengeluaran umum (General Expenses).

c. Total pendapatan.

8.2.1 Total Capital Invesment (TCI)

8.2.1.1 Direct Cost / Biaya Langsung

Direct cost adalah modal yang dikeluarkan untuk pembeliaan atau

pengadaan peralatan proses. Dengan perkataan lain semua modal yang dikeluarkan

untuk pendirian pabrik sehingga pabrik siap untuk berproduksi dinamakan direct

cost. Nilai direct cost atau biaya langsung ditampilkan pada tabel 8.1 berikut:

Tabel 8. 1 Nilai Direct Cost

Direct Cost Biaya

PEC Rp 17.060.171.489

Biaya Instalasi Rp 9.383.094.319

Biaya Instrumentasi dan Kontrol Rp 4.435.644.587

Biaya Pemipaan Rp 5.288.653.162

Biaya Bangunan Rp 1.194.212.004

Biaya Pengembangan Lahan Rp 3.412.034.298

Biaya Perawatan Fasilitas Rp 9.383.094.319

Biaya Lahan Rp 1.364.813.719

Total Rp 51.521.717.896


138

8.2.1.2 Indirect Cost / Biaya Tak Langsung

Indirect cost adalah modal yang dikeluarkan untuk konstruksi pabrik,

overhead konstruksi dan bagian-bagian pabrik yang tidak berhubungan langsung

dengan pengadaan peralatan proses produksi. Nilai indirect cost atau biaya tak

langsung ditampilkan pada tabel 8.2 berikut:

Tabel 8. 2 Nilai Indirect Cost

Indirect Cost Biaya

Biaya Engineering and Supervision Rp 15.456.515.369

Biaya Legal Expenses Rp 2.882.431.244

Biaya Contruction Expenses Rp 7.686.483.319

Biaya Contractor's Fee Rp 4.121.737.432

Biaya Contingencies Rp 14.412.156.222

Total Rp 44.559.323.586

8.2.1.3 Biaya Produksi Langsung

Biaya produksi langsung adalah biaya produksi yang berhubungan

langsung dengan pengolahan bahan baku menjadi bahan jadi. Biaya produksi

langsung ditampilkan pada tabel 8.3 berikut:

Tabel 8. 3Biaya Produksi Langsung

Direct Manufacturing Cost (DMC) Biaya

Biaya Bahan Baku Rp 175.000.008

Biaya operating Labor Rp 4.566.000.000

Direct Supervisory and Clerical Labor Rp 684.900.000

Biaya Utilitas Rp 4.582.136.717

Biaya Maintenance and Repairs Rp 5.764.862.489

Biaya Operating Supplies Rp 864.729.373

Biaya Laboratory Charges Rp 456.600.000

Biaya Patent and Royalties Rp -

Total Rp 17.094.228.587


139

8.2.1.4 Biaya Produksi Tetap (FC)

Biaya produksi tetap atau Fixed Charges (FC) adalah biaya yang

dikeluarkan walaupun pabrik sedang tidak berproduksi. Biaya produksi tetap

ditampilkan pada tabel 8.4 berikut:

Tabel 8. 4 Biaya Produksi Tetap

Fixed Manufacturing Cost (FMC) Biaya

Biaya Depresiasi Rp 9.608.104.148

Biaya Local Taxes Rp 1.921.620.830

Biaya Insurance Rp 960.810.415

Total Rp 12.490.535.393

8.2.1.5 Biaya Umum (General Expenses)

Biaya umum atau General Expenses adalah biaya yang harus dikeluarkan

tidak berhubungan langsung dengan pengolahan bahan baku menjadi bahan jadi.

Biaya umum ditampilkan pada tabel 8.5 berikut:

Tabel 8. 5 Biaya Umum (General Expenses)

General Expenses (GE) Biaya

Biaya administrasi Rp 1.652.364.373

Biaya distribusi dan pemasaran Rp 4.582.136.717

Biaya riset dan pengembangan Rp 2.291.068.359

Total Rp 8.525.569.449

8.2.1.6 Total Biaya Produksi

Terdapat ongkos produksi yang berhubungan langsung dengan produksi

dan ongkos produksi yang tidak berhubungan langsung dengan produksi

(administrasi, pemasaran, pengembangan, dan lainnya). Secara umum ongkos

produksi terbagi menjadi dua bagian, yakni Manufacturing Cost dan General

Expenses. Dimana Manufacturing Cost yang terdiri dari biaya produksi langsung

dan biaya produksi tetap. Total biaya produksi adalah jumlah biaya atau ongkos

yang dikeluarkan pada Manufacturing Cost dan General Expenses. Total biaya

produksi ditampilkan pada tabel 8.6 berikut:


140

Tabel 8. 6 Nilai Total Biaya Produksi

Manufacturing Cost (MC) Biaya

Direct Manufacturing Cost (DMC) Rp 17.094.228.587

Fixed Manufacturing Cost (FMC) Rp 12.490.535.393

Plant Overhead Cost (POC) Rp 7.711.033.742

Total Rp 37.295.797.722

8.2.3 Break Event Point

Break Even Point (BEP) merupakan titik dimana pemasukan dan

pengeluaran seimbang atau kondisi dimana saat itu perusahaan tidak mengalami

kerugian, namun juga tidak memperoleh keuntungan. Nilai BEP merupakan

persentase kapasitas pabrik terhadap kapasitas penuhnya. Biaya tetap (FC) dan

biaya variabel (VC), biaya semi variabel (SVC) dan biaya total tidak dipengaruhi

oleh kapasitas produksi. Dari perhitungan yang dilakukan pada Appendiks N

didapatkan bahwa titik impas (BEP) yaitu 59,77 %.

8.2.4 Return on Invesment (ROI)

ROI atau ROR (Rate of Return) adalah rasio uang yang diperoleh atau

hilang pada suatu investasi, relatif terhadap jumlah uang yang diinvestasikan.

Jumlah uang yang diperoleh atau hilang tersebut dapat disebut bunga atau laba/rugi.

Return on Investment atau ROI ini adalah rasio keuangan yang penting untuk

Membuat keputusan pembelian asset, Membuat keputusan pendanaan untuk proyek

dan berbagai jenis program, Membuat keputusan investasi saham atau investasi

pada modal ventura. Berdasarkan perhitungan didapatkan nilai ROI sebelum pajak

adalah 14.75695164 % dan sesudah pajak adalah 11.06771373 %, dimana nilai

tersebut lebih besar dari pada suku bunga bank yaitu 9,86% sehingga Minyak Kayu

Putih ini layak untuk didirikan.

8.2.5 Pay Out Time

Pay Out Time adalah jumlah tahun yang telah berselang sebelum

didapatkan sesuatu penerimaan melebihi investasi awal atau jumlah tahun yang

diperlukan untuk kembalinya capital investment dengan profit sebelum dikurangi


141

depresiasi. Berdasarkan perhitungan, POT sebelum pajak adalah 4,0393 tahun dan

sesudah pajak adalah 4,7466 tahun.

8.2.6 Shut Down Point

Shut down point adalah suatu titik dimana pabrik merugi sebesar fixed

cost. Nilai SDP pada prarancangan Pabrik Minyak Kayu Putih adalah 24,32% Jadi

Pabrik ini akan mengalami kerugian jika beroperasi di bawah 24,32% dari kapasitas

produksi total.

Gambar 8. 1 Grafik Analisis Ekonomi

8.2.7 Discounted Cash Flow (DCF)

Analisis kelayakan ekonomi dengan menggunakan “Discounted Cash

Flow” merupakan perkiraan keuntungan yang diperoleh setiap tahun didasarkan

pada jumlah investasi yang tidak kembali pada setiap tahun selama umur ekonomi.

Periode pengembalian modal secara discounted cash flow ditunjukkan pada Tabel

8.7 dan Gambar 8.2 serta Gambar 8.3.


142

Gambar 8. 2 Cummulative Cash Flow

Gambar 8. 3 Profit After Tax

Tabel 8. 7 Uji Kelayakan Ekonomi

No Analisa

Kelayakan Nilai Batasan Keterangan

1 ROI 14,76% Min. 9,98% Layak

2 POT 4,7 Maks. 5 tahun Layak

3 BEP 59,77% 30 - 60% Layak

4 SDP 24,32%

5 IRR 41,25% Min. 5,25% Layak


143

BAB IX

KESIMPULAN

Pada pembuatan Pabrik Minyak Kayu Putihini, proses yang digunakan

adalah proses Distiliasi Direct Steam dengan bahan baku daun kayu putih

Melaleuca leucadendra. Berdasarkan ketersediaan bahan baku, direncanakan

pabrik didirikan di Kabupaten Mojokerto dengan kapasitas sebesar 250 Ton/Tahun.

Berdasarkan perhitungan analisa ekonomi, didapatkan :

a. Internal Rate of Return (IRR) Pabrik terhitung 41,25%.

b. Rate of Investment (ROI) sebelum pajak sebesar 14,757 % dan sesudah

pajak adalah 11,068 %

c. Pay Out Time (POT) untuk Pabrik kembali modal 4,7 tahun.

d. Break Even Point (BEP) adalah sebesar 59,77 %.

Berdasarkan evaluasi – evaluasi telah ditinjau secara teknis dan ekonomis

tersebut, dapat dilihat bahwa nilai IRR dan ROI lebih besar dari Bunga bank, POT

pada tahun ketiga menginjak tahun keempat maka dapat disimpulkan bahwa pabrik

Minyak Kayu Putih ini layak untuk didirikan


144

DAFTAR PUSTAKA

Agustina, Z. A. (2017). Pemanfaatan Minyak Kayu Putih ( Melaleuca leucadendra

Linn) sebagai Alternatif Pencegahan ISPA: Study Etnografi di Pulau Buru.

Surabaya, Pusat Penelitian dan pengembangan Humaniora dan Manajemen

Kesehatan.

Aryani, F. d. (2020). Pengenalan Atsiri Melaleuca Cajuputi. Samarinda, Politeknik

Pertanian Negeri Samarinda.

Arman, Muhammad, dkk. (2014). Desain Sistem Instrumentasi Proses Distilasi

Fraksinasi Batch Berbasis Kendali Suhu. Bandung: ASEAN Journal System

Engineering.

Aryani, F. d. (2020). Pengenalan Atsiri Melaleuca Cajuputi. Samarinda: Politeknik

Pertanian Negeri Samarinda.

Himawan, Hidayatullah, dan Silitonga, Parasian DP. (2020). Comparison Of Fore-

Accuracy Rate Of Exponential Smoothing Method On Admission Of New

Students. Jakarta: Journal of Critical Reviews.

Helfiansah, R. d. (2013). Isolasi, Identifikasi dan Pemurnian Senyawa 1,8 Sineol

Minyak Kayu Putih (Malaleuca Leucandendron). Jogjakarta: ASEAN

Journal of System Engineering.

Mumtazy, M. R. (2020). Pra Desain Pabrik minyak Kayu Putih dari Daun Kayu

Putih. Surabaya: Jurnal Teknik ITS.

Nugroho, Agung. (2012). Analisa Sistem Mesin Pendingin Water Chiller Yang

Menggunakan Fluida Kerja R12 Dengan Variasi Puli Kompresor. Demak:

Jurnal Teknik UNISFAT.

Pukoliwutang, Rein. (2017). Pengaturan Pendingin pada Kondensor untuk Alat

Destilasi Asap Cair. Manado: Jurnal Teknik Elektro dan Komputer. Public

Summary KPH Kabupaten Mojokerto.

Rimbawanto, Anto. (2019). Seri IPTEK V: Kehutanan, Yogyakarta, Perpustakaan

Pusat Litbang Bioteknologi dan Pemuliaan Tanaman Hutan. Jogjakarta:

IPTEK.

Sari, Ayu Fatikha. (2019). Shell and Tube Heat Exchanger Desain pada Heater


145

dengan Pemanas Steam pada Ethanolamine Plant. Semarang: Universitas

Negeri Semarang.

Kurniawan, H. (2016). Pemetaan Lahan Kritis di Wilayah Kabupaten Gresik

Berbasis Aplikasi Sistem Informasi Geografis (SIG). Surabaya:Universitas

Erlangga. Nugroho, Sutopo Purwo. (2010). Minimalisasi Lahan Kritis Melalui

Pengelolaan Sumberdaya Lahan dan Konservasi Tanah dan Air Secara

Terpadu. Bogor: Intitute Pertanian Bogor.

SNI 3954;2014

=

= x kg/tahun

= Rupiah

= Total penjualan

= Rupiah

=

= kg/ tahun

Menghitung total biaya bahan baku

Harga/kg

Perhitungan Gross Profit Margin

= -

= -

=

Menghitung Margin Keuntungan Kotor

= x

= x

= %40

Margin Keuntungan Kotor 100%GPM

0.4 100%

616,421,876,307 369,853,125,784.15

616,421,876,307

0.4

Total 369,853,125,784.15

GPM Total penjualan Total biaya bahan baku

Total penjualan

100% 410,947,918 Daun Kayu Putih

Jumlah /kgBahan baku

900

Harga Total (Rp)

369,853,125,784.15

616,421,876,307

Kebutuhan daun

Rendemen 0.00625

410,947,918

komposisi

240,000 2,568,424

616,421,876,307

Total pendapatan

LAMPIRAN A

GROSS PROFIT MARGIN

Total Penjualan ∑ Harga produk x kapasitas produksi

-72.5027884 23.5191919 9.21220941 -521.738974

2021

2022

2023

Rata-rata

4500 0 2000 0

4500 51.1111111 2000 0.415

2200 31.8181818 1991.7 49.7916353 111.4 -74.2549372

1,500 0 1000 -36 194.12 -8.01566042

5.545818728

1,500 34.6666667 1360 31.8544118 209.68 23.80770698

150.9 -3172.72366

980 926.78 159.76

236.71

-34.8016249

-13.4967662

12.0239963

72.5452933

-254.368888

-452.470483

88.6388998

1.90726596

LAMPIRAN B

KAPASITAS PRODUKSI

108.18739

95.322

108.35

394.65

4938.54 95.20688301

2016

2017

2018

2019

2020

145.83836

111.367

20.158

177.43

180.87986

2011

2012

2013

2014

2015

Produksi

(Ton)

Pertumbuhan

(%)

Konsumsi

(Ton)

Pertumbuhan

(%)Impor (Ton)

Pertumbuhan

(%)

Ekspor

(Ton)

Pertumbuhan

(%)Tahun

Rendemen

1000

0.00625

Ton/tahun

2976.3293

5544.7538

2568.424

Berdasarkan perhitungan di atas, maka diasumsikan kapasitas minyak

kayu putih yang akan didirikan sebesar 2568 ton/tahun dengan

pertimbangan yang telah dijelaskan dalam bab 3.

Impor (Ton)

produksi (Ton)

Ekspor (Ton)

konsumsi (Ton)

2821.417124

154.9121529

-115.2462384

5660

Perhitungan Menggunakan Forecasting

m1

m2

m4

m5

330 day/tahun

250 ton/tahun

250000 kg/tahun

757.57576 kg/day

31.565657 kg/jam

IN-

OUT+GEN-

CON

60 20,785,668

1 5,323.8

2 5,323.8

59 115,765.9

58 -

44 1,147.9

63 -

57 1,144.0

23 31.6

62 11,150.5

64 20,900,901

Generasi =

Konsumsi =

E.1 F-120 ( Daun Storage )

No Fraksi Massa

1 100%

2 1.07%

3 0.92%

100%

E.2 D-110A ( Steam Destillation Tank )

No

Mr

(Kg/Kmo

l)

Input

(Kg/Jam)

Input

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

1 3 7 5

1 5,323.76 9,982.05 5,233.31

2 18.02 628.00 9,409.88

ACC Monitoring

System

Out

Acc Total

29,013.363

29,015.363

20,913,229.7

20,913,227.4

0

LAMPIRAN C

NERACA MASSA

waktu operasi =

kapasitas=

In

H2O 18.02 114.354

Essential Oil 98.277

Komponen Mr (Kg/Kmol) Laju alir massa (Kg/Jam)

Daun 10,647.525

Total 10,647.525

Komponen

Daun

H2O

11 177.98 18.85

5,323.76 9,982.05 5,880.16 9,425.66

Persamaan Reaksi yang terjadi pada steam destillation tank adalah sebagai berikut :

Sub total

phosphorus acid

(H4O7P2)

Sub total

15,305.8166 15,305.8166

E.3 D-110B ( Steam Destillation Tank )

No

Mr

(Kg/Kmo

l)

Input

(Kg/Jam)

Input

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

2 4 8 6

1 5,323.762 9,982.054 5,233.312

2 18.02 627.997 9,409.877

11 177.98 18.847

5,323.762 9,982.054 5,880.156 9,425.660

E.4 Tee 2

No

Mr

(Kg/Kmo

l)

Input

(Kg/Jam)

Input

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

5 6 10

1

2 18.02 9,409.88 9,409.88 18,820

3 15.783 15.783 31.566

4 154.25 11.123 11.123 22.246

5 136.23 2.771 2.771 5.541

6 154.25 0.490 0.490 0.980

7 136.23 0.420 0.420 0.840

8 136.23 0.980 0.980 1.959

9425.66 9425.66 18851.32

18851.32

E.5 Tee 3

No

Mr

(Kg/Kmo

l)

Input

(Kg/Jam)

Input

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

7 8 9

1 5,233.31 5,233.31 10,467

2 18.02 628.00 628.00 1,256

3 177.98 18.85 18.85 37.69

5,861.31 5,861.31 11,722.62

11,722.62

Phosphorus acid

(H4O7P2)

Sub total

Komponen

Daun

Komponen

Daun

H2O

Total 15,305.8166 15,305.8166

H2O

Essential Oil


α-terpineol (C10H16)Linalool (C10H18O)


Phosphorus acid

(H4O7P2)

Sub total

Total 18851.32

Total 11,722.62

Daun

H2O

Limonene (C10H16)

Sub total

Komponen

E.6 E-111 ( Kondensor )

No

Mr

(Kg/Kmo

l)

Input

(Kg/Jam)

Input

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

10 13 11 12

1

2 18.02 18,819.75 267.64 18,819.75 267.64

3 31.57 31.57

18,851.32 267.64 18,851.32 267.64

E.7 H-112 ( Decanter )

No

Mr

(Kg/Kmo

l)

Input

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

11 14 15

1

2 18.02 18,819.76 9.43 18,810.33

3 31.57 31.57

18,851.32 40.99 18,810.33

18,851.32

E.8 Tee 4

No

Mr

(Kg/Kmo

l)

Input

(Kg/Jam)

Input

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

15 19 58

1

2 18.02 18,810.33 9.2821 18,819.61

18,810.33 9.2821 18,819.61

18,819.61

E.9 Tee 7

No

Mr

(Kg/Kmo

l)

Input

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

58 34 40

1

2 18.02 18,819.61 10.94 18,830.54

18,819.61 10.94 18,830.54

18,830.54

Essential Oil

19,118.96

Komponen

Daun

H2O

19,118.96

Total 18,851.32

Total 18,819.61

Total 18,830.54

Sub total

Sub total

Komponen

Daun

H2O

Komponen

Daun

H2O

Sub total

Essential Oil

Sub total

Total

Komponen

Daun

H2O

E.10 F-113 ( Crude Essential Oil Storage )

No

Mr

(Kg/Kmo

l)

Input

(Kg/Jam)

Input

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

14 16 17

1

2 18.02 9.430 3.508

3 31.569 31.569

4 120.37 5.651

5 246.51 11.573

40.9987 5.6511 46.6498

46.6498

E.11 F-115 ( MgSO4 Storage )

No

Mr

(Kg/Kmo

l)

Input

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

38 16

1 120.37 5.651 5.651

2 246.51

5.651 5.651

5.651 5.651

E.12 E-211 ( Heater )

No

Mr

(Kg/Kmo

l)

Input

(Kg/Jam)

Input

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

17 20 18 19

1

2 18.02 3.5073 9.5243 3.5073 9.5243

3 31.5657 31.5657

4 120.37

5 246.51 11.5701 11.5701

46.6430 9.5243 46.6430 9.5243

E.13 D-210 ( Kolom Fraksinasi )

No

Mr

(Kg/Kmo

l)

Input

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

18 21 22

1

2 18.02 3.5073 3.5073

3 31.5657 31.5657

4 120.37

Essential Oil

Total

Total 56.1673 56.1673

MgSO4

MgSO4.7H2O

Sub total

Komponen

Total

Komponen

Daun

H2O

Essential Oil

MgSO4

MgSO4.7H2O

Sub total

MgSO4

MgSO4.7H2O

Subtotal

Komponen

Daun

H2O

MgSO4

Essential Oil

46.6498

Daun

H2O

Komponen

5 246.51 11.5701 11.5701

46.6430 11.5701 35.0730

46.6430

hydrasi MgSO4 + H2O --> MgSO4.7H2O

E.14 E-212 (Kondenser)

No

Mr

(Kg/Kmo

l)

Input

(Kg/Jam)

Input

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

22 24 23 25

1

2 18.02 3.5073 67.7348 3.5073 67.7348

3 31.5657 31.5657

35.0730 67.7348 35.0730 67.7348

E.15 F-221 (Pure Essential Oil Storage )

No

Mr

(Kg/Kmo

l)

Input

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

23 truc

1

2 18.02 3.5073 3.5073

3 31.5657 31.5657

35.0730 35.0730

35.0730 35.0730

E.16 E-219 (Heater )

No

Mr

(Kg/Kmo

l)

Input

(Kg/Jam)

Input

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

32 35 33 34

1

2 18.02 18.9022 18.9022

3 246.51 11.5701 11.5701

11.5701 18.9022 11.5701 18.9022

30.4723 30.4723

Total 46.6430

Total 102.8078 102.8078

MgSO4.7H2O

Subtotal

Komponen

Daun

H2O

Essential Oil

Essential Oil

H2O

Subtotal

Komponen

Daun

Komponen

Daun

H2O

Subtotal

Total

MgSO4.7H2O

Subtotal

Total

E.17 D-222 (Water Dehydration Tank )

No

Mr

(Kg/Kmo

l)

Input

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

33 37 36

1

2 18.02 5.9214

3 120.37 5.6505

4 246.51 11.5701

11.5701 5.9214 5.6505

11.5701

Dehydration MgSO4.7H2O --> MgSO4 + H2O

E.18 F-311 (Deaerator)

No

Mr

(Kg/Kmo

l)

Input

(Kg/Jam)

Input

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

44 43 45

1 18.02 1,147.86 18,844.67 19,992.54

1,147.86 18,844.67 19,992.54

19,992.54

E.19 Tee 6

No

Mr

(Kg/Kmo

l)

Input

(Kg/Jam)

Input

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

37 42 43

1 18.02 5.92 18,838.75 18,844.67

5.92 18,838.75 18,844.67

18,844.67

E.20 Tee 9

No

Mr

(Kg/Kmo

l)

Input

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

47 50 51

1 18.02 19,992.54 28.43 19,964.11

19,992.54 28.43 19,964.11

19,992.54

Total 11.5720

Total 19,992.54

Total 18,844.67

Total 19,992.54

MgSO4

MgSO4.7H2O

Subtotal

H2O

Komponen

H2O

H2O

Subtotal

Komponen

H2O

Komponen

Daun

Subtotal

Komponen

Subtotal

E.21 Tee 11

No

Mr

(Kg/Kmo

l)

Input

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

50 20 35

1 18.02 28.427 9.524 18.902

28.427 9.524 18.902

28.427

E.22 Tee 1

No

Mr

(Kg/Kmo

l)

Input

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

51 3 4

1 18.02 19,964.11 9,982.05 9,982.05

19,964.11 9,982.05 9,982.05

19,964.11

E.21 E-410 (Cooling Water)

No

Mr

(Kg/Kmo

l)

Input

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

54 55

1 18.02 335.370 335.370

335.370 335.370

335.370 335.370

E.23 F-121

No

Mr

(Kg/Kmo

l)

Input

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

9 57 48

1 10,466.62 10,466.62

2 18.02 1,255.99 1,144.00 111.99

11 177.98 37.69 37.69

11,760.31 1,144.00 10,616.31

11,760.31

28.427

Total 19,964.11

Total

Total 11,760.31

H2O

Komponen

Total

H2O

Subtotal

Komponen

H2O

Subtotal

Komponen

Komponen

Daun

H2O

Subtotal

Subtotal

Phosphorus acid

E.24 Q-310 ( Boiler )

No

Mr

(Kg/Kmo

l)

Input

(Kg/Jam)

Input

(Kg/Jam)

Input

(Kg/Jam)

Input

(Kg/Jam)

46 48 58 59

1 0 - 1,043.49 - -

2 12.01 - 5,487.17 - -

3 1.01 - 613.52 - -

4 16 - 3,291.93 - -

5 314.24 - 31.73 - -

6 177.98 - 37.69 - -

7 32 - - - 23,375.80

8 14.01 - - - 87,937.53

9 0 - - - 111,313.33

10 283.88 - - - -

11 44.01 - - - -

12 18.02 19,984.33 111.99 - 4,452.53

19,984.33 10,617.52 - 115,765.86

No

Mr

(Kg/Kmo

l)

Output

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

49 47

1 0 1,043.5 -

2 12.01 - -

3 1.01 - -

4 16 - -

5 314.24 31.7 -

6 177.98 37.7 -

7 32 7,187.9 -

8 14.01 87,937.5 -

9 0 - -

10 283.88 - -

11 44.01 20,107.4 -

12 18.02 10,037.6 19,984.3

126,383.4 19,984.3

Pers 1O --> O2

Per 2 4 P + O2 --> P4O10

Per 3 1 C + O2 --> CO2

Per 4 2 H + O2 --> H2O

146,367.709

146,367.709

Komponen

Ash

C

H

O

CO2

Subtotal

H2O

Komponen

Ash

Total

Total

Linalyl

Phosphorus acid

O2

N2

Udara

P4O10

C

H

O

Linalyl

Phosphorus acid

O2

N2

Udara

P4O10

CO2

H2O

Subtotal

E.25 Scrubber

No

Mr

(Kg/Kmo

l)

Input

(Kg/Jam)

Input

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

Output

(Kg/Jam)

61 63 62 64

1 0 1,043.49 1,043.49 -

2 12.01 - - -

3 1.01 - - -

4 16 - - -

5 314.24 31.73 31.73 -

6 177.98 37.69 37.69 -

7 32 4,372,178 - 4,372,178

8 14.01 16,508,616 - 16,508,616

9 0 - - -

10 283.88 - - -

11 44.01 20,107.44 - 20,107

12 18.02 10,037.61 10,038 -

20912051.8 - 11,151 20,900,901

H2O

Total 20,912,051.800 20,912,051.800

Komponen

Ash

C

H

P4O10

CO2

Subtotal

O

Linalyl

Phosphorus acid

O2

N2

Udara

LAMPIRAN D

PROCESS FLOW DIAGRAM

= ton daun/tahun

= kg/tahun

= kg/hari

= kg/jam

= hari

= jam

=

= oC 298.2 K

4.209 75.69

2.418181818

3.499264706

1.833823529

0.596696258

CP (kJ/kg.K)

1600

1100

1200

4.210957179

2.088766234

2.599411765

LAMPIRAN E

NERACA ENERGI

Kapasitas Produksi

Waktu Operasi

Basis Waktu

Satuan Panas

250

250,000

757.576

31.566

Suhu Reference

330

1

kJ/jam

25

E.1 Steam Distillation Tank A (D-110 A)

Data Specific heat capacity (Cp) Komponen



γ-terPinene (C10H16)Limonene (C10H16)

Phosphorus acid (H4O7P2)

Essential Oil

H2O

Hemiselulosa

Lignin

Selulosa

Daun

Senyawa

<1> <5>

<3>

<7>

D-110 A

T op = 30 °C 303.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 5 °C 5 K

NoFraksi

Massa

1 38%

2 48%

3 9%

4

4 68%

5 18%

6 3%

7 3%

8 7%

0

Q = m . Hv

T steam masuk = 115 C

1

T op = 110 °C 383.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 85 °C 85 K

NoFraksi

Massa

1

2 38%

Laju alir

massa

kg/jam

Hv

kJ/kg

9,982.1 2698.7

513.192

α-terpineol 136 8.884 433.007

Linalool 154 1.666 107.418

γ-terPinene 136 1.666 29.145

Limonene 136 3.361

33,011,378

15.274

Outlet <3>

KomponenMr

(Kg/Kmol)

Inlet <1>

KomponenMr

(Kg/Kmol)ΔH1 (kJ/Jam)

Daun

Selulosa 16,077,762

Lignin

ΔH2 (kJ/Jam)

Daun 5,233.3

Selulosa 1,975.6 268,678,216.5

Q1

kJ/jam

26,938,569.98

1,8 Cineole

Total 5,430

33.316

Inlet <2> Saturated Steam

massa

Laju alir

massa

5,323.8

2,009.7

2,537.3 13,955,178

2,865,249

112,090.675

-

Hemiselulosa 477.5

H2O 57.177


154

No

H2O 18

KomponenMr

(Kg/Kmol)

18

3 48%

4 9%

4

5

1

T op = 110 °C 383.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 85 °C 85 K

No

Mr

(Kg/K

mol)

Fraksi

Massa

Hv

(kJ/kg)

1

2 18 2692

3 0

4 154 68% 38

5 136 19% 44.18

6 154 3% 39.5

7 136 3% 41.57

8 136 7% 31.26

0

ΔHf 298 (kJ/mol)

- 311.70 LPP (C10H20O7P2)

β -Myrcene

H4O7P2

H2O

Komponen

γ-terPinene (C10H16)Limonene (C10H16)

98.77

2,231.70

- 241.80

- 87.73

- 33.46



Laju alir

massa ΔH3 (kJ/Jam)

Daun -

H2O 9,410 25,326,686

18.84553236 955.8

Essential Oil

H2O 18

Phosphorus

469.4 47,881,661.0

177.98

Hemiselulosa

11.123 422.67

Linalool

γ-terPinene

Total 5,233.3 553,808,342.4

Outlet <4>

Komponen

Limonene

0.490 19.36

0.420 17.45

0.979 30.62

9,425.7 25,327,298.10

- 238.31

- 310.08

- 177.85

Tabel Data ΔHf 298

α-terpineol 2.771 122.40

627.9973895 4,040,155.3

Lignin 2,494.2 233,207,353.9

1,8 Cineole

-

Total

Menghitung Panas Reaksi (ΔHR)

Pers 1

1 C10H20O7P2 --> 1 C10H16 + 1 H4O7P2

Data ΔHf 298

C10H20O7P2 = kJ

C10H16 = kJ

H4O7P2 = kJ

ΔHR = (ΣHf Produk - ΣHf Reaktan)= -

= kJ

Pers 2

1 C10H16 + 1 H2O --> 1 C10H18O

Data ΔHf 298

C10H16 = kJ

H2O = kJ

C10H18O = kJ


= kJ

Pers 3

1 C10H20O7P2 --> 1 C10H16 + 1 H4O7P2

Data ΔHf 298

C10H20O7P2 = kJ

C10H16 = kJ

H4O7P2 = kJ


= kJ

Pers 4

1 C10H16 --> 1 C10H16

Data ΔHf 298

C10H16 = kJ

C10H16 = kJ

229.2159

239.3604864 32.014-

271.375

9.13012

-28.66324

0.454-

7.089151798

0.313749842

0.9901-

7.402901641

-0.564953

-0.56495302

0.990-

0.313750

-0.768095

8.39

0.111-

32.01-

10.14458


= kJ

Pers 5

1 C10H16 + 1 H2O --> 1 C10H18O

Data ΔHf 298

C10H16 = kJ

H2O = kJ

C10H18O = kJ


= kJ

Pers 6

1 C10H16 --> 1 C10H16

Data ΔHf 298

C10H16 = kJ

C10H16 = kJ


= kJ

Pers 7

1 C10H16 --> 1 C10H16

Data ΔHf 298

C10H16 = kJ

C10H16 = kJ


= kJ

ΣHR = (∆Hproduk+∆Hr)-(∆Hreaktan)= kJ/jam

Qloss = 0.0% Panas yang masuk

= 0.0% kJ/jam

= kJ/jam

-28.6632 9.130

37.7934-

-17.43421

-17.18258

-17.1825779 39.792-

22.6090

0.30434

-0.27032

-0.27032009 0.304

0.5747-

0.002188

-0.240565

-0.24056526 0.002

0.243-

519,185,956

-22.35732

59,949,948

263.7

4.209 75.69

Pyrophospho 0.596696258


2.599411765Linalool

(C10H18O)2.418181818


3.499264706Limonene

(C10H16)1.833823529

Daun

Selulosa 1600

Lignin 1100

Hemiselulosa 1200

H2O 4.210957179

Essential Oil1,8 Cineole

(C10H18O)2.088766234

Q1 26,938,570 ΔH3 (kJ/Jam) 25,327,298

E.2 Steam Distillation Tank B (D-110 B)


Senyawa CP (J/kg.K)

553,808,342.4

ΣHR 519,185,956 Qloss 263.66

Total 579,135,904 Total 579,135,904

NERACA ENERGI D-110A

INPUT OUTPUT

ΔH1 (kJ/Jam) 33,011,378 ΔH2 (kJ/Jam)

<2> <6>

<4>

<8>

D-110 B

T op = 30 °C 303.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 5 °C 5 K

NoFraksi

Massa

1 38%

2 48%

3 9%

4

4 68%

5 18%

6 3%

7 3%

8 7%

0

Q = m λT steam masuk = 115 C

1

T op = 110 °C 383.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 85 °C 85 K

NoFraksi

Massa

2 38%

3 48%

30.82

Outlet <3>

Komponen Mr Laju alir ΔH2 (kJ/Jam)Daun 5,233.3

Selulosa 1,975.6 268,678,216.5

Lignin 2,494.2 233,207,353.9

347.94

Inlet <2>

massa Hv Q1

kg/jam kJ/kg kg/jam

9982.054313 2698.7 26,938,569.98

α-terpineol 136 8.884 115.47

Linalool 154 1.666 20.14

γ-terPinene 136 1.666 29.15

Limonene 136 3.361

Daun 0 5,323.8

Selulosa 0 2,009.7 16,077,762

Total 5,430 32,899,937

Lignin 0 2,537.3 13,955,178

Hemiselulosa 0 477.5 2,865,249

H2O 18 57.177 1,203.85

Essential Oil 0 49.138 -

1,8 Cineole 154 33.316

Inlet <1>

KomponenMr

(Kg/Kmol)

Laju alir

massa ΔH1 (kJ/Jam)

No KomponenMr

(Kg/Kmol)

H2O 18

4 9%

4

5

T op = 110 °C 383.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 85 °C 85 K

No

Mr

(Kg/K

mol)

Fraksi

Massa

Hv

(kJ/kg)

1 0

2 18 2692

3 0 0

4 154 68% 38

5 136 19% 44.18

6 154 3% 39.5

7 136 3% 41.57

8 136 7% 31.26

Menghitung Panas Reaksi (ΔHR)

Pers 1

1 C10H20O7P2 --> 1 C10H16 + 1 H4O7P2

9,425.7 60,540,425

Tabel Data ΔHf 298

Komponen ΔHf298

LPP (C10H20O7P2) - 311.70

β-Myrcene 98.77

H4O7P2 2,231.70

H2O - 241.80

1,8 Cineole (C10H18O) - 238.31

α-terpineol (C10H16) - 310.08

Linalool (C10H18O) - 177.85

γ-terPinene (C10H16) - 87.73

Limonene (C10H16) - 33.46

Essential Oil -

1,8 Cineole 11.12 1,974.988


Linalool 0.49 100.734

γ-terPinene 0.42 124.880

Limonene 0.98 152.704

Hemiselulosa 469.4 47,881,661.0

Total 5,233.3 553,808,342.4

Outlet <4>

KomponenLaju alir

massa ΔH3 (kJ/Jam)

Daun -

H2O 9,409.88 60,537,460

H2O 18 627.9973895 4,040,155.3

Phosphorus 177.98 18.84553236 955.8

Total

Data ΔHf 298

C10H20O7P2 = kJ

C10H16 = kJ

H4O7P2 = kJ


= kJ

Pers 2

1 C10H16 + 1 H2O --> 1 C10H18O

Data ΔHf 298

C10H16 = kJ

H2O = kJ

C10H18O = kJ


= kJ

Pers 3

1 C10H20O7P2 --> 1 C10H16 + 1 H4O7P2

Data ΔHf 298

C10H20O7P2 = kJ

C10H16 = kJ

H4O7P2 = kJ


= kJ

Pers 4

1 C10H16 --> 1 C10H16

Data ΔHf 298

C10H16 = kJ

C10H16 = kJ


= kJ

0.7681-

0.5650-

-0.56495302 0.454-

0.1106-

32.014-

10.145

229.216

239.3604864 32.014-

271.3749

9.1301

28.6632-

9.130 -28.6632352

37.793-

0.990-

0.314

7.089

7.402901641 0.990-

8.3930

0.3137

Pers 5

1 C10H16 + 1 H2O --> 1 C10H18O

Data ΔHf 298

C10H16 = kJ

H2O = kJ

C10H18O = kJ


= kJ

Pers 6

1 C10H16 --> 1 C10H16

Data ΔHf 298

C10H16 = kJ

C10H16 = kJ


= kJ

Pers 7

1 C10H16 --> 1 C10H16

Data ΔHf 298

C10H16 = kJ

C10H16 = kJ

ΔHR =

= -

= kJ

ΣHR = (∆Hproduk + ∆Hr) - (∆Hreaktan)= kJ/jam

Qloss = 0.0% Panas yang masuk

= 0.0% kJ/jam

= kJ/jam

17.4342-

17.1826-

17.1826- 39.792-

22.6090

0.30434

0.27032-

0.27032- 0.304

0.57466-

0.00219

0.24057-

-0.24057 0.002

0.2428-

554,510,525

(ΣHf Produk - ΣHf Reaktan)

22.3573-

59,838,506

263.2

T op = 110 °C 383.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 85 °C 85 K

NoFraksi

Massa

1 0.998

2 0.002

NERACA ENERGI D-110B

INPUT OUTPUT

ΔH1 (kJ/Jam) 32,899,937 ΔH2 (kJ/Jam) 553,808,342.4

Q1 26,938,570 ΔH3 (kJ/Jam) 60,540,425

ΣHR 554,510,525 Qloss 263.17

Total 614,349,031 Total 614,349,031

-

ΔH1 (kJ/Jam)

Essential Oil 0 31.569

KomponenMr

(Kg/Kmol)

Laju alir

massa

H2O 18.02 18,820 6,718,918.934

0.596696258

Inlet <1>

Limonene

(C10H16)

Senyawa CP (J/gK)

H2O


(C10H18O)α-terpineol (C10H16)Linalool

(C10H18O)γ-terPinene (C10H16)

phosporus

acid

4.179189789


1.83032438

2.413793103

3.4925877

E.3 Kondensor (E-111)

2.084975369

2.594451783

4.200166482

<10> <11>

<13>

<12>

E-111

3 68%

4 19%

5 3%

6 3%

7 7%

1

T op = 60 °C 333.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 35 °C 35 K

NoFraksi

Massa

1 0.998

2 0.002

3 68%

4 19%

5 3%

6 3%

7 7%

1

Menghitung Nilai Q serap

ΔH1 = (Q2 - Q1) +

= (Q2 - Q1) +

(Q2 - Q1) = kJ/Jam

Temperature Cooling Water = 30 °C 303.2 K

Temperature Hot Water = 60 °C 333.2 K

Temperature Reference = 25 °C 298.2 K

Cp Cooling Water = J/g.K

Cp Hot Water = J/g.K

Q1 = m . Cp . ΔT= m

Q2 = m . Cp . ΔT= m

=

272.722

1,8 Cineole

α-terpineol Linalool 154.28

Komponen

H2O

Essential Oil 32

21.50 3,809.689

Linalool 154.28 0.947

γ-terPinene 136.26 0.919

Limonene

6.063 1,337.095

0.947 194.313

Laju alir

massa ΔH2 (kJ/Jam)

333.486

6,724,866

Outlet <2>

18.02

136.26

0

3,809.689

Total 18,851

6,724,866

136.26

0.919

194.313

18,820 6,685,362.956

1,337.095

1,8 Cineole 154.28 21.497


136.26 2.144

154.28

4.1838

21.0547859

146.4341667

In

Mr

(Kg/Kmol)

Limonene

γ-terPinene 136.26

2.144 333.486

Total 18,851 6,691,310

ΔH2

Out

4.211

272.722

6,691,310.260

33,555.979

=

ΔH1 - ΔH2 =

= m

m = Kg/jam

Jadi, Kebutuhan Air Pendingin Pada Kondensor adalah Kg/jam

T op = 60 °C 333.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

Total 6,724,866 Total


2.599411765

Linalool

(C10H18O)2.418181818

H2O 4.183833333

phosporus

acid145

Inlet <1>

E.4 Decanter (H-112)

6,724,866

1,8 Cineole

(C10H18O)2.088766234

INPUT OUTPUT

ΔH1 (kJ/Jam) 6,724,866 ΔH2 (kJ/Jam) 6,691,310



Senyawa CP (J/g.K)

Essential Oil

33,556 125.38

267.636

267.636

ΔH1 + Q1 ΔH2 + Q2Q2 - Q1


3.499264706Limonene

(C10H16)1.833823529

Q Serap 33,556

<11> <14>

<15>

H-112

ΔT = 35 °C 35 K

NoFraksi

Massa

1 0.998

2 0.002

3 68%

4 19%

5 3%

6 3%

7 7%

1.000

T op = 60 °C 333.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 35 °C 35 K

NoFraksi

Massa

1 0.001

2 0.002

3 68%

4 19%

5 3%

6 3%

7 7%

0.002

T op = 60 °C 333.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 35 °C 35 K

No Fraksi

Massa

1 1

2

Total 41

Outlet <3>

Komponen

1,571.547

α-terpineol 136 6.063 551.621

Linalool 154 0.947 80.157

γ-terPinene 136 0.919 112.512

Limonene 136 2.144

Essential Oil

21.497

136

18,851 2,758,309

KomponenMr

(Kg/Kmol)

H2O 18

Outlet <2>

Linalool

γ-terPinene Limonene

Essential Oil

1,8 Cineole

α-terpineol

ΔH1 (kJ/Jam)

1,571.547

154

136

6.063 551.621

0.947 80.157

0.919 112.512

2.144 137.580

Laju alir

massa

154

KomponenMr

(Kg/Kmol)

Laju alir

massa ΔH2 (kJ/Jam)

18,820 2,755,855.174

31.569 -

H2O 18 9.430 1,380.830

Essential Oil 31.569 -

136

Total

1,8 Cineole 154 21.497

H2O 18 18,810 2,754,474

137.580

Mr

(Kg/Kmol) ΔH3 (kJ/Jam)

3,834.248

Laju alir

massa

(Kg/Jam)

3

4

5

6

7

1

T op = 60 °C 333.2 K


(C10H18O)2.088766234

MgSO4.7H2O 0.141382114

MgSO4 1.325


2.599411765Linalool

(C10H18O)2.418181818


3.499264706Limonene

(C10H16)1.833823529

1,8 Cineole 154

α-terpineol 136

Linalool 154

γ-terPinene 136

Limonene 136

Total 18,810 2,754,474

Senyawa

H2O

INPUT OUTPUT

ΔH1 (kJ/Jam) 2,758,308.591 ΔH2 (kJ/Jam) 3,834.248

ΔH3 (kJ/Jam) 2,754,474.344

NERACA ENERGI DECANTER (H-112)

Total 2,758,308.591 Total 2,758,308.591

E.5 MIXED CRUDE ESSENTIAL OIL STORAGE (F-113)


CP (J/g.K)

4.183833333

INLET <1>

<14> <17>

<16>

F-113

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 35 °C 35 K

NoFraksi

Massa

1 0.23

2 0.77

3 68%

4 19%

5 3%

6 3%

7 7%

8

9

1

T op = 32 °C 305.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 7 °C 7 K

NoFraksi

Massa

1

2

3

4

5

6

7

8 1

9 -

1

T op = 60 °C 333.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 35 °C 35 K

H2O 18

Essential Oil

1,8 Cineole 154

KomponenMr

(Kg/Kmol)

Laju alir

massa ΔH1 (kJ/Jam)

9.430 1,380.830

31.569 -

21.497 1,571.547

Limonene 136

Total

α-terpineol 136

Linalool 154

γ-terPinene 136

6.063 551.621

0.947 80.157

0.919 112.512

2.144 137.580

40.999 3,834.248

H2O 18

INLET <2>

KomponenMr

(Kg/Kmol)

Linalool 154

γ-terPinene 136

Limonene 136

Essential Oil

1,8 Cineole 154

α-terpineol 136

MgSO4

MgSO4.7H2O

120

246

Laju alir

massa ΔH2 (kJ/Jam)

5.651 52.414

OUTLET <3>

MgSO4 120

MgSO4.7H2O 246

Total

5.6511 52.414

NoFraksi

Massa

1 0.075

2 0.677

3 68%

4 19%

5 3%

6 3%

7 7%

8 -

9 0.2

1

Menghitung Panas Reaksi

hydrasi 1 MgSO4 + 7 H2O --> 1 MgSO4.7H2O

MgSO4 = kJ/mol

H2O = kJ/mol

MgSO4.7H2O = kJ/mol

Data ΔHf 298

MgSO4 = kJ

H2O = kJ

MgSO4.7H2O = kJ

ΔHR298 = (ΣHf Produk - ΣHf Reaktan)= -

= kJ

ΔHR333,2 =

= kJ

ΣHR = (∆Hproduk+∆Hr)-(∆Hreaktan)= kJ

269.667

120

γ-terPinene 136

Limonene 136

Laju alir

massa

α-terpineol 136

0.919 112.512

2.144 137.580

-

1,284.9-

241.80-

3,387.7-

3.508

31.569 -

21.497 1,571.547

6.063 551.621

0.947 80.157

KomponenMr

(Kg/Kmol)

H2O 18

ΔH3 (kJ/Jam)

513.642

154Linalool

Essential Oil

1,8 Cineole 154

MgSO4

60.324-

556.25-

0.047 0.329 0.047

MgSO4.7H2O 246 11.573 57.268

Total 46.650 3,024.328

159.046-

159.046- 616.574-

457.528

592.667-

ΔHR298 - 298333,2𝐶𝑝 𝑚𝑔𝑠𝑜4 𝑑𝑡 − 298333,2𝐶𝑝 𝐻2𝑂 𝑑𝑡 + 298333,2𝐶𝑝 𝑀𝑔𝑆𝑂4.7𝐻2𝑂 dt

Menghitung panas steam (Qsteam)


Diperoleh Tabel :

Q loss = 10% Panas Masuk

= 10%

= kJ/Jam

Q steam 59.732

Q supply Hv HL λs m

kJ/jam kJ/kg kJ/kg kJ/kg kg/jam

59.7320 2279.9 943.7 1336.2 0.04470

3,294.00

329.40

Senyawa CP (J/g.K)

H2O 4.183833333


(C10H18O)2.088766234


2.599411765

4.228272222 4.199011111

Q loss 329.40

NERACA ENERGI CEO STORAGE (F-113)

INPUT OUTPUT

ΔH1 (kJ/Jam) 3,834.248

ΔH2 (kJ/Jam) 52.414

ΔH3 (kJ/Jam) 3,024.328


Linalool

(C10H18O)2.418181818

ΣHR 592.667-

Total 3,353.727 Total 3,353.727

E.6 HEATER (E-211)

<17> <18>

<20>

<19>

E-211

T op = 60 °C 333.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 35 °C 35 K

NoFraksi

Massa

1 0.075

2 0.677

3 68%

4 19%

5 3%

6 3%

7 7%

8 0

9 0.248

1

T op = 132 °C 405.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 107 °C 107 K

NoFraksi

Massa

1 0.075

2 0.677

3 68%

4 19%

5 3%

6 3%

7 7%

8 -

420.603

343.965

1,686.384

4,804.445

ΔH2 (kJ/Jam)

136


3.499264706Limonene

(C10H16)1.833823529

INLET <1>

3.508

31.569

1,8 Cineole 154

α-terpineol 21.497

KomponenMr

(Kg/Kmol)

Laju alir

massa ΔH1 (kJ/Jam)

H2O 18

Essential Oil

6.063

0.947

11.573

46.650

513.642

MgSO4

MgSO4.7H2O 0.64

-

1,571.547

551.621

80.157

112.512

137.580

1.325

-

0.141382114

136

Linalool 154

γ-terPinene 136

Limonene

Essential Oil

1,8 Cineole

α-terpineol 136

Linalool

MgSO4 120

MgSO4.7H2O 246

0.919

Total

2.144

154

γ-terPinene 136

Komponen

H2O

Limonene 136

MgSO4 120

Mr

(Kg/Kmol)

Laju alir

massa

18

154

6.063

0.947

57.268

3,024.328

245.050

OUTLET <2>

3.508 1,586.956

31.569 -

21.497

0.919

2.144

9 0.248

1

In = Out

ΔH1 + Qsupply = ΔH2 + ΔH3 (Qloss)ΔH1 + Qsupply = ΔH2 + 10% (ΔH1 + Q)

Qsupply = ΔH2 + 10% ΔH1 - ΔH1Qsupply = + 302 -

Qsupply =

Qsupply = kJ/Jam

Menghitung Kebutuhan steam pemanas (m)


Diperoleh Tabel

(Smith, et al., 1975)

Menghitung Qloss

Qloss = 10%

Qloss = kJ/Jam

Total 10,971.631 Total 10,971.631

11.573 787.064

Total 46.650 9,874.468

3,024

7,152.6


90%

90%

9,874.5

INPUT OUTPUT

ΔH1 (kJ/Jam) 3,024.328

kJ/kg

2799.9

HL

kJ/kg

1943.7

λs

kJ/kg

856.2

m

kg/jam

MgSO4.7H2O 246

Q supply

kJ/jam

7,947.3 9.282

Asumsi panas yang hilang adalah 10% dari panas yang masuk

1,097.16

ΔH2 (kJ/Jam) 9,874.47

7,947.30

Hv

Q Supply (kJ/Jam) 7,947.303

(ΔH1 + Q)

Qloss 1,097.16

T op = 132 °C 405.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 107 °C 107 K

NoFraksi

Massa

1 8%

2 68%

3 68%

4 19%

5 3%

6 3%

7 7%

8 0%

9 25%

100%

420.603

343.965

α-terpineol 136 6.063


(C10H18O)2.088766234


2.599411765Linalool

(C10H18O)

INLET <1>

245.050

Total 46.650

Linalool 154 0.947

γ-terPinene 136 0.919

Limonene 136 2.144

MgSO4 120 -

MgSO4.7H2O 246 11.573

Limonene

(C10H16)1.833823529

MgSO4

9,874.468

787.064

-

1,686.384

4,804.445

4.228272222

3.508

0.635585366 1.072495935

KomponenMr

(Kg/Kmol)

Laju alir

massa

4.228272222

MgSO4.7H2O

ΔH1 (kJ/Jam)

1,586.956

-

1.325

E.7 KOLOM FRAKSINASI (D-210)


Komponen CP (J/mol.K)

H2O 4.228272222

H2O 18

1,8 Cineole 154 21.497

2.418181818γ-terPinene (C10H16)

3.499264706


<18> <22>

<21>

D-210

T op = 132 °C 405.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 107 °C 107 K

NoFraksi

Massa

1

2

3

4

5

6

7

8

9 100%

100%

T op = 132 °C 405.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 107 °C 107 K

NoFraksi

Massa

1 10%

2 90%

3 68%

4 19%

5 3%

6 3%

7 7%

8

9 0%

100%

-

420.603

343.965

-

ΔH3 (kJ/Jam)

787.064

1,8 Cineole

Linalool 154 0.947

Essential Oil

1,8 Cineole 154

α-terpineol 136

Linalool 154

γ-terPinene 136

KomponenMr

(Kg/Kmol)

Limonene 136

MgSO4 120

MgSO4.7H2O 246

Total

11.573

MgSO4.7H2O 246 -

11.573 787.064

OUTLET <3>

H2O 18 1,586.956

Limonene 136 2.144

MgSO4 120

Laju alir

massa

OUTLET <2>

KomponenMr

(Kg/Kmol)

H2O 18

ΔH2 (kJ/Jam)

Laju alir

massa

3.508

31.569

21.497

6.063

γ-terPinene 136 0.919

-

Total 35.077 9,087.403

Essential Oil

154 4,804.445

α-terpineol 136 1,686.384

245.050

T op = 132 °C 405.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 107 °C 107 K

NoFraksi

Massa

1 10%

2 90%

3 68%

4 19% 1,686.384

4,804.445

-

1,586.956

ΔH1 (kJ/Jam)


E.8 Kondensor (E-212)

787

Inlet <1>

KomponenMr

(Kg/Kmol)

H2O 18

Essential Oil

Senyawa CP (J/gr.K)

H2O 4.228272222


(C10H18O)2.088766234


2.599411765

Linalool

(C10H18O)2.418181818


3.499264706

9,087.403

9,874.468 Total 9,874.468

4.205863197

1,8 Cineole 154

α-terpineol 136

ΔH3 (kJ/Jam)Total

Laju alir

massa

3.508

31.569

21.497

6.063

Limonene

(C10H16)1.833823529

NERACA ENERGI KOLOM FRAKSINASI (D-210)

INPUT OUTPUT

ΔH1 (kJ/Jam) 9,874.468 ΔH2 (kJ/Jam)

<22> <23>

<24>

<25>

E-212

5 3%

6 3%

7 7%

8 0%

9 0%

100%

T op = 32 °C 305.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 7 °C 7 K

NoFraksi

Massa

1 10%

2 90%

3 68%

4 19%

5 3%

6 3%

7 7%

8 0%

9 0%

100%

Menghitung Nilai Q Serap

ΔH1 = (Q2 - Q1) + ΔH2= (Q2 - Q1) +

(Q2 - Q1) = kJ/Jam

Temperature Cooling Water = 30 °C 303.2 K

Temperature Hot Water = 60 °C 333.2 K

Temperature Reference = 25 °C 298.2 K

Cp Cooling Water = J/mol.K

Cp Hot Water = J/mol.K

Q1 = m . Cp . ΔT= m

Outlet <2>

KomponenMr

(Kg/Kmol)

H2O 18

Limonene 136

593.953

Essential Oil

1,8 Cineole 154

α-terpineol 136

Linalool 154

γ-terPinene

Laju alir

massa ΔH2 (kJ/Jam)

3.508 103.269

31.569 -

21.497 314.309

6.063 110.324

0.947 16.031

0.919 22.502

2.144

246

0.947 245.050

0.919 343.965

2.144 420.603

9,087.403

-

MgSO4 120 - -

MgSO4.7H2O 246 -

Total 35.077

Linalool 154

γ-terPinene 136

Limonene 136

35.077

9,087

MgSO4.7H2O - -

Total

593.953

8,493.451

4.211

4.1838

0.021

- -

136

27.516

MgSO4 120

Q2 = m . Cp . ΔT= m

=

=

ΔH1 - ΔH2 =

= m

m = Kg/jam

Jadi, Kebutuhan Air Pendingin Pada Kondensor (E-212) adalah Kg/jam

0.146434167

In Out

4.205863197

Q Serap 8,493


3.499264706

MgSO4.7H2O 0.635585366

Total 9,087.403 Total 9,087.403

E.9 HEATER (E-219)


Senyawa CP (J/gr.K)

H2O 4.228272222


(C10H18O)2.088766234


2.599411765Linalool

(C10H18O)2.418181818

Limonene

(C10H16)1.833823529

ΔH1 + Q1 ΔH2 + Q2

Q2 - Q1

9,087.403 ΔH2 (kJ/Jam) 593.953

MgSO4 1.325

0.735955285

0.125

67,742.0

67,742.0


INPUT OUTPUT

ΔH1 (kJ/Jam)

8,493.451

<32> <33>

<35>

<34>

E-219

T op = 132 °C 405.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 107 °C 107 K

NoFraksi

Massa

1 100%

100%

T op = 150 °C 423.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 125 °C 125 K

NoFraksi

Massa

1 100%

100%

In = Out

ΔH1 + Qsupply = ΔH2 + ΔH3 (Qloss)ΔH1 + Qsupply = ΔH2 + 10% (ΔH1 + Q)

Qsupply = ΔH2 + 10% ΔH1 - ΔH1Qsupply = + 78.7 -

Qsupply =

Qsupply = kJ/Jam

Menghitung Kebutuhan steam pemanas (m)


Diperoleh Tabel :

(Smith, et al., 1975)

ΔH1 (kJ/Jam)

Inlet <1>

90% 1,064.7 787.1

90% 356.3

395.90



395.9 2279.9 2243.7 36.2 10.936

1,064.668

Total

Outlet <2>

KomponenMr

(Kg/Kmol)

MgSO4.7H2O 246 11.573

ΔH2 (kJ/Jam)

Mr

(Kg/Kmol)

Laju alir

massa Komponen

787.064

1,064.668 11.573

MgSO4.7H2O 246 11.573 787.064

Total 11.573

Laju alir

massa

Jadi, Kebutuhan steam Heater adalah kg/jam

Menghitung nilai Qloss

Qloss = 10% Panas masuk

= 10%

= kJ/jam

T op = 150 °C 423.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 125 °C 125 K

NoFraksi

Massa

1

2

1,182.964

118.296

0.735955285

120MgSO4

H2O 4.257055556

MgSO4.7H2O 0.001796748

Inlet <1>

KomponenMr

(Kg/Kmol)

H2O 18

MgSO4 1.325 1.480770833

E.10 WATER DEHYDRATION TANK (D-222)


Senyawa CP (J/gr.K)

ΔH1 (kJ/Jam) 787.064 ΔH2 (kJ/Jam) 1,064.668

Qsupply 395.90 Qloss 118

Total 1,182.964 Total 1,182.964

10.9365


INPUT OUTPUT

Laju alir

massa ΔH1 (kJ/Jam)

<33> <37>

<36>

D-222

3 1.000

100%

Panas latent penguapan air pada 150 C

∆H2 (kJ/jam) = m x λ= x

= kJ/jam

T op = 150 °C 423.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 125 °C 125 K

NoFraksi

Massa

1

2 1

3

1

Menghitung Panas Reaksi

MgSO4.7H2O 1 MgSO4 + 7 H2O

0.047 0.329

MgSO4.7H2O = kJ/mol

H2O = kJ/mol

MgSO4 = kJ/mol

Data ΔHf 298

MgSO4.7H2O = kJ

H2O = kJ

MgSO4 = kJ

ΔHR298 = (ΣHf Produk - ΣHf Reaktan)= -

= kJ

242-

1,285-

159.046-

556.25-

60.324-

616.574- 3,387.700-

2,771.126

3,388-

Outlet <2>

MgSO4.7H2O 246

Total

11.573 1,064.668

11.573 1,064.668

5.922

5.651 935.971 MgSO4 120

MgSO4.7H2O 246

Total 5.651 935.971

Outlet <3>

KomponenMr

(Kg/Kmol)

H2O 18

Laju alir

massa ΔH3 (kJ/Jam)

2,113.20

12,514.442

0.04695

ΔHR423 =

= kJ

= (∆Hproduk+∆Hr)-(∆Hreaktan)= kJ/Jam

Menghitung panas steam (Qsteam)


Diperoleh Tabel :

Menghitung Nilai Qloss


= kJ/jam

ΣHR

13,883.646

433.233



9,551.3 2279.9 943.7 1336.2 7.148

3,396.360

INPUT OUTPUT

ΔH1 (kJ/Jam) 1,064.668 ∆H2 (kJ/jam) 12,514.442

3,267.663

ΣHR 3,267.663

433.233

Q steam Qloss

E.11 MgSO4 Storage (F-115)

NERACA ENERGI WATER DEHYDRATION TANK (D-112)

ΔH3 (kJ/Jam) 935.971

Total 13,883.645 Total

9,551.315

<38> <16>

<39>

E-111

ΔHR298 - 298423𝐶𝑝 𝑚𝑔𝑠𝑜4.7𝐻2𝑜 𝑑𝑡 + 298423𝐶𝑝 𝑚𝑔𝑠𝑜4 𝑑𝑡 + 298423𝐶𝑝 𝐻2𝑜 dt

T op = 150 °C 423.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 125 °C 125 K

NoFraksi

Massa

1 1.000

1.000

T op = 32 °C 305.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 7 °C 7 K

NoFraksi

Massa

1 1.000

1.000

Menghitung Nilai Q loss


= 10%

= kJ/jam

58.392

52.414

52.414

ΔH2 (kJ/Jam)

58.392

58.392

ΔH1 (kJ/Jam)

Qloss 5.978

KomponenMr

(Kg/Kmol)

MgSO4 120 5.651

Total

Senyawa

58.392

5.978

Laju alir

massa

5.651

Komponen Mr (Kg/Kmol)Laju alir

massa


CP (J/mol.K)

MgSO4 1.325

Outlet <2>

58.392 Total

Inlet <1>

NERACA ENERGI MgSO4 STORAGE (F-115)

INPUT OUTPUT

ΔH1 (kJ/Jam) 58.392 ΔH2 (kJ/Jam)

MgSO4 120 5.651

Total 5.651

Total

52.414

T op = 100 °C 373.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 75 °C 75 K

NoFraksi

Massa

1 1.000

1.000

T op = 30 °C 303.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 5 °C 5 K

NoFraksi

Massa

1 1.000

1.000

T op = 30 °C 303.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 5 °C 5 K

E.12 Deaerator (F-311)

H2O 4.197277778

Inlet <1>

KomponenMr

(Kg/Kmol)

Laju alir

massa ΔH1 (kJ/Jam)

H2O 18 1,147.9 361,341.845

Total 1,147.9 361,341.845

Outlet <2>

KomponenMr

(Kg/Kmol)

Laju alir

massa


Senyawa CP (J/mol.K)

ΔH2 (kJ/Jam)

H2O 18 18,836.5 396,597.8

Total 18,836.5 396,597.8

Outlet <3>

<43> <45>

<44>

F-311

NoFraksi

Massa

1 1.000

1.000

In = Out

ΔH1 + Qsupply = ΔH2 + ΔH3 + Qloss

ΔH1 + Qsupply = ΔH2 + ΔH3 + 10% (ΔH1 + Q)Qsupply = (ΔH2+ΔH3 ) + 10% ΔH1 - ΔH1Qsupply = + 36,134 -

Qsupply =

Qsupply = kJ/Jam

Menghitung Kebutuhan udara (Fan) yang masuk (m)

T masuk = 30.0 C K

Tref = 28.0 C K

ΔT = 2.0 C K

Nilai Cp udara

a = 26.7 kJ/mol

b = kJ/mol

c = kJ/mol

Cp = kJ/mol

= m x cp x ΔT= - 27 2.00

m = kg/jam

Menghitung Q loss

Q loss = 10% Panas masuk

= 10%

= kJ/Jam

908,181.653

90,818.165

361,341.8

90% 492,155.8

0.0000011-

26.618

546,839.81

546,839.81

303.15

301.15

2.00

NERACA ENERGI DEAERATOR (F-311)

INPUT OUTPUT

ΔH1 (kJ/Jam) 361,341.845

KomponenMr

(Kg/Kmol)

Laju alir

massa ΔH3 (kJ/Jam)

H2O 18 19,984.3 420,765.7

Total 19,984.3 420,765.7

10,271.87

90% 817,363.5

0.0073652

Qudara

ΔH2 (kJ/Jam) 396,597.760

420,765.727 ΔH3 (kJ/Jam)Qsupply 546,839.808

T op = 30 °C 303.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 5 °C 5 K

NoFraksi

Massa

1 1

1

T op = 220 °C 493.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 195 °C 195 K

Q = m λ

INLET <1> UMPAN AIR MASUK

Q loss 90,818.165

Total 19,984.3 420,765.727

OUTLET <2> SATURATED STEAM KELUAR

KomponenMr

(Kg/Kmol)

Laju alir

massa ΔH1 (kJ/kg)

H2O 18 19,984.3 420,765.727

E.13 BOILER (Q-310)


Senyawa CP (J/mol.K)

H2O 4.454333333 4.199011111

Total 908,181.7 Total 908,181.7

4.211

<46> <47>

<58>

<49>

Q-310

<48>

Tabel F.1 Saturated steam

Menghitung nilai HHV ampas daun

Dalam menentukan lower heating value ( LHV ) menggunakan rumus

(Parel H.Napitupulu:2006)

LHV = HHV - 3240

= HHV - 3240

HHV = 71594 J/mol

Menghitung Kebutuhan bahan bakar (m)

(Cahyo adi basuki, 2011)

m = Q

LHV

Dimana

m = Laju alir bahan bakar ( kg/jam )

Q = Kebutuhan panas boiler ( kg/jam )

LHV = Low Heating Value ( kj/kg )

Q = m x HHV

= x 71.59

= kj/jam

Menghitung kebutuhan panas boiler

(Cahyo adi basuki, 2011)

η =

Q = ( ΔH2 - ΔH1 )

=

= kJ/Jam

Kekurangan kalor disupply dari penggunaan LNG

QLNG = Q - Qdaun

= -

59,093,967

59,093,967

68353.7

65.50%

38,706,548

η

kg/jam

Q1

kJ/kg kJ/jam

19984 1,957.90 39,127,313.90

65.5%

massa λs

10,617.5

760,148

760,148

= kJ/jam

HHV LNG = kJ/kg (Penelitian Yohana, 2014)

Low Heating Value LNG

LHV = - 3240 kj/kg

= - 3240

= kj/kg

Kebutuhan bahan bakar LNG

m =

=

= kg/jam

Menghitung Panas Sensibel Udara

T masuk = 30.0 C K

Tref = 28.0 C K

ΔT = 2.0 C K

Nilai Cp udara

a = 26.7 kJ/mol

b = kJ/mol

c = kJ/mol

Cp = kJ/mol

Qudara = n x cp x ΔT= 2.00

= kJ/Jam

Menghitung panas laten H2O dalam udara

T udara = 30.0 C K

Mencari harga hf dan hg berdasarkan tabel temperatur

hf = kJ/kg

hg = kJ/kg

Q = m x (hg-hf)

(tabel sifat air jenuh(uap-cair) tabel temperatur Termodinamika Teknik 1 page : 114)

58,333,819

303.15

301.15

2.00

0.0073652

0.0000011-

26.618

5,112.051 26.62

272148.4105

303.15

125.8

25,556.3

45,360

48,600

48,600

HHV

45,360

1,286.0

Q

LHV

58,333,819

= x

= kJ/Jam

Menghitung panas sensibel Flue gas

T op = 220 °C 493.2 K

T ref = 25 °C 298.2 K

ΔT = 195 °C 195 K

Data Specific Heat Capacity

Komponen

NoFraksi

Massa

1

2

3

4

5

-

Menghitung Qloss

= Q input - Qoutput

= - kJ/Jam

= kJ/jam

85,006,049.90

48,883,704.023

1,289,508.392

ΔH1 (kJ/Jam)

173,017,068

85,006,049.90

Qloss

Qloss

9,030,344.006

2,896,390.138

-

35,667,461.488

H2O

14 87,937.5

-

20,107.4

10,037.6

O2

N2

P4O10

CO2

Cp (J/g.K)

H2O

0.92

2.08

0.738695751

4.613596004

4,452.5 25,430.5

113,230,187

KomponenMr

(Kg/Kmol)

Laju alir

massa

O2 32 7,187.9

711.28

N2

283.89P4O10

18.02

44.01CO2

INPUT (kJ/Jam) OUTPUT (kJ/Jam)

Panas air umpan

Total 125,270.47 48,883,704.023

Total 173,017,067.816 Total 173,017,067.816

Panas Bahan

Panas sensibel

59,093,967

272148.4105

Panas sensibel flue

88,011,017.92

NERACA ENERGI BOILER (Q-310)

Panas laten H2O 113,230,187.008

Q loss

420,765.727 Panas steam keluar 39,127,313.90

F.1 Steam Distillation Tank A (D-110 A)

Fungsi : Untuk mendistilasi daun kayu putih

Type : Tangki dengan tutup atas dan bawah

berbentuk standard dished

Material : Plate Aisi 1040

Rate massa masuk : 15362,994 Kg/jam

33860,038 lb/jam

Waktu tinggal : 4 jam

Jumlah tangki : 1 buah

Ls : 2 x diameter tangki

T operasi : 373,15 K

xi xi/pi

% massa (Kg/mᵌ)0,34653 750 0,0005

0,65347 997 0,0007

1 1747 0,0011

A. Menghitung Dimensi tangki

ρ Campuran liquid = 1/(xi ρi)894,873 Kg/mᵌ55,867 lb/ftᵌ

Flow rate =

= 33860,038 lb/jam

55,867 lb/ftᵌ= 606,0837 ftᵌ/jam

Volume liquid = Flow rate x waktu tinggal

= 606,08375 x 4 jam

= 2424,335 ftᵌ

V.total tangki =

= 2424,335 ftᵌ80%

= 3030,4187 ftᵌ

Menghitung diameter tangki

V.total tangki = Vol tutup atas + Vol silinder + Vol tutup bawah

Total 15362,9938

Volume liquid

80%

17,1678

LAMPIRAN F

SPESIFIKASI REAKTOR

KomponenLaju alir ρ

(Kg/mᵌ)Q

Kg/jam (mᵌ/jam)Daun 5323,7623 7,0983

H2O 10039,2315 10,0694

Rate massa masukdensitas

3030,42 ftᵌ = ( 0.0847 diᵌ ) + ( 3.14/4 di² Ls ) + ( 0.0847 di³ )3030,42 ftᵌ = ( 0.0847 diᵌ ) + ( 3.14/4 di² x 2 di ) + ( 0.0847 di³ )3030,42 ftᵌ = 1,7394 di³

14,47108 ft = 1,2026 di

di = 12,0328 ft

= 144,3939 in

Menghitung tinggi tangki liquid (Llt)

= volume liquid total - vol tutup bawah

= 2424,335 ftᵌ 0,0847 di³

= 2424,335 ftᵌ 0.085 x 12,033

= 2276,7689 ftᵌ

=

2276,769 ftᵌ = 3,14 12,0328 Lls

4

2276,769 ftᵌ = 113,6593 ft x Lls

Lls = 20,0315 ft

asumsi di = do = 144,3939 in dipilih OD 156

rc = 102 in

icr = 9 3/8 in

sehingga ; BC = rc - icr

= 92 5/8 in

AB = 1/2 di - icr

= 1/2 144,394 9 3/8

= 62,822 in

b = 33,935 in 102 8579

= 2,828 ft 3947

Llt = Lls + b

= 22,859 ft

= 6,9676 m

Menghitung tebal dan tinggi silinder

P desain = ( P operasi + P Hidrostastis ) x 1.05

= 22,044 + (ρ . g . h ) x 1.05

P hidro = ρ . g . Llt

V.liquid dalam silinder


3

π4 di2 × Lls2X X

2

𝑏 = 𝑟𝑐 − 𝐵𝐶2 −𝐴𝐵)2 ⬚

psia

( x ) -

= 55,867 lb/ft³ x 32,174 ft/s x 23 ft

= 41089,037 lb/ft.s

= lb/ft.s x 14.7 Psia

0,68948 x 10⁵= 8,7601 psia

P desain` = 32,3443 psia

= 2,2009 atm

bahan kontruksi yakni Plate Stell SA 240 - Grade A type 410

dari brownell App D hal 342

Dimana :

ts = tebal silinder

Pi = P desain (Psia)

E = efisiensi sambungan = 0,8 DWBJ

di = diameter dalam tangki (in)

F = allowable stress (Psia) = 16250

C = Faktor korosif = 1/8

ts = 32,3 144,4 1

2 16250 0,8 0,6 32,3 8

= 0,305 in

= 0,305 16

16

= 4,876 in 5 in

16 16

0,3125

OD = di + 2 ts

= 144,394 2 5

16

= 145,019 in

= 156 in

Di standard = OD standard - 2 ts standard

= 155,375 in

= 12,9479 ft

Ls(tinggi silinder) = 2 Di standart

= 2 12,9479 ft

= 25,8958 ft

= 310,75 in

41089,03651

ts standard

OD Standard

ts = Pi X di2 F X E − 0.6 Pi + C

xx ( x ) - ( x

+

x

+ ( x )

x

= 7,8931 meter

Menghitung tebal tutup berbentuk standart dished (th)

Rumus ;

th = 0,885 32,344 102 + 1

16250 0,8 0,1 32,344 8

= 0,3496498 in 16

16

= 5,5943962 in 7

16 16

= 7 in

16 0,4375 inch

Menghitung tinggi tutup berbentuk standart dished (h)

Rumus ;

BC = rc - icr

= 102 9,375

= 92,625 in

AB = icr

= 155,375 9,375

2

= 68,313 in

h = 102 92,625 68,313

= 39,448 in

sf = 6 berdasarkan tebal tutup 7/16 in

tinggi tutup = th + h + sf

= 45,885 in

*karena tinggi tutup atas = tutup bawah maka tinggi tutup bawah =45,9 in

B. Perancangan Nozzle

a. Nozzle pada tutup atas standart dishead tidak diperlukan

-Nozzle untuk memasukan feed

b.Nozzle pada silinder reaktor

-Nozzle untuk memasukan steam

Nozzle untuk pemasukan dan pengeluaran steam

= 9982,0543 Kg/jamrate masuk

Di standard

2

th=(0.885×Pi×rc)/((F×E)−(0.1×Pi))+C( x ) - ( x )

x

h = 𝑅𝐶 − ( 𝐵𝐶 )2− (𝐴𝐵 )2

- [ ( )²-( )² ] ⁰'⁵

= 22006,778 lbm/jam

= 0,028 lb/ft³ Steam table

= 787080,75 ft³/jam

= 218,634 ft³/s

Untuk Nre > 2100 maka Di optimal

= Kusnarjo 2010, hal 32

= 3,9 218,634 0,028

= 14,248 in

Diameter nozzle = 14,248

Digunakan Pipa standart 8 in IPS sch 40 Appendix A.5 geankoplis ed 4

ID : in

ft

OD : in

ft

C. Perancangan dimensi bolting dan flange

Bagian tutup reaktor dengan bagian shell dihubungkan secara flange dan bolting untuk

mempermudah perbaikan dan perawatan reaktor

Desain tekanan = 22,044 psia

Gasket

Berdasarkan brownell and young fig 12.22 diperoleh

Bahan konstruksi = Abestos filled

Gasket faktor (m) = 2,750

Min design seating = 8000 psia

stress (y)

Bolting

Berdasarkan brownell and young fig 12.2A Appendiks D-4

Bahan konstruksi = High alloy Steel SA 193 Grade B&C type 347

Tensil strenght min = 75000 psia

Allowable stress (f) = 13684

Flange

Berdasarkan brownell and young Appendiks D-4

Bahan konstruksi = High alloy Steel SA 240 Grade M type 316


Tipe flange = Ring flange loose type


a. Perhitungan gasket = do

di

ρ steamrate volumetrik

7,981

0,665

8,625

0,719

3.9 Q0.45 × ρ0.13X X

0.13

= Y − P ×mY − P (m+ 1)

dimana : do = diameter luar gasket (in)

di = diameter dalam gasket (in)

P = tekanan desain 22,0 psia

m = faktor gasket 2,750

do

di

= 1,001

Diameter luar shell = 156 in

Ditetapkan :

D. dalam gasket = 156 in

D. luar gasket = 156 in x 1.002 in 156,16 in

(N) lebar gasket min = do - di = 156 155

2

= 0,3905 in

diambil gasket min = 1/3 in

Diameter rata rata gasket

(G) = di + N

= 156,000 + 0,3905

= 156,391 in

Perhitungan dan jumlah ukuran baut ( Bolting )

Perhitungan beban baut

Lebar seting gasket bawah ( bo ) = N

2

= 0,3905

2

= 0,1952

Berdasarkan Brownell and young, 1979 pers 12.88 diperoleh :

Beban gasket supaya tidak bocor Hy= π . b . G . Y

Hy = Wm2 = 8E+05 lb


Beban baut supaya tidak bocor Hp = 2. π . b . G . m . P

Hp = 11625 lb

Beban karena tekanan dalam ( H ) = π/4 . G² . P

= 423234 lb

Seingga

H + Hp

2

total berat beban kondisi operasi (Wm1) =

= 9000 − 14.7 × 2.7509000 − 14.7 (2.750 + 1)

= 434859 lb

Karena Wm1 < Wm2 maka yang mengontrol adalah Wm2

Perhitungan luas minimum bolting area

Aml = WM2

fb

=

= 56,054 in²

Perhitungan bolting minimum in²

Berdasarkan Brownell and young, 1979 tabel 10-4, diperoleh :

Bolt size = 1,000 in

root area = 0,551 in²

Jumlah bolting = Aml

Root area

= 56,054 = 101,73

0,551

Sehingga jumlah bolt sesungguhnya (kelipatan 4)N = 4

Berdasarkan Brownell and young, 1979 diperoleh :

Bolt spacing (Bs) = 3 in

Min radial distance R = 1 1/8

Edge distance ( E ) = 1,060

D.Bolting circle = Di shell + 2 (13.5 ts +R)

= 155,375 2,000 13,5 1/3

= 166,063 in

Diameter luar flange = C + 2 E

(OD) = 166,063 2,000 1,060

= 168,183 in

Chek lebar gasket (Ab aktual) = Jumlah bolt x root area

= 4,000 0,551

= 2,204 in²

Lebar gasket min = Ab aktual f

(L) 2.π.y.G

= 2,204

= 0,003

767045,358

13684

13684,000

8839191,060

1 1/8+ ( x ) + )

+ ( x )

x

x

= 0,003

N (lebar gasket min) = 0,390

Karena L < N maka perhitungan bolting memenuhi

Perhitungan momen

W = Am + Ab Fa

2,000

W = 56,054 2,204 13684

= lb

Jarak radial dari bagian gasket yang bereaksi terhadap bolt circle :

hG = C G

= 166,063 156,391

= 4,836

Dalam kondisi operasi W in = Wm2

= W in = Wm2 = lb

Hidraftic and force pada daerah dalam flange (HD) B = do shell

HD = 0,8 B² P

= 402347,09 lb

Jarak radial bolt circle pada aksi (hD) = C - B

2

= 5,031 in

Moment ( MD ) = HD x hd

= 402347,088 4,836

= 1945750,5 lb.in

Perbedaan antara bebat baut flange dengan gaya hidrostatik (HG)

HG = W-H

=

= 24631,793 lb

Kesimpulan perancangan

Momen (Mg) = Hg hg

= 24631,793 x 4,836

= 119119,35 lb.in

2,000

Momen flange (Ma) 767045,3575

398602,447 423234,240

2,000

L

2,000

398602,447

x

+ x

+

+

x x

x

-

x

1. Gasket HT = H - HD

= 20887,152 in

hT = hD + hG

2,000

= 4,934

2. Moment (mT) = HT x hT

= 20887,152 4,934

= 103049,38 lb.in

Moment total (Mo) = Ma + MG + MT

= 767045,358 103049

= 989214,09 lb.in

Perhitungan tebal flange

t = 1,438

k = A/B

Keterangan : t = tebal flange

f = stress yang diijinkanuntuk bahan flange

A = OD flange 168,183 in

B = OD shell 156,000

k = 1,078

Y = 12

M = 989214,09

t = 1,438

Bahan kontruksi = Abestos filled

Gasket faktor = 2,750

Min design seating = 8000

lebar gasket = 0,390

Bolting

Bahan kontruksi = High alloy Steel SA 193 Grade B&C type 347


Ukuran baut = 1 in

Jumlah baut = 4

Bolt spacing (Bs) = 3,000



119119,353

x

+ +

= 6 ×𝑀 𝑚𝑎𝑥f × 𝐵

Flange


Tensil strenght min = 75000 psi



Tebal flange = 1,438

E. Sistem penyangga reaktor

Dari perancangan silinder reaktor diperoleh data sebagai berikut

Kapasitas : 15362,994 Kg/jam



Dimensi tangki :

Diameter luar = 156 in 13,000 ft

Diameter dalam = 155,375 in 12,948 ft

Tebal silinder (ts) = 5/16 in 0,026 ft

Tinggi silinder (Ls) = 310,75 in 25,896 ft

Tebal tutup (th) = 7/16 in 0,036 ftTinggi tutupatas = 45,885 in

Tinggi tutupbawah = 45,885 in

Tinggi total tangki = 402,520 in

= 10,224 m

Tinggi liquid = Tinggi liquid (Llt) = 6,968 m

Material = Stell SA 240 - Grade A type 410

Jumlah = 1 buah

= 1/8

= 16250

a. Menentukan berat tangi kosong

bahan kontruksi yang dipakai untuk membuat reaktor termasuk stell, densitasnya

dapat dilihat pada tabel 2-118 (perry 2 th, 1997)

= 490,1 lb/ft³

Ws = π DO Di H ρ4

Ws = 3,14 13,000 12,948 402,5 490

4

Ws = 209287,59 lb

= 94930,757 Kg

b. menentukan berat tutup atas dan bawah reaktor

Tutup atas dan bawah berbentuk standart dishead head

V tutup dalam atas = 0,0847 Di³

Densitas

Faktor korosi ( C )

Allowable stress , f

x( ² - ² ) x x

x( ²- ²)x x )

x

= 0,106 ft³

V tutup atas luar = 0,0847 (Di + tha )³

= 203,13 ft³

V dinding tutup atas = V tutup atas luar - V tutup dalam atas

= 203,026 ft³

W tutup atas = V dinding tutup ρ stell

= 99503,019 lb

= 45133,574 Kg

c. menghitung berat perlengkapan lainnya

Berat perlengkapan lainnya meliputi Nozzle, flange, baut, dan lainnya

menurut brownell and young 1959, hal 157 diperoleh ;

Wa = 18% Ws

= 18% 209288

= 37671,766 lb

= 17087,536 Kg

W total = Wa + Ws = lb

d. Perancangan leg support ( penyangga )

Beban tiap kali kompresi brownell and young persamaan 10.76 hal 197

P = Σw

n

Dimana : P = Gaya yang bekerja pada 1 leg

PW = total beban permukaan karena angin

H = tinggi reaktor dari base plate

L = jarak antara vessel dengan base plate

Dbc = diameter bold circle

n = jumlah penyangga

Σw = berat total reaktor

Reaktor dirancang didalam ruangan sehingga tidak dipengaruhi oleh tekanan

angin. Sehingga beban angin tidak di kontrol Pw = 0

Untuk penahan dipilih jenis I - beam yang berjumlah 4 buah.

P = Σw

n

= 246959,35

4

= 61739,839 lb

Untuk mendapatkan ukuran I-beam didasarkan pada ukuran standart pada

Appendix G , brownell and young hal 355 yakni :

Trial ukuran I-Beam ukuran 4 x 2 5/8 dengan pemasangan memakai beban

eksentrik terhadap sumbu, didapatkan :

246959,3542

4 x pw x (H-1)

n x Dbc

x

x

x

x

Nominal size = 8 in

Berat = 20 lb

Area section(Ay) = 5,83 in²

Depth of bean (h) = 7 in

Width of flange (b) = 3,86 in

Axis r = 2,68 in

I-1-1 = 41,9 in⁴

Menghitung tinggi reaktor total (H+L)

Jarak antara base plate dengan badan silinder (L) dipilih 5 ft

Tinggi reaktor = 33,543 ft

Tinggi total (H+L) = 38,543 ft

Menghitung panjang leg (l)

l = 0.5 H + 2.5 ft

= 21,772 ft 261,26 in

Menentukan bearing capacity (fc)

l = 261,26018

r 2,68

= 97,4851

Karena l/r antara 0 - 60 maka fc 15000 psi (B&Y, 1959)

= fc - fc konsentris

=

= 15000 61739,8 1 1/8 0,5

0,5 1,93

= 10655,998 psi

F. Perancangan base plate

pada halaman 163 Hesse, 145 base plate dibuat dengan toleransi panjang 5%

dan toleransi lebar 20%

Material base = Beton

Ketahanan bearing

Base plate ( fbp ) = 600 lb/in²

Kedalaman beam (h) = 7 in

Lebar flange (b) = 3,86 in

- menghitung luas penampang base plate (A bp )

= P

fbp

41,9

A bp

3,86

Fc aman

fc - 𝑃 (𝑎+0.5 𝑏)𝑙1−10.5 𝑏-

= 61739,839 lb

600 lb/in²

= 102,900 in²

Sehingga diperoleh :

Abp : Luas base plate (in²) = 102,9

p : panjang base plate ( in ) = 2n + 0.95 h

l : lebar base plate ( in ) = 2m +0.8 b

asumsi m = n

Abp = p x l

102,9 = 2m +0.8 b 2m + 0.95 h

102,9 = 2m 3,088 2m 6,65

102,9 = 4 m² 19,476 20,54

0 = 4 m² 19,476 -82,4

dengan menggunakan rumus abc

m = -7,584056 atau 2,7151

m = 2,7151

diperoleh p baru = 12,0801 = 4,5 in

l baru = 8,5181 = 1 in

maka, A bp(baru) = p baru x l baru

= 4,5

Menghitung nilai m dan n baru

n = 1,25

m = -0,5

diambil harga m atau n terbesar yakni = 1,25

Menghitung stress yang harus ditahan oleh bearing (fc')

fc ' = P

Ab p (baru)

= 13719,964 lb/in²

Karena nilai fc > fc' maka dimensi base plate telah memenuhi

Menghitung tebal base plate

Berdasarkan Hasse 1945, hal 163 diperoleh

(p baru - 2 ) / 2

(l baru -2 ) / 2

( ) ( ( + ) ( + )

( + m + )( + m + ( ))

m = −b ± b2 − 4ac2 a

T base plate =

= 1 4/5 in

Menghitung dimensi baut dari base plate

gaya yang bekerja pada tiap leg = 246959 lb

jumlah baut pada setiap leg = 4 buah

P baut = P

n baut

= 246959,35

4

= 61739,839 lb

Bahan baut : Hig alloy steel SA-193 grade B&Y type 321

Max allowable stress (f) = 150000 lb/in²

A baut = P baut

f baut

= 61739,839

15000

= 4,1160

A baut = 1/4 x π x d baut²

4,12 = 0,785 d baut²

5,24 = d baut²

2,29 = d baut

d baut = 2 2/7

Standarisasi diameter baut dari Brownell & Young, tabel 10.4 hal 188

diperoleh ukuran baut 1 in

dengan dimensi baut sebagai berikut :

- Ukuran baut = 1

- Root area = 0,126

- Bolt spacing min B = 1 1/4

- Edge distage E = 5/8

- Nut dimension = 7/8

- Max Fillet radius = 1/4

Perancangan Lug dan Gusset

Digunakan 2 buah plate horison untuk ( Lug ) dan 2 buah plate vertikal

untuk( Gusset)

- Lebar Lug

A = Lebar lug = ukuran baut + 9 in

= 10 in

0.00015 × 𝑓 × 𝑛 𝑏𝑎𝑟𝑢2

B = Jarak antar Gusset = ukuran baut + 8 in

= 9 in

- Lebar gusset

Lebar kolom = minimal 5 in B & Y halaman190 fig 10.4

L = Lebar gusset = 2 ( Lebar kolom - 0.5 ukuran baut )

= 7 in

lebar lug atas = 0.5 ( L + ukuran baut )

= 4 in

sehingga perbandingan base plate = B = 1,29

L

dari tabel 10.6 brownell didapatkan ϒ = 0,35

e = 0,813

- Tebal lug

Menentukan maksimum bending moment sepanjang sumbu radial, dari

persamaan 10.40 ( brownell and young )

My = P (1+μ)x(Ln( 2 L )) + ( 1-ϒ )

4 π π e

Dimana ;

P = Beban tiap baut 61740 lb

= Posson's ration 0,3 ( baja )

L = Panjang horizontal plate bawah 7

e = 0,813

sehingga nilai My = 61739,839 2,21242 0,65 =

12,56

Tebal Lug ( thp ) =

= 12000 psi Kusnarjo , 2010

= 6 10876,0

= 2,332 in

= 0,0592 m

Sehingga

- Tebal plate vertikal ( Gusset )

Gusset minimal = 3 thp

8

= 0,874

- Tinggi guset ( Hg ) = Ag + Ukuran baut

= 11

10875,99

F allowable baut

12000

𝜇× +

6 ×𝑀𝑦𝐹 𝑎𝑙𝑙𝑜𝑤𝑎𝑏𝑙𝑒

- Tinggi lug = Hg + 2 thp

= 15,6639 in

0,3979 m

Kode = D-110 A

Fungsi = Untuk mendistilasi daun kayu putih

Bentuk = Tangki dengan tutup atas dan bawah


Bahan = Plate Aisi 1040

Volume tangki = 923,67 m

Tebal silinder = 0,01 m

Tinggi liquid = 6,97

ID = 3,95 m

OD = 3,96 m

Tinggi silinder = 7,89 m

Tebal tutup atas (th) = 0,01 m

Tinggi tutup atas = 1,17 m

Tinggi tutup bawah = 1,17 m

Diameter nozzle = 0,22 m

Flange = 0,04 m

Tebal lug = 0,06 m

Tinggi lug = 0,40 m

Tabel. Spesifikasi Steam Distillation Tank A

F.2 Steam Distillation Tank A (D-110 B)

Fungsi : Untuk mendistilasi daun kayu putih



Material : Plate Aisi 1040

Rate massa masuk : 15362,994 Kg/jam

33860,038 lb/jam




T operasi : 373,15 K

xi xi/pi

% massa (Kg/mᵌ)0,34653 750 0,0005

0,65347 997 0,0007

1 1747 0,0011



Flow rate =

= 33860,038 lb/jam

55,867 lb/ftᵌ= 606,0837 ftᵌ/jam


= 606,08375 x 4 jam

= 2424,335 ftᵌ

V.total tangki =

= 2424,335 ftᵌ80%

= 3030,4187 ftᵌ


V.total tangki = Vol tutup atas + Vol silinder + Vol tutup bawah


KomponenLaju alir ρ

(Kg/mᵌ)Q

Kg/jam (mᵌ/jam)Daun 5323,7623 7,0983

H2O 10039,2315 10,0694

Total 15362,9938

Volume liquid

80%

17,1678


14,47108 ft = 1,2026 di

di = 12,0328 ft

= 144,3939 in

Menghitung tinggi tangki liquid (Llt)

= volume liquid total - vol tutup bawah

= 2424,335 ftᵌ 0,0847 di³

= 2424,335 ftᵌ 0.085 x 12,033

= 2276,7689 ftᵌ

=

2276,769 ftᵌ = 3,14 12,0328 Lls

4

2276,769 ftᵌ = 113,6593 ft x Lls

Lls = 20,0315 ft


rc = 102 in

icr = 9 3/8 in

sehingga ; BC = rc - icr

= 92 5/8 in

AB = 1/2 di - icr

= 1/2 144,394 9 3/8

= 62,822 in

b = 33,935 in 102 8579

= 2,828 ft 3947

Llt = Lls + b

= 22,859 ft

= 6,9676 m



= 22,044 + (ρ . g . h ) x 1.05

P hidro = ρ . g . Llt= 55,867 lb/ft³ x 32,174 ft/s x 23 ft

= 41089,037 lb/ft.s



3

π4 di2 × Lls2X X

2

𝑏 = 𝑟𝑐 − 𝐵𝐶2 −𝐴𝐵)2 ⬚

psia

( x ) -


0,68948 x 10⁵= 8,7601 psia


= 2,2009 atm



Dimana :

ts = tebal silinder


E = efisiensi sambungan = 0,8 DWBJ


F = allowable stress (Psia) = 16250

C = Faktor korosif = 1/8

ts = 32,3 144,4 1

2 16250 0,8 0,6 32,3 8

= 0,305 in

= 0,305 16

16

= 4,876 in 5 in

16 16

0,3125

OD = di + 2 ts

= 144,394 2 5

16

= 145,019 in

= 156 in


= 155,375 in

= 12,9479 ft

Ls(tinggi silinder) = 2 Di standart

= 2 12,9479 ft

= 25,8958 ft

= 310,75 in

= 7,8931 meter

41089,03651

ts standard

OD Standard

ts = Pi X di2 F X E − 0.6 Pi+ C

xx ( x ) - ( x

+

x

+ ( x )

x


Rumus ;

th = 0,885 32,344 102 + 1

16250 0,8 0,1 32,344 8

= 0,3496498 in 16

16

= 5,5943962 in 7

16 16

= 7 in

16 0,4375 inch


Rumus ;

BC = rc - icr

= 102 9,375

= 92,625 in

AB = icr

= 155,375 9,375

2

= 68,313 in

h = 102 92,625 68,313

= 39,448 in

sf = 6 berdasarkan tebal tutup 7/16 in


= 45,885 in

*karena tinggi tutup atas = tutup bawah maka tinggi tutup bawah =45,9 in


a. Nozzle pada tutup atas standart dishead tidak diperlukan

-Nozzle untuk memasukan feed

b.Nozzle pada silinder reaktor

-Nozzle untuk memasukan steam

Nozzle untuk pemasukan dan pengeluaran steam

= 9982,0543 Kg/jam

= 22006,778 lbm/jam

= 0,028 lb/ft³ Steam table

rate masuk

Di standard

2

ρ steam

th=(0.885×Pi×rc)/((F×E)−(0.1×Pi))+C( x ) - ( x )

x

h = 𝑅𝐶 − ( 𝐵𝐶 )2− (𝐴𝐵 )2

- [ ( )²-( )² ] ⁰'⁵

= 787080,75 ft³/jam

= 218,634 ft³/s

Untuk Nre > 2100 maka Di optimal


= 3,9 218,634 0,028

= 14,248 in


Digunakan Pipa standart 8 in IPS sch 40 Appendix A.5 geankoplis ed 4

ID : in

ft

OD : in

ft

C. Perancangan dimensi bolting dan flange

Bagian tutup reaktor dengan bagian shell dihubungkan secara flange dan bolting untuk

mempermudah perbaikan dan perawatan reaktor

Desain tekanan = 22,044 psia

Gasket

Berdasarkan brownell and young fig 12.22 diperoleh

Bahan konstruksi = Abestos filled

Gasket faktor (m) = 2,750

Min design seating = 8000 psia

stress (y)

Bolting

Berdasarkan brownell and young fig 12.2A Appendiks D-4

Bahan konstruksi = High alloy Steel SA 193 Grade B&C type 347



Flange

Berdasarkan brownell and young Appendiks D-4





a. Perhitungan gasket = do

di

dimana : do = diameter luar gasket (in)

di = diameter dalam gasket (in)

rate volumetrik

7,981

0,665

8,625

0,719

3.9 Q0.45 × ρ0.13X X

0.13

= Y − P ×mY − P (m+ 1)

P = tekanan desain 22,0 psia

m = faktor gasket 2,750

do

di

= 1,001

Diameter luar shell = 156 in

Ditetapkan :

D. dalam gasket = 156 in

D. luar gasket = 156 in x 1.002 in 156,16 in

(N) lebar gasket min = do - di = 156 155

2

= 0,3905 in

diambil gasket min = 1/3 in

Diameter rata rata gasket

(G) = di + N

= 156,000 + 0,3905

= 156,391 in

Perhitungan dan jumlah ukuran baut ( Bolting )

Perhitungan beban baut

Lebar seting gasket bawah ( bo ) = N

2

= 0,3905

2

= 0,1952


Beban gasket supaya tidak bocor Hy= π . b . G . Y

Hy = Wm2 = 8E+05 lb


Beban baut supaya tidak bocor Hp = 2. π . b . G . m . P

Hp = 11625 lb

Beban karena tekanan dalam ( H ) = π/4 . G² . P

= 423234 lb

Seingga

H + Hp

= 434859 lb

Karena Wm1 < Wm2 maka yang mengontrol adalah Wm2

2

total berat beban kondisi operasi (Wm1) =

= 9000 − 14.7 × 2.7509000 − 14.7 (2.750 + 1)

Perhitungan luas minimum bolting area

Aml = WM2

fb

=

= 56,054 in²

Perhitungan bolting minimum in²

Berdasarkan Brownell and young, 1979 tabel 10-4, diperoleh :

Bolt size = 1,000 in

root area = 0,551 in²

Jumlah bolting = Aml

Root area

= 56,054 = 101,73

0,551

Sehingga jumlah bolt sesungguhnya (kelipatan 4)N = 4

Berdasarkan Brownell and young, 1979 diperoleh :

Bolt spacing (Bs) = 3 in



D.Bolting circle = Di shell + 2 (13.5 ts +R)

= 155,375 2,000 13,5 1/3

= 166,063 in

Diameter luar flange = C + 2 E

(OD) = 166,063 2,000 1,060

= 168,183 in

Chek lebar gasket (Ab aktual) = Jumlah bolt x root area

= 4,000 0,551

= 2,204 in²

Lebar gasket min = Ab aktual f

(L) 2.π.y.G

= 2,204

= 0,003

= 0,003

1 1/8

767045,358

13684

13684,000

8839191,060

L

+ ( x ) + )

+ ( x )

x

x

N (lebar gasket min) = 0,390

Karena L < N maka perhitungan bolting memenuhi

Perhitungan momen

W = Am + Ab Fa

2,000

W = 56,054 2,204 13684

= lb

Jarak radial dari bagian gasket yang bereaksi terhadap bolt circle :

hG = C G

= 166,063 156,391

= 4,836

Dalam kondisi operasi W in = Wm2

= W in = Wm2 = lb

Hidraftic and force pada daerah dalam flange (HD) B = do shell

HD = 0,8 B² P

= 402347,09 lb

Jarak radial bolt circle pada aksi (hD) = C - B

2

= 5,031 in

Moment ( MD ) = HD x hd

= 402347,088 4,836

= 1945750,5 lb.in

Perbedaan antara bebat baut flange dengan gaya hidrostatik (HG)

HG = W-H

=

= 24631,793 lb

Kesimpulan perancangan

Momen (Mg) = Hg hg

= 24631,793 x 4,836

= 119119,35 lb.in

1. Gasket HT = H - HD

= 20887,152 in

2,000

2,000

398602,447

2,000

Momen flange (Ma) 767045,3575

398602,447 423234,240

x

+ x

+

+

x x

x

-

x

hT = hD + hG

2,000

= 4,934

2. Moment (mT) = HT x hT

= 20887,152 4,934

= 103049,38 lb.in

Moment total (Mo) = Ma + MG + MT

= 767045,358 103049

= 989214,09 lb.in

Perhitungan tebal flange

t = 1,438

k = A/B

Keterangan : t = tebal flange

f = stress yang diijinkanuntuk bahan flange

A = OD flange 168,183 in

B = OD shell 156,000

k = 1,078

Y = 12

M = 989214,09

t = 1,438

Bahan kontruksi = Abestos filled

Gasket faktor = 2,750

Min design seating = 8000

lebar gasket = 0,390

Bolting

Bahan kontruksi = High alloy Steel SA 193 Grade B&C type 347


Ukuran baut = 1 in

Jumlah baut = 4

Bolt spacing (Bs) = 3,000



Flange


Tensil strenght min = 75000 psi

119119,353

x

+ +

= 6 ×𝑀𝑚𝑎𝑥f × 𝐵



Tebal flange = 1,438

E. Sistem penyangga reaktor

Dari perancangan silinder reaktor diperoleh data sebagai berikut

Kapasitas : 15362,994 Kg/jam



Dimensi tangki :

Diameter luar = 156 in 13,000 ft

Diameter dalam = 155,375 in 12,948 ft

Tebal silinder (ts) = 5/16 in 0,026 ft

Tinggi silinder (Ls) = 310,75 in 25,896 ft

Tebal tutup (th) = 7/16 in 0,036 ftTinggi tutupatas = 45,885 in

Tinggi tutupbawah = 45,885 in

Tinggi total tangki = 402,520 in

= 10,224 m

Tinggi liquid = Tinggi liquid (Llt) = 6,968 m

Material = Stell SA 240 - Grade A type 410

Jumlah = 1 buah

= 1/8

= 16250

a. Menentukan berat tangi kosong

bahan kontruksi yang dipakai untuk membuat reaktor termasuk stell, densitasnya

dapat dilihat pada tabel 2-118 (perry 2 th, 1997)

= 490,1 lb/ft³

Ws = π DO Di H ρ4

Ws = 3,14 13,000 12,948 402,5 490

4

Ws = 209287,59 lb

= 94930,757 Kg

b. menentukan berat tutup atas dan bawah reaktor

Tutup atas dan bawah berbentuk standart dishead head

V tutup dalam atas = 0,0847 Di³

= 0,106 ft³

V tutup atas luar = 0,0847 (Di + tha )³

= 203,13 ft³

Faktor korosi ( C )

Allowable stress , f

Densitas

x( ² - ² ) x x

x( ²- ²)x x )

x

x

V dinding tutup atas = V tutup atas luar - V tutup dalam atas

= 203,026 ft³

W tutup atas = V dinding tutup ρ stell

= 99503,019 lb

= 45133,574 Kg

c. menghitung berat perlengkapan lainnya

Berat perlengkapan lainnya meliputi Nozzle, flange, baut, dan lainnya

menurut brownell and young 1959, hal 157 diperoleh ;

Wa = 18% Ws

= 18% 209288

= 37671,766 lb

= 17087,536 Kg

W total = Wa + Ws = lb

d. Perancangan leg support ( penyangga )

Beban tiap kali kompresi brownell and young persamaan 10.76 hal 197

P = Σw

n

Dimana : P = Gaya yang bekerja pada 1 leg

PW = total beban permukaan karena angin

H = tinggi reaktor dari base plate

L = jarak antara vessel dengan base plate

Dbc = diameter bold circle

n = jumlah penyangga

Σw = berat total reaktor

Reaktor dirancang didalam ruangan sehingga tidak dipengaruhi oleh tekanan

angin. Sehingga beban angin tidak di kontrol Pw = 0

Untuk penahan dipilih jenis I - beam yang berjumlah 4 buah.

P = Σw

n

= 246959,35

4

= 61739,839 lb

Untuk mendapatkan ukuran I-beam didasarkan pada ukuran standart pada

Appendix G , brownell and young hal 355 yakni :

Trial ukuran I-Beam ukuran 4 x 2 5/8 dengan pemasangan memakai beban

eksentrik terhadap sumbu, didapatkan :

Nominal size = 8 in

Berat = 20 lb

Area section(Ay) = 5,83 in²

n x Dbc

246959,3542

4 x pw x (H-1)

x

x

Depth of bean (h) = 7 in

Width of flange (b) = 3,86 in

Axis r = 2,68 in

I-1-1 = 41,9 in⁴

Menghitung tinggi reaktor total (H+L)

Jarak antara base plate dengan badan silinder (L) dipilih 5 ft

Tinggi reaktor = 33,543 ft

Tinggi total (H+L) = 38,543 ft

Menghitung panjang leg (l)

l = 0.5 H + 2.5 ft

= 21,772 ft 261,26 in

Menentukan bearing capacity (fc)

l = 261,26018

r 2,68

= 97,4851

Karena l/r antara 0 - 60 maka fc 15000 psi (B&Y, 1959)

= fc - fc konsentris

=

= 15000 61739,8 1 1/8 0,5

0,5 1,93

= 10655,998 psi

F. Perancangan base plate

pada halaman 163 Hesse, 145 base plate dibuat dengan toleransi panjang 5%

dan toleransi lebar 20%

Material base = Beton

Ketahanan bearing

Base plate ( fbp ) = 600 lb/in²

Kedalaman beam (h) = 7 in

Lebar flange (b) = 3,86 in

- menghitung luas penampang base plate (A bp )

= P

fbp

= 61739,839 lb

600 lb/in²

= 102,900 in²

Fc aman

3,86

41,9

A bp

fc - 𝑃 (𝑎+0.5 𝑏)𝑙1−10.5 𝑏-

Sehingga diperoleh :

Abp : Luas base plate (in²) = 102,9

p : panjang base plate ( in ) = 2n + 0.95 h

l : lebar base plate ( in ) = 2m +0.8 b

asumsi m = n

Abp = p x l

102,9 = 2m +0.8 b 2m + 0.95 h

102,9 = 2m 3,088 2m 6,65

102,9 = 4 m² 19,476 20,54

0 = 4 m² 19,476 -82,4

dengan menggunakan rumus abc

m = -7,584056 atau 2,7151

m = 2,7151

diperoleh p baru = 12,0801 = 4,5 in

l baru = 8,5181 = 1 in

maka, A bp(baru) = p baru x l baru

= 4,5

Menghitung nilai m dan n baru

n = 1,25

m = -0,5

diambil harga m atau n terbesar yakni = 1,25

Menghitung stress yang harus ditahan oleh bearing (fc')

fc ' = P

Ab p (baru)

= 13719,964 lb/in²

Karena nilai fc > fc' maka dimensi base plate telah memenuhi

Menghitung tebal base plate

Berdasarkan Hasse 1945, hal 163 diperoleh

T base plate =

= 1 4/5 in

(p baru - 2 ) / 2

(l baru -2 ) / 2

( ) ( ( + ) ( + )

( + m + )( + m + ( ))

m = −b ± b2 − 4ac2 a

0.00015 × 𝑓 × 𝑛 𝑏𝑎𝑟𝑢2

Menghitung dimensi baut dari base plate

gaya yang bekerja pada tiap leg = 246959 lb

jumlah baut pada setiap leg = 4 buah

P baut = P

n baut

= 246959,35

4

= 61739,839 lb

Bahan baut : Hig alloy steel SA-193 grade B&Y type 321

Max allowable stress (f) = 150000 lb/in²

A baut = P baut

f baut

= 61739,839

15000

= 4,1160

A baut = 1/4 x π x d baut²

4,12 = 0,785 d baut²

5,24 = d baut²

2,29 = d baut

d baut = 2 2/7

Standarisasi diameter baut dari Brownell & Young, tabel 10.4 hal 188

diperoleh ukuran baut 1 in

dengan dimensi baut sebagai berikut :

- Ukuran baut = 1

- Root area = 0,126

- Bolt spacing min B = 1 1/4

- Edge distage E = 5/8

- Nut dimension = 7/8

- Max Fillet radius = 1/4

Perancangan Lug dan Gusset

Digunakan 2 buah plate horison untuk ( Lug ) dan 2 buah plate vertikal

untuk( Gusset)

- Lebar Lug

A = Lebar lug = ukuran baut + 9 in

= 10 in

B = Jarak antar Gusset = ukuran baut + 8 in

= 9 in

- Lebar gusset

Lebar kolom = minimal 5 in B & Y halaman190 fig 10.4

L = Lebar gusset = 2 ( Lebar kolom - 0.5 ukuran baut )

= 7 in

lebar lug atas = 0.5 ( L + ukuran baut )

= 4 in

sehingga perbandingan base plate = B = 1,29

L

dari tabel 10.6 brownell didapatkan ϒ = 0,35

e = 0,813

- Tebal lug

Menentukan maksimum bending moment sepanjang sumbu radial, dari

persamaan 10.40 ( brownell and young )

My = P (1+μ)x(Ln( 2 L )) + ( 1-ϒ )

4 π π e

Dimana ;

P = Beban tiap baut 61740 lb

= Posson's ration 0,3 ( baja )

L = Panjang horizontal plate bawah 7

e = 0,813

sehingga nilai My = 61739,839 2,21242 0,65 =

12,56

Tebal Lug ( thp ) =

= 12000 psi Kusnarjo , 2010

= 6 10876,0

= 2,332 in

= 0,0592 m

Sehingga

- Tebal plate vertikal ( Gusset )

Gusset minimal = 3 thp

8

= 0,874

- Tinggi guset ( Hg ) = Ag + Ukuran baut

= 11

- Tinggi lug = Hg + 2 thp

= 15,6639 in

0,3979 m

10875,99

F allowable baut

12000

𝜇× +

6 ×𝑀𝑦𝐹 𝑎𝑙𝑙𝑜𝑤𝑎𝑏𝑙𝑒

Kode = D-110 A

Fungsi = Untuk mendistilasi daun kayu putih

Bentuk = Tangki dengan tutup atas dan bawah


Bahan = Plate Aisi 1040

Volume tangki = 923,67 m

Tebal silinder = 0,01 m

Tinggi liquid = 6,97

ID = 3,95 m

OD = 3,96 m

Tinggi silinder = 7,89 m

Tebal tutup atas (th) = 0,01 m

Tinggi tutup atas = 1,17 m

Tinggi tutup bawah = 1,17 m

Diameter nozzle = 0,22 m

Flange = 0,04 m

Tebal lug = 0,06 m

Tinggi lug = 0,40 m

Tabel. Spesifikasi Steam Distillation Tank A

G.1 Decanter (H-112)

Nama Alat : Decanter

Kode Alat : H-112

Fungsi : Memisahkan Crude Esential Oil dengan Air

Bahan : ASTM A 36

Jumlah : 1 Unit

Komponen

Fase

Minyak

Laju

Alir

(kg/jam)

% BeratDensitas

(kg/m3)

H2O 9,4297 23 983,24

Essential

Oil31,569 77 930

Total 40,999 100 1913,2

Komponen

Fase Air

Laju

Alir

(kg/jam)

% BeratDensitas

(kg/m3)

H2O 18810 100 983,24

Total 18810 100 983,24

Mencari settling velocity dari fase yang akan dipisahkan

Asumsi diameter droplet (dd ) = 150 μmg = 9,81 m/s2

Ud = 2,25E-08 9,81 930

Ud = 0,01221 m/s

Mencari flow rate volumetrik heavy liquid

Lc =

Lc = 18810,33 x 1

983,24 3600

Lc = 19,1310 x 3E-04

Lc = 0,0053 m3/s

0,9338

Viskositas

(cp)

0,4688

0,4688

LAMPIRAN G

SPESIFIKASI PEMISAHAN DAN PENCAMPURAN

0,016808446

rate mass heavy liquid

densitas heavy liquid

Viskositas

cp

0,4688

0,465

Mencari flow rate volumetrik light liquid

Lc =

Lc = 40,9987 x 1

1913,24 3600

Lc = 0,0214 x 3E-04

Lc = 0,000006 m3/s

Uc = Lc

Ai

Ai = Lc

Uc

= 0,0053

0,012213

= 0,4351 m2

r = 0,4351 ^1/2

πr = 0,4351 ^1/2

3,1429

r = 0,3721 m

d = 0,7442 m

Untuk silinder, diambil tinggi dekanter adalah 2x diameternya :

h = 2 x d

h = 1,4884 m

Dispersion band = 10% dari tinggi

Dispersion band = 0,1488 m

Residence time droplets dalam dispersion band =

Residence time droplets dalam dispersion band =

Residence time droplets dalam dispersion band = 12,2 s

Velocity of oil phase = 40,9987 x 1 x 1

1913,24 3600 0,435

Ud

Dispersion band

rate mass light liquid

densitas light liquid

0,1488

0,0122

Velocity of oil phase = 0,0214 x 3E-04 x 2,3

Velocity of oil phase = 1,37E-05 m/s

dd = 1,03E-04 ^1/2

9123,3

dd = 1,13E-08 ^1/2

dd = 5,65E-09 m

0,005648 μm

Untuk meminimisasi entrainment liquid jet yang masuk,

inlet velocity harus dijaga dibawah 1 m/s

Flow rate = 0,0053 + 0,00001

Flow rate = 0,0053 m3/s

Area of pipe = 0,0053 m3/s

1 m/s

Area of pipe = 0,0053 m2

Pipe diameter = 0,0053 ^1/2

πPipe diameter = 0,0017 ^1/2

Pipe diameter = 0,0411 m

Posisi interface adalah setengah tinggi vessel dan

take off light liquid 90% tinggi vessel

Z1 = 0,9 x h

= 0,9 x 1,488

= 1,3395 m

Z3 = 0,5 x h

= 0,5 x 1,488

= 0,7442 m

Z2 = 1,3395 - 0,744 x 1,73 +

1,91324

0,744

= 0,5375 + 0,744

= 1,2817 m

Perhitungan Nozzle

a. Nozzle pada aliran esential oil

Nozzle untuk penyaluran esential oil dan air ke dalam decanter

= 18851,3 Kg/jam

= 41560,0 lbm/jam

= 119,439 lbm/ft³

=

= 41560 lbm/jam

119,439 lbm/ft³

= 347,959 ft³/jam

= 0,0967 ft³/s

= 0,0006 lb/ft.s

Untuk Nre < 2100 maka Di optimal


= 3,9 0,097

= 0,446 in


Digunakan Pipa standart 1/2 in IPS sch 80 Appendix A.5 geankoplis

ID : in

ft

OD : in

ft

b. Nozzle pada aliran fase air

Nozzle untuk aliran tube

= 18810,3 Kg/jam

= 41470 lbm/jam

= 983,240 lbm/ft³

=

= 41470 lbm/jam

983,240 lbm/ft³

= 42,176 ft³/jam

0,001

rate masuk

ρ Campuran

Rate Volumetrik Rate masuk

μ_campuran

0,546

0,045

0,840

0,070

rate masuk

Densitas

ρ Air


Densitas

3.9 Q0.36 × μ0.18X

0.36 0.18

= 0,0117 ft³/s

= 0,00032 lb/ft.s



= 3,9 0,012

= 0,184 in



ID : in

ft

OD : in

ft

c. Nozzle pada aliran fase oil+air

Nozzle untuk aliran tube

= 41,00 Kg/jam

= 90,387 lbm/jam

= 119,439 lbm/ft³

=

= 90,387 lbm/jam

119,439 lbm/ft³

= 0,757 ft³/jam

= 0,00021 ft³/s

= 0,00063 lb/ft.s



= 3,9 2E-04

= 0,049 in



ID : in

ft

OD : in

ft

0,001

0,0003

ρ oil+air

μ air

0,215

0,018

0,405

0,034

rate masuk

0,405

0,034


Densitas

μ oil+air

0,215

0,018

3.9 Q0.36 × μ0.18X

0.36 0.18

3.9 Q0.36 × μ0.18X

0.36 0.18

X

Nama Alat : Decanter

Kode Alat : F-113

Bahan Kontruksi : ASTM A 36

Jumlah : 1 buah

Diameter : 0,7442 m

Tinggi Total : 1,4884 m

Flowrate : 0,0053 m3/s

Tinggi Interface : 0,7442 m

Take Off Light Liquid : 1,3395 m

Tabel. Spesifikasi Alat Decanter (H-112)

G.2 Mixer Crude Essential Oil (F-113)

: Pencampuran MgSO4 untuk mengikat air Crude Essential Oil

: Reaktor berpengaduk tertutup berbentuk datar

dengan alas berbentuk conical

Sudut : °

: Stainless Steel SA 240

: 1 Unit

Asumsi :

Tekanan = atm

= Psia

Suhu = °C

Waktu Tinggal = jam

Laju alir massa = kg/jam = lb/jam

Maka ρ campuran = kg/m3

= kg/L

= lbm/ft3

= ft3/jam

= ft3

Over Design :

(Peter and Timmerhaus, 1991, hal 37)

Mencari Volume Tangki

Karena bejana termasuk dalam bejana berpengaduk, maka :

= x

= ft3/h

14,7

60

1

Komponen Laju Alir (Kg/jam) ρ (kg/m3)

Fungsi

Tipe

60

Bahan

Jumlah

1

MgSO4 5,6511 2660

Total 46,6498 4573

H2O 9,4297 983,24

Essential Oil 31,5690 930

46,6498 102,844

4573 4,5732

285,5011

Volume Liquid =Feed rate

Densitas Campuran

Volume Liquid 0,3602

Volume Liquid 0,3602

20%

Volume Liquid 0,75 Volume Tangki

Volume Liquid =102,8442 lb/jam

285,5011 lb/ft3

Volume Tangki 0,4803

Volume Tangki =Volume Liquid

0,75

Volume Tangki =0,3602

0,75

F-7

Menghitung Diameter

= +

= +

24 x tan 1/2 α= ID³ + ID³

= ID³

= ft3

= ft

= in

= in (Brownell, hal 89)

= m

= ft

Mencari Tinggi Tutup Bawah

Conical

2 x

2 x

= in = ft

Mencari Tinggi Silinder

= x

= x

= in = ft

Menghitung Tekanan Desain Bejana

P operasi = atm = psia

= P hidrolik + P operasi

= x x +

= x x +

= psia

= -

= -

= psig

P desain diambil 5% lebih besar = x

= x

= psig

Mencari Tebal Tangki

Dari Brownell & Young, didapatkan :

: Stainless Steel SA 240

Grade A

Vt V1 V2

Vt 3.14 x ID³ 3.14xd²x1.5 ID

ID³ 0,3421

ID 0,6994

ID 8,3924

4

0,4803 0,2266 1,1775

0,4803 1,4041

Tutup bawah berbentuk :

hb =ID

tan 𝛼

ID 12

ID 0,3048

ID 1

Ls 1,5 ID

Ls 1,5 12

hb =12

tan 30

hb 10,39 0,866

ρ g/gc Hliquid P operasi

285,5 1 2 14,7

Ls 18 1,5

1 14,7

P total

35,6876

1,05 P desain

1,05 35,6876

37,47

50,3876

P desain P total 14,7

50,3876 14,7

Material yang digunakan

F-8

: psi

:

:

: psig

: in

= in

= in

= 1.5 - 2 in (Brownell, hal 89)

Mencari Tebal Silinder

x

2 x ( x - x )

x

2 x ( x - x )

= in = in = ft

= in (Kusnarjo, hal 20)

Mencari Tebal Tutup Bawah

Tutup bawah : Conical

x

2 x ( x E - x ) cos

x

2 x ( x - x ) cos

= in = in = ft


Perhitungan Pengaduk

Jenis pengaduk = propeller with no baffles

Untuk turbin standar (Geankoplis, 2003), diperoleh:

Da/Dt = ; Da = m

E/Da = 1 ; E = m

L/Da = 1/4 ; L = m

W/Da = 1/5 ; W = m

Dimana : Dt = Diameter tangki

Da = Diameter propeller

E = Tinggi propeller dari dasar tangki

L = Panjang blade pada propeller

W = Lebar blade pada propeller

µlarutan = x ρlarutanρ

Tekanan desain (P desain) 37,47

Diameter tangki (ID) 12

icr 3/4

Tegangan maksimum yang diijinkan (f) 16250

Faktor pengelasan double welded butt joint (E) 0,73

Faktor korosi (C) 0,063

di+ C

f E 0,6 Pi

r 12

Sf

ts =Pi

ts =37,47 12

+ 0,060,73 16250 0,6 37,47

ts 0,081 0,188 0,0156

3/16

thb =Pi di

+ 0,0616250 0,7 0,6 37,472

+ Cf 0,6 Pi 0,5 𝛼

60

thb 0,08146 0,1875 0,016

3/16

thb =37,47 12

1/3 0,102

0,102

0,025

0,02

µ

F-9

= x

= kg/m.s

µ (60°C) = kg/m.s

= kg/m.jam

Kecepatan pengadukan :

N = 5 putaran/detik

Nre = ρ x N x Da²

= x 5 x

=

Np = (Geankoplis, 2003)

x x ρ= x x x ρ

Np = (Geankoplis, 2003)

= x x x

= J/s

= kW

= hp

Efisiensi motor penggerak =

Daya motor penggerak =

= Hp

= kW

= x

= 2 x π x x x

= 2 x π x x x

= ft3

= g/cm3

= lb/ft3

= x

= x

= lbm

= +

= +

= lb

0,009 6253

2660

0,021

0,0088

31,68

6253,2

N³ Da^5

P Np N³ Da^5

µ

6253 0,01

31,68

10,1877

P

P 317664,6

317,6646

425,9882

80%

426

4

P 4 125 0,102

r Ls ts

0,5 1,5 0,016

80%

532,485

397,234

Desain Leg

Volume Tangki Luas selimut tebal selimut

Massa Liquid

36,7459 102,8442

0,0733

Densitas SA 8,03 501,3

Massa TangkiVolume tangki Densitas SA

0,0733 501,31

139,5902

36,7459

Massa Total Massa tangki

F-10

Rasio Volume silinder dan tutup bawah :

Asumsi : Volume = Massa

= lbm

= lbm

= I Beam

= ft

= ft

= buah

= in

= lb/ft

(Kusnarjo, hal 112)

= +

= +

= ft = in

Keterangan :

L : Tinggi ujung tutup bawah ke permukaan tanah, ft

h : tinggi total bejana

Dari Apendiks G Hal 354 Brownell, didapatkan :

: in2

= ft2

: in = ft

: in = ft

: in4

= ft4

: in = ft

: in4

= ft4

: in = ft

Apabila leg dipasang tanpa beban konsentris, maka :

Karena l/r berada dinilai antara 61-200, maka :

Sehingga dari persamaan, didapatkan :

VLs=

1,1775= 5,1962

Vconical 0,2266

Massa conical 7,0718

Massa Tutup Bawah 7,0718

Bentuk penyangga

Tinggi total bejana (h) 2,37

Massa conical =

0,23x 36,7459

1,18

Berat penyangga 7,7

Tinggi leg (l) L h

9,8425 2,3660

Diameter bejana 1

Jumlah penyangga 4

Ukuran penyangga 4

12,21 147,09

9,843

P =ƩW

=146,66

= 36,67

b 4,66 0,39

h 10 0,83

lbn 4

A 7,38 0,05

I2-2 6,9 3E-04

r2-2 0,97 0,08

I1-1 122,1 0,01

r1-1 4,07 0,34

l=

147,09= 151,64

r 0,97

F-11

1 +

x

1 +

x

=

= Fc aman

Dari persamaan (Kusnaryo, 2010) maka akan didapatkan :

= in²

Berdasarkan perhitungan diatas, nilai :

Aperhitungan = Atersedia =

Maka secara teknis peletakan dan ukuran penyangga sudah memadai

= 1 in

Berdasarkan desain Leg tersebut, maka didapatkan dimensi Lug sebagai

berikut.

= + 2 x

= + 2 x

= in

= + 2 x

= + 2 x

= in

= x

= x

= in

= x

= x

= in

fc =18000

l2

18000 r2

fc 7903,46

fc

A =P

Fc aman

fc =18000

21635,74

18000 0,9

0,005 < 7,38

Desain Lug

Dbaut

Ihp hIBeam Dbaut

A =36,67

7903,46

A 0,005

1

bhp 6,66

hg 1,7 Ihp

Ihp 10 1

Ihp 12

bhp bIBeam Dbaut

hg 1,7 12

hg 20

ag 0,5 Ihp

bhp 4,66

ag 0,5 12

ag 6

F-12

Untuk menghitung tebal horizontal plate, terlebih dahulu dihitung

harga M :

3 x ( 1 - )

( x d )2

3 x ( 1 - )

( x )2

=

=

x x x x ( x d )2

x ( 1 - ) x x

x x x x ( x )2

x ( 1 - ) x x

=

Tebal horizontal plate dihitung sesuai dengan persamaan :

6 x

6 x

=

= in

Apabila fondasi terbuat dari beton, maka didapatkan :

Harga bearing capacity :

= psi

= in2

= x

= ( x + 2 n ) ( x + 2 m )

Apabila sementara dianggap harga m = n, maka :

= ( x + 2 m ) ( x + 2 m )

= ( x + 2 m ) ( x + 2 m )

β2 =0,1089

0,5 12 0,035

β2 =μ2

0,5 ts2

tg2

P C 0,5

12 μ2 bhp hg

β20,00261

β 0,05109

M =β3

0,5 12

12 0,109 6,66 20M =

1E-04 0,0352 36,67 1,5

thp2

=6,52E-06

12000

thp2

3,3E-09

M 6,5E-06

thp2 =

M

fallowable

thp 5,7E-05

Desain Base Plate

fbp 600

A =P

fbp

A Ibp Pbp

A 0,8 bIBeam

A =36,67

600

A 0,061

0,06111 0,8 4,66 0,95 10

0,95 hIBeam

A 0,8 bIBeam 0,95 hIBeam

F-13

=

=

Sehingga :

= ( x + 2 m )

= ( x + 2 m )

=

= ( x + 2 m )

= ( x + 2 m )

=

Dari data tersebut diambil harga :

= = in

= in

= in

Tebal base plate didesain dengan menggunakan persamaan :

= x x

=

= in

Ukuran angker baut dapat didesain menggunakan persamaan :

= in²

0,06111 35,42 m

Ibp 3,73

Pbp 1 hIBeam

Pbp 1 10

m 0,002

Ibp 0,8 bIBeam

Ibp 0,8 4,66

Pbp 9,502

Pbp Ibp 6,6157

n 1,444m<n

m -1,442

tbase plate2

0,002 f n2

tbase plate2

= 0,002 xP

x n2

A

tbase plate2

= 0,002 x36,67

x 2,0850,061

Abaut =36,67

12000

Abaut 0,00306

tbase plate2

1,876

tbase plate 1,37

Abaut =Pbaut

fallowable baut

dbaut2 =

Abaut2

0,785

F-14

= in

= in

Perhitungan Nozzle

a. Nozzle outlet pada aliran esential oil dan mgso4

Nozzle untuk penyaluran esential oil dan mgso4

= Kg/jam

= lbm/jam

= lbm/ft³

=

= lbm/jam

lbm/ft³

= ft³/jam

= ft³/s

= lb/ft.s



= 3,9

= in

Diameter nozzle =

Digunakan Pipa standart 1/8 in IPS sch 80

ID : in Appendix A.5 geankoplis ed 4

ft

OD : in

ft

b. Nozzle pada aliran MgSO4

Nozzle untuk penyaluran Mgso4

rate masuk = Kg/jam

= lbm/jam

ρ MgSO4 = lbm/ft³

Rate Volumetrik=

= lbm/jam

lbm/ft³

= ft³/jam

dbaut2

=9E-06

0,785

dbaut 1/2

rate masuk 46,6498

102,8452

ρ Campuran 285,50

dbaut2

= 1E-05

dbaut 0,003

0,0001

μ campuran 0,0084

0,000100 0,0084

0,060


Densitas

102,8452

285,5

0,360

12,4586

2660

Rate masuk

Densitas

12,45862

2660,000

0,060

0,215

0,018

0,405

0,034

5,65

0,005

3.9 Q0.36 × μ0.18X

0.36 0.18

F-15

= ft³/s

= lb/ft.s



= 3,9

= in

Diameter nozzle =



ft

OD : in

ft

c. Nozzle inlet pada aliran esential oil

Nozzle untuk penyaluran esential oil dan mgso4

= Kg/jam

= lbm/jam

= lbm/ft³

=

= lbm/jam

lbm/ft³

= ft³/jam

= ft³/s

= lb/ft.s



= 3,9

= in

Diameter nozzle =



ft

OD : in

ft

Nama Alat : Crude Essential Oil Mixer

0,012

0,012

0,215

0,018

0,405

0,034

########

μ MgSO5 0,0059

0,000001 0,0059

Densitas

90,38655

119,439

0,757

########

μ Essential Oil+air 0,000627

rate masuk 41,00

90,3865

ρ Campuran 119,439


0,405

0,034

Tabel. Mixer Crude Essential Oil (F-113)

0,000210 0,000627

0,049

0,049

0,215

0,018

3.9 Q0.36 × μ0.18X

0.36 0.18

3.9 Q0.36 × μ0.18X

0.36 0.18

F-16

Kode Alat : F-113

Tipe : Reaktor berpengaduk tertutup berbentuk

datar dengan alas conical

Bahan Kontruksi : Stainless Steel SA 240

Jumlah : 1 buah

ID : in

Tinggi Total : in

Tebal Tangki : in

Jenis Pengaduk : propeller with no baffles

Efisiensi Motor :

Daya Motor : kW

80%

397,2

12

28,39

0,188

F-17

G.3 Kolom Fraksinasi (D-210)

Fungsi : untuk memisahkan Pure Essential Oil

dan MgSO4.7H2O

Type : tangki sieve tray dengan tutup atas dan bawah


Material : Bahan kontruksi yakni SS 304

Rate massa : 46,6498 Kg/jam

masuk 102,82 lb/jam




toperasi : 373,15 K

xi xi/pi

% massa (Kg/mᵌ)0,07519 983,24 8E-05

0,67672 930 0,0007

0,24809 1680 0,0001

1 956,62 0,001

= 983,24

= 2660

daun kering = 750



Flow rate =

= 102,82 lb/jam

65,591 lb/ftᵌ= 1,5675 ftᵌ/jam


= 1,5675 x 1 jam

= 1,5675 ftᵌ

Volume total tangki =

= 1,56753 ftᵌ80%

= 1,95941 ftᵌ

Total

KomponenLaju alir ρ (Kg/mᵌ) Q

Kg/jam (mᵌ/jam)

Volume liquid

H2O 3,5077 0,0036

Essential Oil 31,5690 0,0339

46,6498 0,0444

densitas air

densitas mgso4

80%

MgSO4.7H2O 11,5732 0,0069


VI-18


Volume total tangki = Vol tutup atas + Vol silinder + Vol tutup bawah


1,251 ft = 1,20263 di

di = 1,0405 ft

= 12,486 in

Menghitung tinggi liquid dalam tangki (Llt)

Vol liquid dalam = volume liquid total - vol tutup bawah

silinder

= 1,5675 ftᵌ 0,0847 di³

= 1,56753 ftᵌ (0.0847 x 1,0405 )

= 1,47211 ftᵌ

Vol liquid dalam =

silinder

1,472 ftᵌ = 3,14 1,0405 Lls

4

1,472 ftᵌ = 0,84987 ft x Lls

Lls = 1,73216 ft


rc = 24 in

icr = 1 1/2 in

sehingga ;BC = rc - icr

= 22,50 in

AB = 1/2 di - icr

= 1/2 12,486 1 1/2

= 4,743 in

b = 2,006 in 24

= 0,167 ft

Llt = Lls + b

= 1,899 ft

= 0,5789 m


506 1/4

22,496

3

π4 di2 × Lls2X X

2

𝑏 = 𝑟𝑐 − 𝐵𝐶2 −𝐴𝐵)2 ⬚( x ) -

VI-19

P operasi = 0,4


= 5,8784 + (ρ . g . h ) x 1.05

P hidro = ρ . g . Llt= 65,591 lb/ft³ x 32,174 ft/s x 1,9 ft

= 4008,15 lb/ft.s


0,68948 x 10⁵= 0,85453 psia


= 0,48106 atm



Dimana

ts = tebal silinder


E = efisiensi sambungan 0,8 double welded butt join


F = allowable stress (Psia) 16250

C = Faktor korosif 1/16

ts = 7,1 12,486 1

2 16250 0,8 0,6 7,1 16

= 0,066 in

= 0,066 16

16

= 1,054 in 3 in

16 16

0,1875

OD = di + 2 ts

= 12,486 2 3

16

= 12,861 in

Digunakan OD = 24 in

standard

4008,147049

ts standard

psia

ts = Pi X di2 F X E − 0.6 Pi + C

x

x ( x ) - ( x ) +

x

+ ( x )

VI-20


= 23,625 in

= 1,96875 ft

= 2 Di standart

= 2 1,96875 ft

= 3,9375 ft

= 47,25 in

= 1,200 meter


Rumus ;

th = 0,885 7,070 24 x 1

16250 0,8 0,1 7,070 8

= 0,13655 in 16

16

= 2,18482 in 3

16 16

= 3 in

16


Rumus ;

BC = rc - icr

= 24 1 1/2

= 22,5 in

AB = icr

= 23,625 1 1/2

2

= 10,313 in

h = 24 22,5 10,313

= 4,002 in

sf = 2 berdasarkan tebal tutup 3 in

16


= 6,190 in

Ls(tinggi silinder)

0,1875 inch

Di standard

2

x

th = 0.885 × Pi × rcF × E − (0.1 × Pi) + C( x ) - ( x )

x

h = 𝑅𝐶 − ( 𝐵𝐶 )2− (𝐴𝐵 )2

- [ ( )² - ( )² ]

VI-21

karena jenis tutup sama maka tinggi tutup bawah = 6,190 in


Perhitungan Nozzle

a. Nozzle pada aliran output kolom fraksinasi

Nozzle untuk penyaluran output hasil dari kolom fraksinasi

= 35,08 Kg/jam

= 77,3307 lbm/jam

= 58,058 lbm/ft³

= Rate masuk

Densitas

= 77,3307 lbm/jam

58,058 lbm/ft³

= 1,332 ft³/jam

= 0,00037 ft³/s

0,00031 lb/ft.s

Untuk Nre < 2100 maka Di optimal Kusnarjo, hal 32

=

= 3,9 0,00037 0,00031

= 0,053 in



ID : in

ft

OD : in

ft

b. Nozzle pada aliran bawah

Nozzle untuk output dari MgSO4.7H2O

= 11,57 Kg/jam

= 25,5145 lbm/jam

= 104,879 lbm/ft³

= Rate masuk

Densitas

= 25,5145 lbm/jam

104,879 lbm/ft³

= 0,243 ft³/jam

= 0,00007 ft³/s

0,0018 lb/ft.s



= 3,9 0,00007 0,00181

rate masuk

0,034

ρ

rate masuk

ρ Campuran

Rate Volumetrik

μ MgSO4.7H2O

Rate Volumetrik

μ

0,215

0,018

0,405

3.9 Q0.36 × μ0.18X

0.360.18

3.9 Q0.36 × μ0.18X

0.36 0.18

VI-22

G.4 Daerator (F-311)

Fungsi : Melepaskan gas yang terlarut dalam air seperti O2 dan CO

2

Tipe : Silinder dengan bahan isian, torispherical dished head

Bahan kontruksi : Low Alloy Steel SA-201 Grade B

Tipe bahan isian : Rasching ring ceramic (Tabel 11.2 Coulson, 1989)

Packing factor (Fp) :

Diameter : 1 in

Rate volumetrik = kg/jam

= m3/jam

= ft3/jam

= L/jam

= gpm

Asumsi:

Tinggi bed (h) = 0,75 D

Kecepatan penyaringan 2 - 5 gpm/ft2

= 5 gpm/ft2

A = gpm

gpm/ft2

= ft2

Diameter tangki:

= π/4 x D2

ft2 = π x D

2

4

D = ft

= in

Tinggi bed :

h = x D

= x ft

= ft

= in

Menghitung tebal shell

Dipilih dinding (shell ) dengan jenis plate shell SA-240 Grade T

(Brownell & Young, 1959 Appendix D item 4).

Tekanan hidrostatik (Ph) =

= x 1 x

160

19992,72

19,99

706,04

19992,71

88,03

56,80

0,75

0,75 4,73

3,55

88,03

5

17,61

A

17,61

4,73

42,60

ρ x g/gc x h144

61,38 3,5502

144

= psi

Tekanan design (Pd) = (Pop + Ph)

= +

= psi

Untuk keamanan diambil P design = x psi

= psi

Tebal shell

Bahan yang digunakan adalah Low Alloy Steel SA-301 Grade B

Joint Efficiency =

Allowable stress = psia = kPa

Corrosition Allowance = in

ts = (Pers. 13.1 Brownell, 1959)

= x

x - x

= in

Diambil tebal shell standar = in (Brownell, 1959. Tabel 5.7)

Sehingga,

= ID + 2ts

= + ( 2 x )

= in

Dari tabel 5.7 Brownell, OD standar yang sesuai adalah = in

Standarisasi ID :

= OD - 2ts

= - ( 2 x )

= in

= ft

= m

Standarisasi h:

= x ID

= x m

= m

1,5133

14,6960 1,5133

16,2093

1,10 16,2093

17,8302 28,4012+ 0,13

15.000 0,73 0,6 17,83

17,8302

0,73

15.000 103.421,4

0,13

P.ri+ C

S.E - 0,6.P

60

ID koreksi

60 1/4

59,50

4,96

0,1713

1/4

OD

56,80 1/4

57,30

1,5113

Tinggi bed (h) 0,75

0,75 1,5113

1,1335

Dari tabel 5.7 Brownell didapatkan:

icr =

r =

Menghitung ukuran head

Head yang digunakan adalah jenis standart dished dengan bahan kontruksi

yang sama dengan shell vessel

th = (Brownell, 1959 Pers 13.12)

= x x

x - x

= in

Diambil tebal head standar = in (Brownell, 1959. Tabel 5.7)

Dari tabel 5.6 Brownell, 1959 didapatkan nilai sf untuk th 1/4 in adalah

= 1 1/2 - 2 1/2 in Maka, diambil nilai sf = in

Brownel & Young, 1959, Hal.87

a = x ID

= x in

= in

= a - icr

= in - in

= in

= r - icr

= in - in

= in

=

= in

b = r - AC

= in - in

= in

= th + b + sf

= in + in + in

= in

Jadi, tinggi head (Hh) = in

= m

= h + 2 (OA)

= + ( 2 x ) m

= m

3 5/8

60

0,885.Pd.rc+ C

fE - 0,1Pd

0,2115

1/4

sf 2,5

1/2

1/2 59,5

0,8850 17,8302 60+ 0,13

15.000 0,73 0,1 17,83

60 3,63

56,375

AC

49,9562

60 49,9562

29,75

AB

29,75 3,63

26,1250

BC

12,7938

0,3250

Tinggi vessel total

1,1335 0,3250

1,7834

10,0438

OA

1/4 10,0438 2,5

12,7938

√(BC^2−AB^2

= ft

Perhitungan Nozzle

a. Nozzle in out deaerator

Nozzle untuk

= Kg/jam

= lbm/jam

= lbm/ft³

=

= lbm/jam

lbm/ft³

= ft³/jam

= ft³/s

lb/ft.s



= 4

= in

Diameter nozzle =

Digunakan Pipa stanAppendix A.5 geankoplis ed 4

ID : in

ft

OD : in

ft

Nama Alat : Deaerator

Kode Alat : F-113

Bahan Kontruksi : Low Alloy Steel SA-201 Grade B

Jumlah : 1 buah

ID : in

OD : in

Tinggi Shell : m

Tebal Shell : in

Tinggi Tutup : m

Tebal Tutup : in

Tinggi Total : m


Densitas

44076,35

61,38

718,07

5,8510

rate masuk 19992,72

44076,3533

ρ 61,382

0,546

0,045

0,840

0,070

Tabel. Spesifikasi Alat Deaerator (F-311)

0,1995μ 0,0003

0,199464 0,000315

0,511

1,7834

59,5

60

1,1335

0,25

0,3250

0,25

0,511

3.9 Q0.36 × μ0.18X

0.36 0.18

P Design : psi17,8302

G.5 Water Dehydration Tank (D-222)

Fungsi : Menguapkan H2O

Tipe : Horizontal silinder dengan bagian atas dan bagian bawah

berbentuk standart dished head

Bahan : SA 240 Grade A Type 410

Jumlah :

Mass rate : 11,5701 Kg/jam = 25,51 lb/jam

Waktu tinggal : 1 Jam

Kapasitas Tangki : 11,5701 Kg = 25,512 lb

Suhu : 150 ℃ρ MgSO4.7H2O : 1680 kg/m

3 = 104,879 lb/ft

3

=

= 25,51 lb/h

104,88 lb/ft3

= 0,2432 ft3/h

= 0,2432 ft3

Over Design : 20% (Peter and Timmerhaus, 1991, hal 37)


Karena bejana termasuk dalam bejana penampung, maka :

Volume Liquid = 0,8 x Volume Tangki

Volume Tangki =

= 0,2432

0,8

= 0,5040 ft3/h

Mencari Diameter Tangki

Volume bagian silinder tangki :

V2 = π x ID2 x Ls

= π x ID2 x 1,5 ID

= x ID3 x 1,5

= x ID3

Volume tutup atas tangki :

V3 = x ID3

0,8

1 buah

Volume Liquid Massrate MgSO4.7H2O

Densitas MgSO4.7H2O

Volume Liquid

4

4

3,14

4

1,1775

0,0847

Volume Tangki = V2 + V3

= 1,1775 x ID3 x 0,085 x ID

3

= 1,2622 x ID3

ID3 = 0,5040

1,2622

= 0,3993 ft3

= 0,7364 ft = 8,8366 in

ID = 12 in (Brownell, hal 91)

= 1 ft

Mencari Tinggi Tutup

Tutup atas berbentuk : Dished Head

ha = x ID

= x 12

= in = 0,169 ft

Tipe tutup atas dan bawah sama, maka

hb = 2,028 in = 0,169 ft


Ls = 1,5 x ID

= 1,5 x 12

= 18 in = 1,5 ft

Perhitungan Tekanan Desain Bejana

P operasi = 1 atm = 7,35 psia

P total = P hidrolik + P operasi

= ρ x g/gc x Hliquid + P operasi

= x 1 x 1,5 +

= psia

P desain = - 7,35

= - 7,35

= psig

P desain diambil 5% lebih besar

P desain = x P desain

= x 13,1099

= psig



Material yang digunakan = SA 167 Grade 3 Type

Tegangan maksimum yang diijinkan (f) = 18750 psi

Pengelasan double welded butt joint (E) = 0,8 (Kusnarjo, hal 14)

7,35

1,05

0,169

0,169

2,028

104,88

20,4599

P total

20,4599

13,1099

1,05

13,7654

Faktor korosi (C) = 0,0625

Tekanan desain (P desain) = 13,7654 psig

Diameter tangki (ID) = 12 in

icr = in

r = in

Sf = in (Brownell, hal 91)


ts =

= 13,765 x 12

= 0,068 in = 0,1875 in = 0,016 ft

= 3/16 in (Brownell, hal 91)

Mencari Tebal Tutup

Tutup : Dished Head

th =

=

= 0,0674 in = 0,1875 in = 0,016 ft

= 3/16 in (Brownell, hal 91)

3/4

12

1.5 - 2.5

Pi x di+ C

2 x (f.E - 0,6Pi)

+ 0,062529983,4816

0,885 x Pi x r+ C

2 x (f.E - 0,1Pi)

146,1883+ 0,0625

29997,2469

H.1 Kondensor (E-111)

: Mengkondensasi Steam Crude Essential Oil

: Shell and Tube Heat Exchanger

: 1 Unit

: AISI 1045

Keterangan :

: Water

= kg/jam = lb/jam

= = ⁰F= = ⁰F

: Steam Crude Essential Oil

= kg/jam = lb/jam

= = ⁰F= = ⁰F

Ukuran Tube :

= in

=

= ft

= in

= Triangular

Perhitungan :

a) Material and Heat Balance

= ⁰F= BTU/lbm.F

= M x Cp x Δt= x x

= BTU/jam

Tube

Mass rate 267,6355 590,0254

t1 30 ⁰C 86

LAMPIRAN H

SPESIFIKASI UNIT PENUKAR PANAS

Fungsi

Type

Jumlah

Bahan

T1 110 ⁰C 230

T2 60 ⁰C 140

t2 60 ⁰C 140

Shell

Mass rate 18851,32 41559,35

Pitch 1 1/4

Jenis Pitch

Tube

Tave 113

OD 1

BWG 16

l 12

54

Q 31846,1388

Cp 1,0

Q

Q 590,025 1,0

Shell (Steam Crude Essential Oil)

Shell

Tube Tube (Water)

H-1

b) Menghitung ΔT Asumsi : Aliran (Counter Current )

= ⁰F= ⁰F

-

-

= ⁰FKarena Proses berjalan secara Isotermal, maka :

=

= >

: type HE : 2-4

= x

= ⁰F

c) Menghitung Suhu Caloric (Tc dan tc)

Berdasarkan App. Kern Figure 4 Hal 806, diperoleh :

+ +


+ +

c) Menghitung Trial U D

=

= cp

Berdasarkan App. Kern Tabel 8 Hal 840, didapatkan :

Water

= -

=

x

x

= ft2

ΔT1 90

ΔT2 54

ΔTLMTD =90 54

ln90

54

ΔTLMTD =ΔT1 ΔT2

lnΔT1

ΔT2

0,9

Asumsi sementara

Δt Ft ΔTLMTD

Δt 70,474

ΔTLMTD 70,474

Ft 1

Nilai Ft 1

Tube

tc =t1 t2

=86 140

= 113

140= 185 ⁰F

2 2

⁰F2 2

Shell

Tc =T1 T2

=230

Cold Fluid :

Range UD 5 75

Trial UD 35

Tube

Tave 113

μ 0,599

A 12,911

A =Q

UD ΔTLMTD

A =31846,1388

35 70,474

H-2

(Kern, table 10)

=

Nt dan IDs di standartkan pada tabel 9, Kern hal. 840

=

= in

=

= Memenuhi

= ⁰F=


Heavy Organics

= in = ft

=

Karena fluida berupa gas, maka B = 1 x IDS

= x

= x

=

Pembulatan B = = ft

= in = ft

=

= ft

= Buah

=

Pitch : Triangular

Berdasarkan App. Kern Figure 28 Hal 838, didapatkan :

= in = ft

= in = ft

Nt =A

a"

Stardart Nt 52

IDS 12

n 2

Nt =12,911

0,2618

Nt 49,316

UD koreksi =49,316162

x 3552

UD koreksi =Nt

xUD

TrialNt standart

Hot Fluid :

Kesimpulan Sementara

Tipe HE : 2-4

Shell

IDS 12 1

UD koreksi 33,193571

Shell

Tave 185

μ 0,692

1

Tube

OD 1 0,0833

n' 2

B 1 IDS

B 1 12

BWG 16

l 12

Nt 52

B 12

12

n 2

Pt 1,25 0,1042

de' 0,72 0,06

H-3


= in2 = ft²

= ft2

= in = ft

d) Evaluasi Perpindahan Panas

1) Menghitung Nre

= -

= -

= ft

x x

x

x x

x

=

= lbm/J.Ft²

x

x

x

x

=

2) Mencari Nilai J H

Karena hot fluid berupa steam , maka JH tidak perlu dicari

1) Menghitung Nre

x

x

a' 0,594 0,0041

a'' 0,2618

di 0,87 0,0725

C 0,25

as =IDS C

Shell

C Pt OD

C 1,25 1

as 1,2

Gs =M

as

B

n' Pt

as =1 0,25 1

2 0,1042

Nres =Gs de

μ 2,42

Gs =41559,34883

1,2

Gs 34632,791

Nres 1240,8443

Tube

at =Nt a'

n

Nres =34632,791 0,06

0,692 2,42

at =52 0,0041

2

at = 0,1073

H-4

= lb/h/ft²

x

x

x

x

=



=

3) Menghitung harga koefisien perpindahan panas hi

Tabel 4 hal 800 Kern

=

x (

x

x

x

+

+

+

+

=

Gt =m

at

Gt =31846,14

0,1073

0,0725

0,599 0,0725

Gt 296933,7

Nret =Gt di

μ 2,42

Nret 495715,68

JH 800

k 0,3669

Nret =296933,7

)0,14

de k μw

ho = 800 x (0,3669

) (Cp μ

)1/3 μ

ho = JH x (k

)0,14

0,06

k

0,3669

ho= JH x (

k

) (0,9995 0,599

1

) (0,9995 0,599

)1/3

φs 0,06 0,3669

ho= 800 x (

0,3669

)1/3 (

) (Cp μ

)1/3

φs de

ho= 5759,4 Btu/j.f²t°Fφs

tw = tcho/φs

hio/φt

113 )462,11 5759,4

ho/φs

tw = 1135759,3957

x

x ( Tc - tc )

tw 179,65

ho= 5759,4φs

( 185 -

ho = 5759,4 x 2

ho =ho

x φsφs

H-5

3) Menghitung harga koefisien perpindahan panas hio Steam :

v = =

x ρ

Dari gambar 25, kern, diperoleh nilai hi yaitu : Btu/jam.ft².°F

Faktor koreksi :

= hi x faktor koreksi = Btu/jam.ft².°F

= hi x (di / do)

= Btu/ft2 F

e) Mencari Tahanan Pipa Bersih

x

+

x

+

=

f) Mencari Dirt Factor (Faktor Kekotoran) pipa terpakai

Asumsi : Rd minimum = jam.ft².F/BTU (Kern, table 12)-

x

-

x

=

Berdasarkan perhitungan diatas, maka :

Memenuhi

g) Evaluasi ΔP

1) Menghitung Nre dan Friksi

=


=

2) Menghitung Harga (N+1)

x l

ho = 11519

542

0,98

hi 531,16

hio

hio 462,11

Gt 296933,7= 1,327 ft/s

3600 223769,9

Uc =11519 462,11

11519 462,11

Uc =ho hio

ho hio

Uc 444,29

0,003

Rd =UC UD

UC UD

Rd 0,028

Rd dihitung > Rd ketetapan (0.003)

Shell

Rd =444,29 33,194

444,29 33,194

Nres 1240,8443

f 0,0028

N+1 =12

B

H-6

x 12

Karena Passes , maka :

=

=

x x x ( )

x x x x

x x x ( )

x x x x

= psia

Jadi, desain ini Memenuhi


=


=

2) Menghitung ΔP Karena Panjang Pipa

x x x

x x x x

x x x

x x x x

=


x x

x

x

=

= +

= +

= psia

Jadi, desain ini memenuhi

N+1 =12

= 1212

Gs2

IDS N+1

5,22 1E+10 de s.g

N+1 24

s.g 0,96

ΔPs =f

0,9554 2

ΔPs 0,0135

ΔPs < ΔP kenyataan ( 2 psia )

φs

ΔPs =0,0028 1E+09 1 24

5,22 1E+10 0,06

n

5,22 1E+10 di s.g φt

Tube

Nret 495715,68

f 0,00095

ΔPl =f Gt

2L

0,99

ΔPl 1,809E-06

v2 ρ

= 0,382gc 144

ΔPl =0,001 296934 12 2

5,22 1E+10 0,0725 0,9987

ΔPn =4 2

x 0,380,9987

ΔPn =4 n v

2 ρs.g 2gc 144

ΔPt 3,0

ΔPt < ΔP kenyataan ( 10 psia )

ΔPn 3,0442

ΔPt ΔPl ΔPnΔPt 2E-06 3,0442

H-7

H.2 Heater (E-211)

: Memanaskan Campuran Crude Essential Oil

sebelum ke Kolom Fraksinasi


: 1 Unit

: SS 316

Keterangan :

: Campuran Crude Essential Oil

= kg/jam = lb/jam

= = ⁰F= = ⁰F

:

= = ⁰F= = ⁰F

Ukuran Tube :

= in

=

= ft

= in

= Triangular

Perhitungan :


= ⁰F= BTU/lbm.F

= M x Cp x Δt= x x

= BTU/jam

Berdasarkan steam table (Geankoplis), didapatkan :

46,6430 102,8285

t1 60 ⁰C 140

Fungsi

Type

Jumlah

Bahan

Tube

Mass rate

428

T2 220 ⁰C 428

t2 132 ⁰C 269,6

Shell Steam

OD 1

BWG 16

l 12

T1 220 ⁰C

Cp 75,33

Q

Q 102,82854 75,3

Pitch 1

Jenis Pitch

Tube

Tave 204,8

129,6

Q 1003916,8100

Shell (steam)

Asumsi : Steam terkondensasi semua sehingga seluruhnya berubah fase menjadi

liquid

Shell (Steam)

Shell

Tube Tube (Campuran Crude Essential Oil)

H-8

= BTU/lbm

= BTU/lbm

= m x λ

= lbm


= ⁰F= ⁰F

-

-


=

= >

: type HE : 2-4

= x

= ⁰F



+ +


+ +


=

= cp

hs 405,8735

Q

m =Q

λ

Hs 1204,225

ΔT1 158,4

ΔT2 288

ΔTLMTD =ΔT1

m =1003916,81

798,3515

m 1257,4872

ΔT2

lnΔT1

ΔT2

ΔTLMTD =158,4 288

ln158,4

Asumsi sementara

Δt Ft ΔTLMTD

Δt 216,78

288

ΔTLMTD 216,78

Ft 1

Nilai Ft 1 0,9

Tube

tc =t1 t2

=140 269,6

= 204,8

428= 428 ⁰F

2 2

⁰F2 2

Shell (Steam)

Tc =T1 T2

=428

Tube

Tave 204,8

μ 2,70

H-9


Campuran Crude Essential Oil

= -

=

x

x

= ft2

(Kern, table 10)

=


=

= in

=

= Memenuhi

= ⁰F=


Steam

= in = ft

=


= x

= x

=

Pembulatan B = = ft

Cold Fluid :

Range UD 6 60

Trial UD 50

A 92,62

Nt =A

a"

A =Q

UD ΔTLMTD

A =1003916,8100

50 216,781

Stardart Nt 474

IDS 27

n 6

Nt =92,62

0,1963

Nt 471,83

UD koreksi =471,8296311

x 50474

UD koreksi =Nt

xUD

TrialNt standart

Hot Fluid :


Tipe HE : 2-4

Shell (Steam)

IDS 27 2,25


Shell (Steam)

Tave 428

μ 0,017

2,25

n' 6

B 1 IDS

B 1 27

B 27

27

H-10

= in = ft

=

= ft

= Buah

=

Pitch : Triangular


= in = ft

= in = ft


= in2 = ft²

= ft2

= in = ft


1) Menghitung Nre

= -

= -

= ft

x x

x

x x

x

=

= lbm/J.Ft²

x

x

x

x

=



Tube

OD 1 0,0833

BWG 16

l 12

Nt 474

a' 0,594 0,0041

a'' 0,2618

di 0,87 0,0725

n 6

Pt 1,25 0,1042

de' 0,72 0,06

C 0,25

as =IDS C

Shell (Steam)

C Pt OD

C 1,25 1

as 2,025

Gs =M

as

B

n' Pt

as =2,25 0,25 2,25

6 0,1042

Nres =Gs de

μ 2,42

Gs =1257,487222

2,025

Gs 620,9813

Nres 905,6607

Nres =620,98134 0,06

0,017 2,42

H-11

1) Menghitung Nre

x

x

= lb/h/ft²

x

x

x

x

=



=


=

x (

x

x

x

+

+

+

+

=

Tube

at =Nt a'

n

Gt =m

at

Gt =1003916,81

0,3259

at =474 0,0041

6

at = 0,3259

0,0725

2,7 0,0725

Gt 3080680,7

Nret =Gt di

μ 2,42

Nret 1140992,84

JH 800

k 0,3989

Nret =3080680,7

)0,14

de k μw

ho = 800 x (0,3989

) (Cp μ

)1/3 μ

ho = JH x (k

)0,14

0,06

k

0,3989

ho= JH x (

k

) (75,3319 2,7

1

) (75,332 2,7

)1/3

φs 0,06 0,3989

ho= 800 x (

0,3989

)1/3 (

) (Cp μ

)1/3

φs de

ho= 42494 Btu/j.f²t°Fφs

tw = tcho/φs

hio/φt

204,8 )1439,2 42494

ho/φs

tw = 204,842493,8191

x

x ( Tc - tc )

tw 420,69

( 428 -

H-12


v = =

x ρ


Faktor koreksi :


= hi x (di / do)

= Btu/ft2 F


x

+

x

+

=



x

-

x

=


Memenuhi

g) Evaluasi ΔP


=


ho= 42494φs

ho = 42494 x 2

ho = 84988

ho =ho

x φsφs

1800

0,919

hi 1654,2

hio

hio 1439,2

Gt 3080681= 5,252 ft/s

3600 586573,5

Uc =84988 1439,2

84988 1439,2

Uc =ho hio

ho hio

Uc 1415,2

0,003

Rd =UC UD

UC UD

Rd 0,019


Shell

Rd =1415,2 49,771

1415,2 49,771

Nres 905,6607

H-13

=


x l

x 12


=


=

x x x ( )

x x x x

x x x ( )

x x x x

= psia



=


=


x x x

x x x x

x x x

x x x x

=


x x

x

x

=

= +

= +

= psia

N+1 =12

= 5,333327

f 0,0034

N+1 =12

B

Gs2

IDS N+1

5,22 1E+10 de s.g

N+1 10,667

s.g 0,3

ΔPs =f

0,3 2

ΔPs 0,00002


φs

ΔPs =0,0034 385618 2,25 11

5,22 1E+10 0,06

n

5,22 1E+10 di s.g φt

Tube

Nret 1140992,84

f 0,0008

ΔPl =f Gt

2L

1

ΔPl 4,957E-05

v2 ρ

= 0,192gc 144

ΔPl =0,0008 3E+06 12 6

5,22 1E+10 0,0725 0,9554

ΔPn =4 6

x 0,190,955384

ΔPn =4 n v

2 ρs.g 2gc 144

ΔPt 4,8

ΔPn 4,7729


H-14



H-15

H.3 Kondensor (E-212)

: Mengkondensasi Steam Pure Essential Oil


: 1 Unit

: AISI 1045

Keterangan :

: Water

= kg/jam = lb/jam

= = ⁰F= = ⁰F

: Steam Pure Essential Oil

= kg/jam = lb/jam

= = ⁰F= = ⁰F

Ukuran Tube :

= in

=

= ft

= in

= Triangular

Perhitungan :


= ⁰F= BTU/lbm.F

= M x Cp x Δt= x x

= BTU/jam


= ⁰F

67,7348 149,3272

t1 30 ⁰C 86

Fungsi

Type

Jumlah

Bahan

Tube

Mass rate

T1 132 ⁰C 269,6

T2 32 ⁰C 89,6

t2 60 ⁰C 140

Shell

Mass rate 35,07 77,32132

Pitch 1

Jenis Pitch

Tube

Tave 113

OD 3/4

BWG 10

l 12

54

Q 8059,8155

ΔT1 129,6

Cp 1,0

Q

Q 149,327 1,0

Shell (Steam Pure Essential Oil)

Shell

Tube Tube (Water)

H-16

= ⁰F-

-


=

= >

: type HE : 2-4

= x

= ⁰F



+ +


+ +


=

= cp


Water

= -

=

x

x

= ft2

ΔT2 3,6

ΔTLMTD =129,6 3,6

ln129,6

3,6

ΔTLMTD =ΔT1 ΔT2

lnΔT1

ΔT2

0,9

Asumsi sementara

Δt Ft ΔTLMTD

Δt 35,161

ΔTLMTD 35,161

Ft 1

Nilai Ft 1

Tube

tc =t1 t2

=86 140

= 113

89,6= 179,6 ⁰F

2 2

⁰F2 2

Shell

Tc =T1 T2

=269,6

Cold Fluid :

Range UD 5 75

Trial UD 23

Tube

Tave 113

μ 0,599

A 9,9664

Nt =A

a"

A =Q

UD ΔTLMTD

A =8059,8155

23 35,161

H-17

(Kern, table 10)

=


=

= in

=

= Memenuhi

= ⁰F=


Steam

= in = ft

=


= x

= x

=

Pembulatan B = = ft

= in = ft

=

= ft

= Buah

=

Pitch : Triangular


= in = ft

= in = ft


= in2 = ft²

Stardart Nt 52

IDS 10

n 2

Nt =9,9664

0,1963

Nt 50,771

UD koreksi =50,77104726

x 2352

UD koreksi =Nt

xUD

TrialNt standart

Hot Fluid :


Tipe HE : 2-4

Shell

IDS 10 0,8333


Shell

Tave 179,6

μ 0,692

0,8333

Tube

OD 0,75 0,0625

n' 2

B 1 IDS

B 1 10

BWG 10

l 12

Nt 52

B 10

10

a' 0,182 0,0013

n 2

Pt 1 0,0833

de' 0,73 0,0608

H-18

= ft2

= in = ft


1) Menghitung Nre

= -

= -

= ft

x x

x

x x

x

=

= lbm/J.Ft²

x

x

x

x

=



1) Menghitung Nre

x

x

a'' 0,1963

di 0,428 0,0357

C 0,25

as =IDS C

Shell

C Pt OD

C 1 0,75

as 1,0417

Gs =M

as

B

n' Pt

as =0,8333 0,25 0,8333

2 0,0833

Nres =Gs de

μ 2,42

Gs =77,3213

1,0417

Gs 74,2285

Nres 2,6964

Tube

at =Nt a'

n

Nres =74,228469 0,0608

0,692 2,42

Gt =m

at

at =52 0,0013

2

at = 0,0329

H-19

= lb/h/ft²

x

x

x

x

=



=



=

x (

x

x

x

+

+

+

+

=

Gt =8059,82

0,0329

0,0357

0,599 0,0357

Gt 245269,11

Nret =Gt di

μ 2,42

Nret 409464,29

JH 720

k 0,3669

Nret =245269,11

)0,14

de k μw

ho = 720 x (0,3669

) (Cp μ

)1/3 μ

ho = JH x (k

)0,14

0,0608

k

0,3669

ho= JH x (

k

) (0,9995 0,599

1

) (0,9995 0,599

)1/3

φs 0,0608 0,3669

ho= 720 x (

0,3669

)1/3 (

) (Cp μ

)1/3

φs de

ho= 5112,4 Btu/j.f²t°Fφs

tw = tcho/φs

hio/φt

113 )290,36 5112,4

ho/φs

tw = 1135112,4498

x

x ( Tc - tc )

tw 176,02

ho= 5112,4φs

( 179,6 -

ho = 5112,4 x 2

ho = 10225

ho =ho

x φsφs

H-20


v = =

x ρ


Faktor koreksi :


= hi x (di / do)

= Btu/ft2 F


x

+

x

+

=



x

-

x

=


Memenuhi

g) Evaluasi ΔP


=


=


x l

x 12


=

480

1,06

hi 508,8

hio

hio 290,36

Gt 245269,1= 1,0961 ft/s

3600 223769,9

Uc =10225 290,36

10225 290,36

Uc =ho hio

ho hio

Uc 282,34

0,003

Rd =UC UD

UC UD

Rd 0,041


Shell

Rd =282,34 22,456

282,34 22,456

N+1 =12

= 14,410

Nres 2,6964

f 0,05

N+1 =12

B

N+1 28,8

H-21


=

x x x ( )

x x x x

x x x ( )

x x x x

= psia



=


=


x x x

x x x x

x x x

x x x x

=


x x

x

x

=

= +

= +

= psia


Gs2

IDS N+1

5,22 1E+10 de s.g

s.g 0,96

ΔPs =f

0,9554 2

ΔPs 0,000001


φs

ΔPs =0,05 5509,9 0,8333 29

5,22 1E+10 0,0608

n

5,22 1E+10 di s.g φt

Tube

Nret 409464,29

f 0,001

ΔPl =f Gt

2L

0,99

ΔPl 3,198E-06

v2 ρ

= 0,25932gc 144

ΔPl =0,001 245269 12 2

5,22 1E+10 0,0357 0,9987

ΔPn =4 2

x 0,25930,9987

ΔPn =4 n v

2 ρs.g 2gc 144

ΔPt 2,1


ΔPn 2,077


H-22

H,4 Heater (E-219)

: Memanaskan MgSO4.7H2O untuk Water Dehydration Tank


: 1 Unit

: SS 316

Keterangan :

:

= kg/jam = lb/jam

= = ⁰F= = ⁰F

:

= = ⁰F= = ⁰F

Ukuran Tube :

= in

=

= ft

= in

= Triangular

Perhitungan :


= ⁰F= BTU/lbm.F

= M x Cp x Δt= x x

= BTU/jam

Berdasarkan steam table (Geankoplis), didapatkan :

= BTU/lbm

= BTU/lbm

Mass rate 11,5701 25,50722

t1 132 ⁰C 269,6

Fungsi

Type

Jumlah

Bahan

Tube MgSO4.7H2O

428

T2 220 ⁰C 428

t2 150 ⁰C 302

Shell Steam

OD 3/4

BWG 10

l 12

T1 220 ⁰C

Cp 23,3

Q

Q 25,507 23,3

Pitch 15/16

Jenis Pitch

Tube

Tave 285,8

hs 405,8735

32,4

Q 19214,9530

Shell (steam)

Asumsi : Steam terkondensasi semua sehingga seluruhnya berubah fase menjadi

liquid

Hs 1204,225

Shell (Steam)

Shell

Tube Tube (MgSO4.7H2O)

H-23

= m x λ

= lbm


= ⁰F= ⁰F

-

-


=

= >

: type HE : 2-4

= x

= ⁰F



+ +


+ +


=

= cp


MgSO4.7H2O

= -

Q

m =Q

λ

ΔT1 126

ΔT2 158,4

ΔTLMTD =ΔT1

m =19214,9530

798,3515

m 24,0683

ΔT2

lnΔT1

ΔT2

ΔTLMTD =126 158,4

ln126

Asumsi sementara

Δt Ft ΔTLMTD

Δt 141,58

158,4

ΔTLMTD 141,58

Ft 1

Nilai Ft 1 0,9

Tube

tc =t1 t2

=269,6 302

= 285,8

428= 428 ⁰F

2 2

⁰F2 2

Shell (Steam)

Tc =T1 T2

=428

Cold Fluid :

Range UD 6 60

Tube

Tave 285,8

μ 2,7

H-24

=

x

x

= ft2

(Kern, table 10)

=


=

= in

=

= Memenuhi

= ⁰F=


Steam

= in = ft

=


= x

= x

=

Pembulatan B = = ft

= in = ft

=

= ft

= Buah

Trial UD 20

A 6,7858

Nt =A

a"

A =Q

UD ΔTLMTD

A =19214,9530

20 141,583

Stardart Nt 36

IDS 8

n 1

Nt =6,7858

0,1963

Nt 34,568

UD koreksi =34,56837336

x 2036

UD koreksi =Nt

xUD

TrialNt standart

Hot Fluid :


Tipe HE : 2-4

Shell (Steam)

IDS 8 0,6667


Shell (Steam)

Tave 428

μ 0,017

0,6667

Tube

OD 0,75 0,0625

n' 1

B 1 IDS

B 1 8

BWG 10

l 12

Nt 36

B 8

8

H-25

=

Pitch : Triangular


= in = ft

= in = ft


= in2 = ft²

= ft2

= in = ft


1) Menghitung Nre

= -

= -

= ft

x x

x

x x

x

=

= lbm/J.Ft²

x

x

x

x

=



1) Menghitung Nre

x

a' 0,184 0,0013

a'' 0,1963

di 0,482 0,0402

n 1

Pt 0,9375 0,0781

de' 0,55 0,0458

C 0,1875

as =IDS C

Shell (Steam)

C Pt OD

C 0,9375 0,75

as 1,0667

Gs =M

as

B

n' Pt

as =0,6667 0,1875 0,6667

1 0,0781

Nres =Gs de

μ 2,42

Gs =24,06828695

1,0667

Gs 22,564019

Nres 25,1382

Tube

at =Nt a'

n

Nres =22,5640 0,0458

0,017 2,42

H-26

x

= lb/h/ft²

x

x

x

x

=



=



=

x (

x

x

x

+

+

+

+

=

Gt =m

at

Gt =19214,95

0,046

at =36 0,0013

1

at = 0,046

0,0402

2,7 0,0402

Gt 417716,37

Nret =Gt di

μ 2,42

Nret 154709,77

JH 375

k 0,4

Nret =417716,37

)0,14

de k μw

ho = 375 x (0,4

) (Cp μ

)1/3 μ

ho = JH x (k

)0,14

0,0458

k

0,4

ho= JH x (

k

) (23,2504 2,7

1

) (23,25 2,7

)1/3

φs 0,0458 0,4

ho= 375 x (

0,4

)1/3 (

) (Cp μ

)1/3

φs de

ho= 17653 Btu/j.f²t°Fφs

tw = tcho/φs

hio/φt

285,8 )367,86 17653

ho/φs

tw = 285,817653,1197

x

x ( Tc - tc )

tw 425,1

ho= 17653φs

( 428 -

H-27


v = =

x ρ


Faktor koreksi :


= hi x (di / do)

= Btu/ft2 F


x

+

x

+

=



x

-

x

=


Memenuhi

g) Evaluasi ΔP


=


=


ho = 17653 x 2

ho = 35306

ho =ho

x φsφs

540

1,06

hi 572,4

hio

hio 367,86

Gt 417716,4= 1,1063 ft/s

3600 377564,5

Uc =35306 367,86

35306 367,86

Uc =ho hio

ho hio

Uc 364,07

0,003

Rd =UC UD

UC UD

Rd 0,049


Shell

Rd =364,07 19,205

364,07 19,205

Nres 25,1382

f 0,017

H-28

x l

x 12


=


=

x x x ( )

x x x x

x x x ( )

x x x x

= psia



=


=


x x x

x x x x

x x x

x x x x

=


x x

x

x

=

= +

= +

= psia


N+1 =12

= 188

N+1 =12

B

Gs2

IDS N+1

5,22 1E+10 de s.g

N+1 36

s.g 0,5

ΔPs =f

0,4642 2

ΔPs 9,35E-08


φs

ΔPs =0,017 509,13 0,6667 36

5,22 1E+10 0,0458

n

5,22 1E+10 di s.g φt

Tube

Nret 154709,77

f 0,0012

ΔPl =f Gt

2L

1

ΔPl 1,932E-06

v2 ρ

= 0,44572gc 144

ΔPl =0,0012 417716 12 1

5,22 1E+10 0,0402 1,5

ΔPn =4 1

x 0,44571,5

ΔPn =4 n v

2 ρs.g 2gc 144

ΔPt 1,2


ΔPn 1,1886


H-29

H.5 Chiller (E-410)

: Mendinginkan water dari kondensor

: Water Cooled Chiller R-134a

: 1 Unit

Keterangan :

Fluida panas : water

= kg/jam = lb/jam

= = ⁰F= = ⁰F

= = ⁰F= = ⁰F

a. Neraca panas

= kg/s

= kJ/kg.°C

= ⁰F= x x

= x x

=

b. Menghitung ∆T LMTD = -

ln

= -

ln

= ⁰C

c. Menghitung Luas Selubung (A)

= W/m^2.°C

=

=

= m2

= in2

= ft2

Berdasarkan Apendiks Table.9 Kern didapatkan spesifikasi tube:

= in

740,58236

Fungsi

Type

Jumlah

Mass rate 335,9282

T1 60 ⁰C 140

T2 30 ⁰C 86

t1 20 ⁰C 68

t2 20 ⁰C 68

m 0,0933

Cp 4,1870

ΔT 30

LMTD (T1-t2) (T2-t1)

Q m Cp ΔTQ 0,0933 4,187 30,00

10

Q 11,72 kW

(T1-t2)

(T2-t1)

40 10

40

OD 1,25

21,6404

U 850

A Q

U x LMTD

11,72

18394,362

0,0006

0,9877

0,0069

=

= in

= in

= ft2/fta'' 0,3271

BWG 17

ts 0,058

ID 1,13

I.1 Pipa dan Pompa

I.1.1 Pipa dan Pompa Crude Oil Mixer ke Heater (L-114)

Fungsi : Mengalirkan Crude Essential Oil menuju heater

Tipe : Centrifugal Pump

Material : Comercial Steel

P1 = Pa

P2 = Pa

z1 = 0 m

z2 = m

Titik Referens :

Titik 1 : Crude Essential Oil Mixer

Titik 2 : Heater

Flow rate = kg/jam = kg/s = lb/s

r bahan = kg/m3

= lb/ft3

m bahan = cp = kg/m.s =

Laju volumetrik (q) = Rate massa Bahan / r Bahan

= /

= m3/s

= ft3/s

= gpm

Di, optimum = 3.9 Qf0.45 x ρ0.13

= x x

= x x

= in

Distandarisasikan, digunakan pipa = in = ft

didapatkan A (Area) = ft2 (Appendiks A-5)

v (velocity) = ft/s

Nre = (<2100)

Pemilihan dimensi pipa :

Pipa suction

Tipe aliran : Inlet ke pompa

Distandarisasi dengan Appendix A.5 untuk dimensi standard steel pipe :

Ukuran pipa = in schedule =1/8 80

0.01

225.2 0.13

3.9 0.02 2.02

0.14

0.0 3607.1

3.9 0.00 0.45

46.65 0.01 0.03

3607.1 225.2

1.6 0.0015534

3.59E-06

1.27E-04

2.01E-03

1140

1/8

5E-01

0.00025

3.5

101325

121590

0.00104

LAMPIRAN I

SPESIFIKASI UNIT PENGALIHAN DAN PENYIMPANAN

(Peters & Timmerhauss, hlm 496)

lb/ft.s

(Datum)

1

2

Inside diameter = mm = m

Luas permukaan = m2

Kecepatan aliran = ft/s

= m/s

Pipa discharge

Tipe aliran : Pump discharge


Ukuran pipa = in schedule =


Luas permukaan = m2


= m/s

Perhitungan friksi

1 Kontraksi pada keluaran tangki

Kc = 0.55 (1-As/A1)

= 0.55 ( 1 - 0 )

=

hc

2 Friksi pada pipa lurus

Pipa suction

Dari Geankoplis, Fig.2.10-3 , digunakan pipa komersial :

=

=

NRe = ρ D v / µ= (Turbulen)

=

= m

DL v2

D 2

Pipa discharge


=

=

NRe = ρ D v / µ= (Turbulen)

Dari Geankoplis Fig. 2.10-3 diperoleh nilai f =

7.67 0.00767

= 0.550.02

= 0.0066 J / kg2x1

5E-05

0.51

0.15467001

0.55

= Kcv3

2

2.a

0.5074

0.15467001

1/8 80

7.67 0.00767

2754.761115

Dari Geankoplis Fig. 2.10-3 diperoleh nilai f 0.014

Panjang pipa lurus diperkirakan 3

Ff = 4f = 0.2620

e 0.000046

e / D 0.000046= 0.0060

0.00767

2754.761115

0.014

J / kg

e 0.000046

e / D 0.000046= 0.0060

0.00767

4.62E-05

Panjang pipa lurus diperkirakan = m

DL v2

D 2

3 Friksi pada elbow dan gate valve

Pipa suction Geankoplis, 102-108

1 buah

Kf =

v2

2

Pipa discharge

2 buah

Kf =

v2

2

1 buah

=

v2

2

4. Friksi karena ekspansi

Kex = (1 - A1/A2)2

= 1

Total Friksi di perpipaan

SF = + + + +

+

= J/kg

Jenis : Centrifugal Pump

Konstruks : Commercial Steel

Jumlah : 2 buah

Asumsi : Suhu air yang masuk pada T= 30 °C

Dari App.A.2-3 dan A.2-4 Geankoplis, didapatkan:

Densitas (ρ) = kg/m3

= lb/ft3

Viskositas (μ) = cp = lb/ft.s

Kapasitas (Q) = m3/hari = kg/jam

= ft3/hari = kg/s

= ft3/s Q = m3/s

= 0.0020 J / kg

6

Ff = 4f = 0.5240 J / kg

hex = Kexv2

2

= 1

Friksi pada gate valve; wide open,

Kf 0.17

hf = Kf = 0.0020 J / kg

Friksi pada pipa standar elbow 90o,

0.75

hf = 2 Kf = 0.0179 J / kg

53.3104

0.8007 0.0005

970.0577 Flowrate 34516.3

0.8265

853.9600

0.0066 0.2620 0.5240 0.0020 0.0179

0.0020 0.0120

0.0239= 0.0120 J / kg

2.a 2


0.17

hf = Kf

34,257.2956 9.588

0.3965

Penentuan diameter optimum pipa ditentukan menggunakan persamaan 46

hal. 365 Peters & Timmerhaus dengan mengasumsikan aliran turbulen

1.123E-02

Di, opt = 3,9 x qf0,45 x ρ0,13

Di, opt = 3.9 x 0.45 x 0.13

= in

Dipilih pipa nominal dengan spesifikasi (App.A.5-1 Geankoplis)

= in

Schedule (sch) =

Diameter luar (OD) = in = ft

Diameter dalam (ID) = in = ft

Luas Penampang (A) = in2

= ft2

𝜋 x ID2

=

Nre perhitungan didapat:

ρ ID v

lb/ft3

x ft x ft/s

lb/ft.s

= (Turbulen)

e =

a. Menghitung Fanning Friction Factor (f) = =

Diperoleh nilai,

f = (Geankoplis, hal 94 Fig.2.10-3)

b. Menghitung panjang ekivalen (Le)

L = S = 7 x (N)0.5

S = 7 x ( )0,5

= ft

ID = ft

= in

Untuk aliran laminer diperoleh:

0.126 0.00025

Kecepatan Alir (v) =4 x Q

4.3128

5

80

5.563 0.4636

4.813 0.4011

Nominal pipe size (NPS)


0.3965 53.3104

4.8

0.004

0.4636

0.4636

5.5630

2.3502

0.00053825

93,363.6412

4.6E-05

4.6E-05

Nre =μ

=53.3104 0.4011

=1.5860 ft

3/s

0.6748 ft2

2.3502 ft/s

Gate valve 1 0.17 0.17 225 104.3063

elbow 90º 2 0.75 1.5 35 16.2254

Le

Tabel E.13 Friction Loss

Tipe Fitting/Valve Jumlah Kf Tot. Kf Le/D (ft)

e / D

4.7661

0.000010

(Tabel 2.10-1, Geankoplis)

Sehingga, Σ L = L +

= +

= ft

= in

c. Menghitung Energi yang Hilang karena Gesekan

Pada pipa lurus

4 x x x 2

x 2 x

=

Sudden contraction losses

A1 >> A2

A1 = = ft²

A2 = ft²

A2

A1

A2

A1

=

2

2 x

=

Sudden Enlargement losses

125.2978

1,503.5730

Ff =4.f.ΣL.v²D. 2gc

Total 1.67

Σ Le4.7661 120.5317

=0

= 0 < 0.71500.1263

0.3805 ft.lbf/lbm

1/4 π D² 0.1263

0

Ff =0.004 125.2978 2.3502

0.4636 32.1740

= 0.50002.3502

32.1740

0.0429 ft.lbf/lbm

)0.1263

0.5000

Sehingga, hc = Kcv²

2 gc

- )

= 0.4000 ( 1.25 -0

Maka, Kc = 0.4000 ( 1.25

(Pers. 2.10-6, Geankoplis)

Gambar E.1 Sudden Contraction Losses


120.5317

A1 A2

A1 << A2

A1 = ft²

A2 = = ft²

2

2 x

= ft.lbf/lbm

Losses in fittings and valves

2

2 x

= ft.lbf/lbm

Jadi, total energi yang hilang akibat gesekan:

Σ F = Ff + hex + hf + hc

= + + +

= ft.lbf/lbm

Menghitung Static Head

Z1 = 0 ft

Z2 = 3.5 ft

g/gc= 1 lbf/lbm

∆Z = Z2 - Z1

= 3.5 - 0

= 3.5 ft

∆Z x (g/gc) = 4 ft x 1 lbf/lbm

= 4 ft.lbf/lbm

e. Menghitung velocity head

v1 = Kecepatan linier fluida ke pipa

v2 = Kecepatan linier fluida ke heater

hf = Kfv²

2 gc

= 1 x2.3502

32.174

0.0858


0

1/4 π D² 0.1263

hex = Kexv²

2 gc

0.3805 0.0858 0.1434 0.0429

0.6526

= 1.67 x2.3502

32.174

0.1434



A1 A

Karena pada 2 titik reference dianggap sama, maka v1 = v2

f. Menghitung Pressure Head

P1 = 1 atm = psi

P2 = 1 atm = psi

∆P = P2 - P1

= -

= 0

=

g. Menghitung Energi Mekanik Pompa

∆v2g ∆P

2α gc ρ

2

2 x 1

= ft.lbf/lbm

η =

= ft.lbf/lbm

h. Menghitung Broke Horse Power (BHP)

Wp x m

= kg/jam

= lb/s

x

= Hp

i. Menghitung Tenaga Motor

(Coulson, fig 10.62)

14.70 14.70

0

-Ws = + ∆z +

14.696

Sehingga, ∆P/ρ

BHP =550

m 34,516.2687

21.1376

60%

=6.9145

60%

11.5241

0.6526

6.9145

=-Wp

η

+ ΣF

-Ws =2.3502

+ 3.5 + 0 +

BHP =11.5241 21.1376

550

0.4429

(Geankoplis, pers 2.7-28)

Wp

Wp

14.696


= Hp

= 1 Hp = kW

j. Menghitung NPSH

Meninjau kavitasi:

T = ºC

= K

Tekanan uap jenuh bahan diperoleh berdasarkann literatur

Bahan berupa minyak kayu putih

Tekanan uap jenuh bahan= 1.9 mmHg (Riddick, J.A., dkk, 1985)

C10H18O

= mmHg

= psia

NPSH (Net Positive Suction Head ) available :

NPSH available = Pabs - Pv - line loss + elevation diff

= atm

= psia

ρ = lb/ft3

= lbm/ft3

x

x

Kandungan utama minyak kayu putih 1,8 cineol atau eucalyptol (C10H18O)

0.5536

0.7457

0

Maka Pv 1.9000

Berdasarkan Fig.14.38 Peters & Timmerhaus, diperoleh efisiensi motor

sebesar 80%, sehingga power motor:

Power motor =BHP

η

=0.4429

80%

14.6959 2.3

=53.3104

62.4

0.8543

=14.6959

0.0367

Pabs 1

53.3104

Spesific Gravity =Densitas

62.4

Dipilih motor standar dengan power

273.15

14.696

Absolute Pressure2.3

0.8543

=

= ft

Eley diff = 10 ft

Line loss = ft

x

= ft

= ft

Dari Coulson hal 212:

= 3 meter

= 6 meter

NPSH Requred by pump = 3 m = ft

NPSH available > NPSH required , maka pompa aman dari kavitasi

ft > ft

I.1.2 Pipa & Pompa Kolom Fraksinasi ke Heater (L-218)

Fungsi : Mengalirkan MgSO4.7H2O menuju Heater

Tipe : Positive Displacement Pump


P1 = Pa

P2 = Pa

z1 = 0 m (Datum)

z2 = 3 m

0.8543

0.2022

0.0989

39.5637

Tekanan uap =Pv x 2,3

SG

=0.0367 2.3

0.8543

=

L - 114

Centrifugal Pump

Pump Kw

Laju Alir (kg/jam)

Laju volumetrik (m3/s)

Power Actual Motor (HP)

Jumlah

1.123E-02

0.5536

2

0.7457

34516.26869

Maka nilai NPSH available

Kode

Tipe

Fungsi

Kondisi Operasi

Material

Mengalirkan Crude Essential Oil menuju heater


49.2626

9.8425

49.2626 9.8425

Untuk kecepatan alir<100 m3/jam NPSH yang dibutuhkan

Untuk kecepatan alir>100 m3/jam NPSH yang dibutuhkan

101325

121590

Commertial Steel

1

2

Titik Referens :

Titik 1 : Kolom Fraksinasi

Titik 2 : Heater


r bahan = kg/m3

= lb/ft3


Laju volumetrik (q) = Rate massa Bahan / r Bahan

= /

= m3/s

= ft3/s

= gpm


= x x

= x x

= in


didapatkan A (Area) = ft2

v (velocity) = ft/s

Nre = (<2100)


Pipa suction





Luas permukaan = m2


= m/s

Pipa discharge





Luas permukaan = m2


= m/s

Perhitungan friksi


Kc = 0.55 (1-As/A1)

= 0.55 ( 1 - 0 )


104.9 0.13

3.9 0.01 1.83

0.09

0.0 1680.0

1.91E-06

6.76E-05

1.07E-03

3.9 0.00 0.45

11.573 0.003 0.01

1680.0 104.9

2.7 0.00270

5.46 0.00546

0.0000

0.2703

0.08238631

5.46 0.00546

0.0000

0.2703

0.08238631

1/8 80

1/8 0.01

0.2702963

162.68622

1/8 80

0.00181

0.0003 (Appendiks A-5)

lb/ft.s

=

hc


Pipa suction


NRe = ρ D v / µ= (Laminar)

Dari Geankoplis persamaan (2.10-7) f = =


DL v2

D 2

Pipa discharge




= m

DL v2

D 2

3 Friksi pada elbow dan globe valve

Pipa suction

1 buah

Kf =

v2

2

1 buah

Kf =

v2

2

Pipa discharge

1 buah

Kf =

v2

2

0.55

0.05716

279.8937533

5

Ff = 4f = 0.7106 J / kg

= 0.0037 J / kg1

279.8937533

16

= Kcv3

2

2.a

= 0.60.0068

Friksi pada globe valve ,

15.80

hf = Kf = 0.0536 J / kg

Ff = 4f = 0.4264 J / kg

279.8937533

16 0.05716

279.8937533



15.80

hf = Kf = 0.0536 J / kg


1.98

hf = 2 Kf = 0.0067 J / kg


Kex = (1 - A1/A2)2

= 1


SF = + + + +

+

= J/kg

Jenis : Positive Displacement Pump

: Comercial Steel

Jumlah : 2 buah

Asumsi : Suhu air yang masuk pada T= °C



= lb/ft3



= ft3/hari = kg/s

= ft3/s Q = m3/s

Di, opt = 3,9 x qf0,45 x ρ0,13

Di, opt = 3.9 x 0.45 x 0.13

= in


Nominal pipe size (NPS) = in

Schedule (sch) =



Luas Penampang (A) = ft2

𝜋 x ID2

1hex = Kex

v22

= 1

11.56

5.8324 0.003

0.0001



1.912E-06

1680.0000 104.8790

2.7000 0.0018

0.1652 Flowrate

1.261

216

0.0037 0.7106 0.4264 0.0536 0.0536

0.0068 0.0067

0.0068= 0.0068 J / kg

2.a

=0.0003 ft

3/s

0.0036 ft2

0.2150 0.0179

0.0003


0.0001 104.8790

0.0948

0.125

80

0.405 0.0338

Konstruksi

=


ρ ID v

lb/ft3

x ft x ft/s

lb/ft.s

= (laminer)

a. Menghitung Fanning Friction Factor (f)

Untuk commercial steel

ɛ = m

= in

(Geankoplis, hal 94 Fig.2.10-3)

Dan untuk, (Geankoplis, hal 94 Fig.2.10-3)

dan menggunakan garis laminer flow

Diperoleh nilai,



L = S = 7 x (N)0.5

S = 7 x ( )0,5

= ft

ID = ft

= in

Untuk aliran turbulen diperoleh:

Tabel E. 21 Friction Loss


0.0755 ft/s

2

0.0338

0.0338

0.4050

Tipe Fitting/Valve Jumlah Kf

0.0755

0.0018

78.1896

0.000046

0.001811

= 78

Nre =μ

=104.8790 0.0179

globe valve 1 22 22 475 16.0313

Tot. Kf Le/D (ft) Le

elbow 90º 1 7 7 35 1.1813

Total 29 17.2125


Σ Le

Nre

1.2860

= +

= ft

= in


Pada pipa lurus

4 x x x 2

x 2 x

=


A1>> A2


A1= = ft²

A2= ft²

A2

A1

A2

A1

=

2

2 x

=


A1<< A2

Ff =2.00 18.4985 0.0755

0.0338 32.1740

18.4985

221.9818


1.2860 17.2125

0.71500.00025

Maka, = 0.4000 ( 1.25

0.3884 ft.lbf/lbm

1/4 π D² 0.0003

0

=0

= 0 <

)0.00025

0.5000


2 gc

- )

= 0.4000 ( 1.25 -0


= 0.50000.0755

32.1740

0.0000 ft.lbf/lbm

Kc



A1 A2

A1 A

A1 = ft²

A2 = = ft²

2

2 x

= ft.lbf/lbm


2

2 x

= ft.lbf/lbm


= Ff + hex + hf + hc

= + + +

= ft.lbf/lbm


Z1 = 0 ft

Z2 = 3 ft

g/gc= 1 lbf/lbm

∆Z = Z2 - Z1

= 3 - 0

= 3 ft


= 3 ft.lbf/lbm






P1 = 1 atm = psi

P2 = 1 atm = psi

= 1 x0.0755

32.174

0.0001

0

1/4 π D² 0.0003

hex = Kexv²

2 gc

0.3884 0.0001 0.0026 0.0000

0.3911

14.696

= 29 x0.0755

32.174

0.0026

hf = Kfv²

2 gc

14.696



Σ F

∆P = P2 - P1

= -

= 0

Sehingga, ∆P/ρ=


∆v2g ∆P

2α gc ρ

2

2 x 1

= ft.lbf/lbm

η =

= ft.lbf/lbm


Wp x m

= kg/jam

= lb/s

x

= Hp


= Hp


+ ΣF

-Ws =0.0755

+ 3 + 0 +

14.696 14.696

0

-Ws = + ∆z +

BHP =550

m 934.072

0.5720

60%

Wp =3.3939

60%

5.6565

0.3911

3.3939

Wp =-Wp

η

0.0625



Power motor =BHP

η

=0.0500

80%

BHP =5.6565 0.5720

550

0.0500



Dipilih motor standar dengan power= 1 Hp = kW

j. Menghitung NPSH

Meninjau kavitasi:

T = ºC

= K

Tekanan uap bahan diperoleh berdasarkann literatur

Bahan berupa MgSO4.7H2O

Tekanan uap jenuh bahan = mmHg (Yuliani, 2018)

MgSO4.7H2O

Maka Pv = mmHg

= psia



= atm

= psia

ρ = lb/ft3

= lbm/ft3

x

x

= ft

Eley diff = 10 ft

Line loss = ft

MgSO4.7H2O atau Epsomite atau magnesium sulfate heptahydrate

216

489.15

0.1

0.1000

20.1104

0.202

2.3

1.6808

=14.6959 2.3

1.6808

=104.8790

62.4

1.6808

Absolute Pressure =14.6959

0.0019

Pabs 1

14.70

104.8790


62.4

0.7457

x

= ft

Maka nilai NPSH availabl = ft


Untuk kecepatan alir<100 m3/jam NPSH yang dibutuhk = 3 meter

Untuk kecepatan alir>100 m3/jam NPSH yang dibutuhk = 6 meter


ft > ft

I.1.3

Fungsi : Mengalirkan MgSO4 dari Water Dehydration Tank

menuju MgSO4 Storage

Tipe : Kompresor (Axial Flow) Single State


P1 = Pa

P2 = Pa

z1 = 0 m (Datum)

z2 = 4 m

Titik Referens :

Titik 1: Water Dehydration Tank

Titik 2: Tangki MgSO4



Pv x 2,3

SG

=0.0019 2.3

1.6808

Tekanan uap =

Commertial Steel

Kondisi Operasi

Material Laju volumetrik (m3/s) 1.912E-06

Pump Kw 0.7457 Power Actual Motor (HP) 0.0625


Kode L - 218

Tipe Positive Displacement Pump

Fungsi Mengalirkan MgSO4.7H2O menuju Heater

0.0026

29.9055

9.8425

29.9055 9.8425

5.65 0.0016 0.0035

Laju Alir (kg/jam) 11.56 Jumlah 2

101325

121590

Pipa dan kompresor menuju MgSO4 Storage (L-223)

1

2

r bahan = kg/m3

= lb/ft3


Laju volumetrik(q) = Rate massa Bahan / r Bahan

= /

= m3/s

= ft3/s

= gpm

Di, optimum =

= x x

= x x

= in



v (velocity) = ft/s

Nre = (<2100)


Pipa suction





Luas permukaan = m2


= m/s

Pipa discharge





Luas permukaan = m2


= m/s

Perhitungan friksi


Kc = 0.55 (1-As/A1)

= 0.55 ( 1 - 0 )

=

hc

5.90E-07

2.08E-05

3.30E-04

3.9 Qf0.45 x ρ0.13

3.9 0.0

2660 166.1

8.8 0.00880 0.00591

0.00 2660.0

1/8 80

5.46 0.00546

2E-05

0.0834

0.059

1/8 0.010

0.00025

0.0833588

24.37337

0.45 166 0.13

3.9 0.01 1.9

0.0834

0.02540776

0.55

= Kcv3

2

0.02540776

1/8 80

5.46 0.00546

2E-05

(Appendiks A-5)


lb/ft.s


Pipa suction





Ff = DL v2

D 2

Pipa discharge


e =

e / D =



= m

Ff = DL v2

D 2

3 Friksi pada elbow dan globe valve

Pipa suction

1 buah

Kf =

hf = v2

2

Pipa discharge

3 buah

Kf =

hf = v2

2

1 buah

=

hf = v2

2

= 0.550.0006

= 0.0004 J / kg1

= Kc2.a

16 0.38156

41.93320109


4f = 1.3534 J / kg

0.000046

0.000046= 0.0084

0.00546

41.93320109

41.93320109

16 0.38156

41.93320109

3

4f = 0.2707 J / kg

28

Kf = 0.0090 J / kg


17

3 Kf = 0.0165 J / kg


28

Kf = 0.0090 J / kg


Kf


Kex = (1 - A1/A2)2

= 1

hex


SF = + + + +

+

= J/kg

Fungsi : Mengalirkan MgSO4 yang sudah dimurnikan dalam Stripper

Konstruks : Comercial Steel

Jumlah : 1 buah

Asumsi : Suhu MgSO4 yang masuk pada T = 30 °C



= lb/ft3



= ft3/hari = kg/s

= ft3/s = kg/min

V udara = m3 Q = m3/s

= ft3

Rate mol = kgmol/jam

Suhu masuk (T1) =oC =

oF = K

Suhu keluar (T2) =oC =

oF = K

ρ bahan = kg/m3

= J/kg K

ρ = (Appendix B, Wiley)

Ra x T

Tekanan masuk (P1) = MPa = psia

Tekanan keluar (P2) = MPa = psia

Menentukan Ratio of Compression ( R )

2660.0000 166.0585

8.8000 0.0059133

0.0510 Flowrate

0.0090 0.0006

1.6596

= 0.0006 J / kg2.a 1

0.0004 0.2707 1.3534 0.0090 0.0165

= Kexv2

2

= 10.0006

2660.000

287.05

P

239.106622 34680.024

323.097452 46862.054

0.001249779

0.30

40 104 313.15

150 302 423.15

5.65

1.8004 0.002

0.000021 0.09

0.00003540 5.901E-07

spesific gas

(Ludwig vol III, Hal 494)

N = 1 (single state)

R =

Ratio spesifik heat (k)

untuk udara (Ludwig vol III, tabel 12-4)

B. Kapasitas Power (Hp)

Menghitung Hp,persamaan12-47 Ludwig vol III

V = ft3/min

k =

= HP

= kW

Efisiensi ditentuka =

Sehingga kerja kompreso = W / Efisiensi

= HP = 1 HP

Efisiensi motor =

Power kompresor = W / Efisiensi

= kW

I.1.4 Pipa & Pompa Water Storage ke Deaerator (L316)

Fungsi : Mengalirkan Air ke Deaerator



Rc maks/stage = 1,2 - 1,5 untuk axial flow (Tabel 12-1, Ludwig vol III )

LEMBAR SPESIFIKASI KOMPRESOR

Kode L - 223

Tipe Kompresor (Axial Flow) Single State

Fungsi Mengalirkan MgSO4 menuju MgSO4 Storage

0.043721228

80%

0.074

80%

0.055

Bhp

1.35

k = 1.406

0.00125

1.406

0.059484663


Kondisi Operasi

Material Commertial Steel Laju volumetrik (m3/s) 5.901E-07


P1 = Pa

P2 = Pa

z1 = 0 m (Datum)

z2 = 4 m

Titik Referens :

Titik 1 : Water Storage

Titik 2 : Deaerator


r bahan = kg/m3

= lb/ft3


Laju volumetrik (q) = Rate massa Bahan / r bahan

= /

= m3/s

= ft3/s

= gpm


= x x

= x x

= in



v (velocity) = ft/s

Nre = (>2100)


Pipa suction





Luas permukaan = m2


= m/s

Pipa discharge





Luas permukaan = m2

0.5 0.00047 0.00032

5.2 997.08

0.0052

18830.54 5.231 11.5

997.1 62.25

0.29

0.0617

3.00251

172961.75

3 1/2 80

(Appendiks A-5)

0.13

3.9 0.47 1.7

3.1

3 1/2

0.1853

2.9367

3.9 0.19 0.45 62

85.45 0.08545

0.0057

85.45 0.08545

0.0057

3.0025

0.91516506

3 1/2 80

101325

121590


lb/ft.s

1

2


= m/s

Perhitungan friksi


Kc = 0.55 (1-As/A1)

= 0.55 ( 1 - 0 )

=

hc


Pipa suction


e =

e / D =

NRe = ρ D v / µ= (turbulen)


= m

Ff = DL v2

D 2

Pipa discharge


e =

e / D =


=

= m

Ff = DL v2

D 2


Pipa suction

1 buah

Kf =

hf = v2

= Kcv3

2

2.a

= 0.550.8375

3.0025

0.91516506

0.55

166323.6084

0.007


4f = 0.4117 J / kg

= 0.2303 J / kg2x1

0.000046

0.000046= 0.0005

0.0855


0.17

Kf = 0.0712 J / kg



4f = 3.4305 J / kg

0.00005

0.00005= 0.0005

0.08545

166323.6084

2

Pipa discharge

3 buah

Kf =

hf = v2

2

1 buah

Kf =

hf = v2

2

1 buah

Kf =

hf = v2

2


Kex = (1 - A1/A2)2

= 1

hex


SF = + + + +

+ +

= J/kg

Jenis : Centifugal Pump


Jumlah : 2 buah




= lb/ft3



= ft3/hari = kg/s

= ft3/s Q = m3/s

Di, opt = 3,9 x qf0,45 x ρ0,13

Di, opt = 3.9 x 0.45 x 0.13

Kf = 0.0712 J / kg

= 10.8375


0.17

Kf = 0.0712 J / kg

Friksi pada pipa standar tee,

1

Kf = 0.4188 J / kg


0.75

3 Kf = 0.9422 J / kg

18466.0630

0.2137 6.1E-03



21693.4

6.026

995.6800 62.1583

0.8007 0.0005

522.9002

0.4188 0.0712 0.4188

5.576

= 0.4188 J / kg2.a 2

0.2303 0.4117 3.4305 0.0712 0.9422

= Kexv2

2

0.2137 62.1583

Flowrate

= in



Schedule (sch) =



Luas Penampang (A) = in2

= ft

𝜋 x ID2

=


ρ ID v

lb/ft3

x ft x ft/s

lb/ft.s

= (Turbulen)

e =

a. Menghitung Fanning Friction Factor (f) = =

Diperoleh nilai,



L = S = 7 x (N)0.5

S = 7 x ( )0,5

= ft

ID = ft

= in


=0.8549 ft

3/s

0.3489 ft2

2.4504 ft/s

3.364 0.2803

8.88 0.0617


3.3316

3.5

80

4.000 0.3333

3.4

0.0045

0.3333

4.041

0.3333

0.000014

2.4504

0.00053805

79,357.5592

4.6E-05

e / D 4.6E-05

Nre =μ

=62.1583 0.2803

gate valve (half open ) 1 4.5 4.5 225 75

Le

elbow 90º 3 0.75 2.25 35 11.6667

4.0000




= +

= ft

= in


Pada pipa lurus

4 x x x 2

x 2 x

=


A1>> A2

A1= = ft²

A2= ft²

A2

A1

A2

A1

=

2

2 x

=


107.3748

1288.4974


Total 7.75 103.333


Σ Le4.0415 103.333

Tee 1 1 1 50 16.6667

=0

= 0 < 0.71508.8848

0.5410 ft.lbf/lbm


1/4 π D² 8.8848

0

Ff =0.005 107.3748 2.4504

0.3333 32.1740

)8.8848

0.5000


2 gc

- )

= 0.4000 ( 1.25 -0

Maka, Kc = 0.4000 ( 1.25

= 0.50002.4504

32.1740

0.0467 ft.lbf/lbm



A1 A2

A1<< A2

A1 = ft²

A2 = = ft²

2

2 x

= ft.lbf/lbm


2

2 x

= ft.lbf/lbm



= + + +

= ft.lbf/lbm


Z1 = 0 ft

Z2 = 4 ft

g/gc= 1 lbf/lbm

∆Z = Z2 - Z1

= 4 - 0

= 4 ft


= 4 ft.lbf/lbm




= 1 x2.4504

32.174

0.0933


0

1/4 π D² 8.8848

hex = Kexv²

2 gc

0.5410 0.0933 0.7232 2.4504

3.8079

= 7.75 x2.4504

32.174

0.7232

hf = Kfv²

2 gc



A1 A



P1 = 1 atm = psi

P2 = 1 atm = psi

∆P = P2 - P1

= -

= 0

Sehingga, ∆P/ρ=


∆v2g ∆P

2α gc ρ

2

2 x 1

= ft.lbf/lbm

η =

= ft.lbf/lbm


Wp x m

= kg/jam

= lb/s

x

= Hp



14.696

3.8079

10.8101

Wp =-Wp

η

+ ΣF

-Ws =2.4504

+ 4 + 0 +

14.696

14.696 14.696

0

-Ws = + ∆z +

BHP =18.0168 2.1356

550

0.0700

BHP =550

m 3,487.3666

2.1356

60%

Wp =10.8101

60%

18.0168





= Hp


j. Menghitung NPSH

Meninjau kavitasi:

T = ºC

= K

Log P = A + B/T + C Log T + DT + ET2

(Yaws, 1999)

= mmHg

= psia



= atm

= psia

ρ = lb/ft3

= lbm/ft3

x

x

= ft

29.8605 -3515.2 -7.3077 2.4247E-09 1.8E-06 1.9768

0.0874

0.75

30

303.15

Tabel E.16 Konstanta Tekanan Uap Jenuh

Komponen A B C D


Power motor =BHP

η

=0.0700

80%

33.9320

2.3

0.9961

=14.6959 2.3

0.9961

=62.1583

62.4

0.9961


14.70

62.1583


Untuk menentukan tekanan uap jenuh komponen dapat dihitung dengan persamaan:

(Yaws, 1999, Pers 7-1 hal 159)

62.4

Total 1.9768

Maka Pv 1.9768

0.0382

Pabs 1

E Pisat

H2O

Eley diff = 10 ft

Line loss = ft

x

= ft






ft > ft

I.1.5 Pompa dan Pipa Deaerator ke Boiler (L-312)

Fungsi : Mengalirkan Air menuju ke Boiler



P1 = Pa

P2 = Pa

z1 = 0 m (Datum)

z2 = 4 m

Titik Referens :

Titik 1 : Deaerator

Titik 2 : Boiler


0.20


SG

=0.0382 2.3

0.9961

Fungsi Mengalirkan air menuju deaerator

Kondisi Operasi



Kode L - 316


0.0883

43.6415

9.8425

43.6415 9.8425



101325

121590

1

2


r bahan = kg/m3

= lb/ft3



= /

= m3/s

= ft3/s

= gpm


= x x

= x x

= in



v (velocity) = ft/s

Nre = (>2100)


Pipa suction





Luas permukaan = m2


= m/s

Pipa discharge





Luas permukaan = m2


= m/s

Perhitungan friksi


Kc = 0.55 (1-As/A1)

= 0.55 ( 1 - 0 )

=

hc

995.7 62.16

0.8 0.00080

5.6 995.7

19984.33 5.551 12.2

3 1/2 0.29

0.0617

3.1909599

107471.79

3 1/2 80

62 0.13

3.9 0.48 1.7

3.2

0.0056

0.1969

3.1210

3.9 0.20 0.45

= Kcv3

2

85.45 0.08545

0.0057

3.1910

0.97260458

0.55

85.45 0.08545

0.0057

3.1910

0.97260458

3 1/2 80


(Appendiks A-5)

0.0005 lb/ft.s


Pipa suction


e =

e / D =



= m

Ff = DL v2

D 2

Pipa discharge


e =

e / D =


=

= m

Ff = DL v2

D 2


Pipa suction

1 buah

Kf =

hf = v2

2

1 buah

Kf =

hf = v2

2

Pipa discharge

1 buah

Kf =

hf = v2

2

= Kc2.a

= 0.550.9460

103347.1092

0.0071


4f = 0.6288 J / kg

= 0.2601 J / kg2x1

0.000046

0.000046= 0.0005

0.0855

J / kg


0.75

Kf = 0.3547 J / kg



4f = 0.7860 J / kg

0.00005

0.00005= 0.0005

0.08545

103347.1092


0.17

Kf = 0.0804 J / kg


0.17

Kf = 0.0804


Kex = (1 - A1/A2)2

= 1

hex


SF = + + + +

+

= J/kg



Jumlah : 2 buah




= lb/ft3



= ft3/hari = kg/s

= ft3/s Q = m3/s

Di, opt = 3,9 x qf0,45 x ρ0,13

Di, opt = 3.9 x 0.45 x 0.13

= in


= in

Schedule (sch) =




𝜋 x ID2

=

0.0804 0.4730

2.6635

= 0.4730 J / kg2.a 2

0.2601 0.6288 0.7860 0.3547 0.0804

= Kex

21591.1

18,378.9633 6.00

0.2127 6.0E-03



995.6800 62.1583

0.8007 0.0005

520.4338 Flowrate

v22

= 10.9460

=0.8509 ft

3/s

0.3489 ft2

2.4388 ft/s

3.3640 0.2803

0.06


0.2127 62.1583

3.3245

3.5

80

4.000 0.3333



ρ ID v

lb/ft3

x ft x ft/s

lb/ft.s

= (Turbulen)



ɛ = m

= in



ɛ in

D in

Diperoleh nilai,



L = S = 7 x (N)0.5

S = 7 x ( )0,5

= ft

ID = ft

= in



= +

= ft

= in

0.00181= 0.0005

3.3640

0.005

0.3333

2.4388

0.00053805

78,983.2500

0.000046

0.001811

= 78,983 , dan =

Nre =μ

=62.1583 0.2803

Nre


Le

elbow 90º 3 0.75 2.25 35 11.6667

4.041

0.3333

4.0000



107.3748

1288.4974

Total 8.75 103.333


Σ Le4.0415 103.333

Tee 2 1 2 50 16.6667


Pada pipa lurus

4 x x x 2

x 2 x

=


A1>> A2

A1= = ft²

A2= ft²

A2

A1

A2

A1

=

2

2 x

=


A1<< A2

A1 = ft²

A2 = = ft²



=0

= 0 < 0.71500.0617

0.5955 ft.lbf/lbm


1/4 π D² 0.0617

0

Ff =0.005 107.3748 2.4388

0.3333 32.1740

= 0.50002.4388

32.1740

0.0462 ft.lbf/lbm

)0.0617

0.5000


2 gc

- )

= 0.4000 ( 1.25 -0

Maka, Kc = 0.4000 ( 1.25



0

1/4 π D² 0.0617

A1 A2

A1 A

2

2 x

= ft.lbf/lbm


2

2 x

= ft.lbf/lbm



= + + +

= ft.lbf/lbm


Z1 = 0 ft

Z2 = 4 ft

g/gc= 1 lbf/lbm

∆Z = Z2 - Z1

= 4 - 0

= 4 ft


= 4 ft.lbf/lbm



v2 = Kecepatan linier fluida ke clafier



P1 = 1 atm = psi

P2 = 1 atm = psi

∆P = P2 - P1

= -

hf = Kfv²

2 gc

= 1 x2.4388

32.174

0.0924

hex = Kexv²

2 gc(Pers. 2.10-15, Geankoplis)


14.696

14.696 14.696

0.5955 0.0924 0.8088 0.0462

1.5429

14.696

= 8.75 x2.4388

32.174

0.8088

Σ F

= 0

Sehingga, ∆P/ρ=


∆v2g ∆P

2α gc ρ

2

2 x 1

= ft.lbf/lbm

η =

= ft.lbf/lbm


Wp x m

= kg/jam

= lb/s

x

= Hp


= Hp


j. Menghitung NPSH



0

-Ws = + ∆z + (Geankoplis, pers 2.7-28)

60%

Wp =8.5169

60%

14.1948

1.5429

8.5169

Wp =-Wp

η

+ ΣF

-Ws =2.4388

+ 4 + 0 +



Power motor =BHP

η

=0.0551

80%

BHP =14.1948 2.1356

550

0.0551

BHP =550

m 3,487.3666

2.1356

0.0689

0.746

Meninjau kavitasi:

T = ºC

= K


(Yaws, 1999, Pers 7-1 hal 159)

(Yaws, 1999)

= mmHg

= psia



= atm

= psia

ρ = lb/ft3

= lbm/ft3

x

x

= ft

Eley diff = 10 ft

Line loss = ft

x


E Pisat

H2O 29.8605 -3515.2 -7.3077 2.4247E-09 1.8E-06 1.9768

30

303.15


Komponen A B C D

=62.1583

62.4

0.9961


14.70

62.1583


62.4

Total 1.9768

Maka Pv 1.9768

0.0382

Pabs 1

33.9320

0.202


SG

=0.0382 2.3

2.3

0.9961

=14.6959 2.3

0.9961

= ft







ft > ft

I.1.6 Pipa dan Pompa Kondensor ke Chiller (L-411)

Fungsi : Mengalirkan Air ke Chiller



P1 = Pa

P2 = Pa

z1 = m (Datum)

z2 = m

Titik Referens :

Titik 1 : Kondensor

Titik 2 : Chiller


r bahan = kg/m3

= lb/ft3



= /

lb/ft.s

101325

121590

0

6

68009.64 18.89 41.6

983 61.382

0.5 0.000469 0.000315

18.8916 983


Kode L - 312


Fungsi Mengalirkan Air menuju ke Boiler

Kondisi Operasi




0.0883

43.6415

9.8425

43.6415 9.8425

=0.9961

1

2

= m3/s

= ft3/s

= gpm


= x x

= x x

= in



v (velocity) = ft/s

Nre = (>2100)


Pipa suction





Luas permukaan = m2


= m/s

Pipa discharge





Luas permukaan = m2


= m/s

Perhitungan friksi


Kc = 0.55 (1-As/A1)

= 0.55 ( 1 - 0 )

=

hc


Pipa suction



(Appendiks A-5)

0.0002

3.7486

1.14257336

6 80

13.87 0.0139

0.0002

3.7486

1.14257336

0.55

= Kcv3

2

2.a

= 0.551.3055

= 0.3590 J / kg2x1

3.9 0.678 0.45 61 0.13

3.9 0.84 1.7

5.59

6 0.5

0.181

3.7486003

365045.89

6 80

13.87 0.0139

0.0192

0.6785

10.7556

e =

e / D =



= m

Ff = DL v2

D 2

Pipa discharge


e =

e / D =


=

= m

Ff = DL v2

D 2


Pipa suction

1 buah

Kf =

hf = v2

2

2 buah

Kf =

hf = v2

2

1 buah

Kf =

hf = v2

2

Pipa discharge

2 buah

Kf =

hf = v2

2

1 buah

Kf = 0.17

2 Kf = 0.9791 J / kg

Friksi pada pipa standar tee,

1

Kf = 0.6527 J / kg


0.75

2 Kf = 0.9791 J / kg


33237.82



4f = 11.1064 J / kg


0.17

Kf = 0.1110 J / kg


0.75

0.000046

0.000046= 0.0033

0.01387

33237.82

0.0059


4f = 33.3192 J / kg

0.00005

0.00005= 0.0033

0.01387

hf = v2

2


Kex = (1 - A1/A2)2

= 1

hex


SF = + + + +

+ + +

= J/kg


: Comercial Steel

Jumlah : 2 buah




= lb/ft3


Kapasitas (Q) = = kg/jam

= ft3/hari = kg/s

= ft3/s Q = m3/s

Di, opt = 3,9 x qf0,45 x ρ0,13

Di, opt = 3.9 x 0.45 x 0.13

= in



Schedule (sch) =




𝜋 x ID2

Konstruksi

Penentuan diameter optimum pipa ditentukan menggunakan

persamaan 46 hal. 365 Peters & Timmerhaus dengan

0.3401 62.1583

4.1060

5

80

5.563 0.4636

4.8130 0.4011

0.13


=1.3602 ft

3/s

0.6527 0.9791 0.11 0.6527

47.507

995.6800 62.1583

0.8007 0.0005

831.9846 Flowrate 34516.3

29,381.2873 9.588

0.3401 9.6E-03

Kf = 0.1110 J / kg

= Kexv2

2

= 11.3055

= 0.6527 J / kg2.a 2

0.3590 33.319 11.106 0.1110 0.9791

=


ρ ID v

lb/ft3

x ft x ft/s

lb/ft.s

= (Turbulen)



ɛ = m

= in



Nre ɛ in

D in

Diperoleh nilai,



L = S = 7 x (N)0.5

S = 7 x ( )0,5

= ft

ID = ft

= in


Nre

gate valve (half open ) 1 4.5 4.5 225 104.306

Total 6 120.532


0.00044.813

0.0045

0.4636

4.77

0.4636

5.5630


Tipe Fitting/Valve Jumlah Kf Tot. Kf Le/D (ft) Le

elbow 90º 2 0.75 1.5 35 16.2254

2.0157 ft/s

=μ

=62.1583 0.4011 2.0157

0.00053805

93,399.9293

0.000046

0.001811

= 93,400 , dan =0.0018

=

=0.6748 ft

2


= +

= ft

= in


Pada pipa lurus

4 x x x 2

x 2 x

=


A1>> A2

A1= = ft²

A2= ft²

A2

A1

A2

A1

=

2

2 x

=


A1<< A2


0.0316 ft.lbf/lbm


= 0.4000 ( 1.25 -0

)0.1263

0.5000


2 gc

= 0.50002.0157

32.1740


1/4 π D² 0.1263

0

=0

= 0 < 0.71500.1263

Maka, Kc = 0.4000 ( 1.25 - )

4.7661 120.532

125.2978

1,503.5730

Ff =4.f.ΣL.v²

(Pers. 2.10-6, Geankoplis)D. 2gc

Ff =0.005 125.2978 2.0157

0.4636 32.1740

0.3072 ft.lbf/lbm

Σ Le

A1 A2

A1 A

A1 = ft²

A2 = = ft²

2

2 x

= ft.lbf/lbm


2

2 x

= ft.lbf/lbm



= + + +

= ft.lbf/lbm


Z1 = 0 ft

Z2 = 6 ft

g/gc= 1 lbf/lbm

∆Z = Z2 - Z1

= 6 - 0

= 6 ft


= 6 ft.lbf/lbm



v2 = Kecepatan linier fluida ke sand filter



P1 = 1 atm = psi



Σ F

0.7808

14.696

0.0631

hf = Kfv²

2 gc

= 6 x2.0157

32.174

0.3789

0.3072 0.0631 0.3789 0.0316

0

1/4 π D² 0.1263

hex = Kexv²

2 gc

= 1 x2.0157

32.174

P2 = 1 atm = psi

∆P = P2 - P1

= -

= 0

Sehingga, ∆P/ρ=


∆v2g ∆P

2α gc ρ

2

2 x 1

= ft.lbf/lbm

η =

= ft.lbf/lbm


Wp x m

= kg/jam

= lb/s

x

= Hp


Wp


Wp



BHP =14.6873 2.1356

550

0.0570



Power motor =BHP

η

=0.0570

80%

8.8124

=-Wp

η

60%

=8.8124

60%

14.6873

BHP =550

m 3487.37

2.1356

14.696

14.696 14.696

0

-Ws = + ∆z + + ΣF

-Ws =2.0157

+ 6 + 0 + 0.7808

= Hp


j. Menghitung NPSH

Meninjau kavitasi:

T = ºC

= K


(Yaws, 1999, Pers 7-1 hal 159)

(Yaws, 1999)

Maka Pv = mmHg

= psia



= atm

= psia

ρ = lb/ft3

= lbm/ft3

x

x

= ft

Eley diff = 10 ft

Line loss = ft

Untuk menentukan tekanan uap jenuh komponen dapat dihitung dengan

persamaan:

2.3

0.9961

=14.6959 2.3

0.9961

33.9320

0.202

1.9768

0.0382

Pabs 1

14.70

62.1583


62.4

=62.1583

62.4

0.9961


303.15


Komponen A B C D E Pisat

H2O 29.8605 -3515.2 -7.3077 2.4247E-09 1.8E-06 1.9768

Total 1.9768

0.0713

0.7457

30

x

= ft






ft > ft

Fungsi Mengalirkan air ke Chiller

Kondisi Operasi




9.8425

43.6415 9.8425


Kode L - 411




SG

=0.0382 2.3

0.9961

0.0883

43.6415

I.2 Gudang Daun Kayu Putih (F-120)

Fungsi = Sebagai tempat penampungan bahan baku daun kayu putih

Feed rate = kg/jam

Residence Time = 4 jam

Jumlah = 1

Kapasitas = kg

Volume bahan baku = m3

Volume bahan baku = x

Volume total =

=

= m3

Bangunan diperkirakan dibangun dengan ketinggian 8 meter dengan perbandigan

= 2 : 1

t = 8 m

= p x l x t

= 2 l x l x 8

= l^2

= m

= m

Spesifikasi Gudang Daun Kayu Putih :

Jenis Atap = Prisma Segi Empat

Jenis Lantai = Lantai Berupa Aspal

Jenis Material Penyangga = Dinding Berupa Beton

Jenis Material Atap = Polycarbonate

Kapasitas = kg

Jumlah = buah

Panjang Storage = m

Tinggi Storage = m

Lebar Storage = m

18.8

8

9.4

l 9.42

p 18.85

1278944.7

1

1421.05 16

710.52

50% Volume Total

Volume bahan baku

50%

710.52

50%

1421.05

panjang dan lebar

V

1421.05

Daun Kayu Putih 1278944.69 1800.00 710.52

Total 1278944.69 1800.00 710.52

Bahan Baku Massa ρ (kg/m³) Volume (m3)

10657.87

1278944.69

LAMPIRAN I

SPESIFIKASI UNIT PENGALIHAN DAN PENYIMPANAN

I-51

I.3 Gudang Limbah Daun Kayu Putih (F-121)

Fungsi = Sebagai tempat penampungan limbah daun kayu putih

Feed rate = kg/jam

Residence Time = 4 jam

Jumlah = 1

Kapasitas = kg

Volume gudang daun kayu = m3

Volume limbah daun kayu put x Volume Total

Volume total =

=

= m3

Bangunan diperkirakan dibangun dengan ketinggian 8 meter dengan perbandigan

= 2 : 1

t = 8 m

= p x l x t

= 2 l x l x

= l^2

= m

= m

Spesifikasi Gudang Limbah Daun Kayu Putih :

Jenis Atap = Prisma Segi Empat

Jenis Lantai = Lantai Berupa Aspal

Jenis Material Penyangga = Dinding Berupa Beton

Jenis Material Atap = Polycarbonate

Jenis Material Dinding = Beton

Kapasitas = kg

Jumlah = buah

Panjang Storage = m

Tinggi Storage = m

Lebar Storage = m

1408081.3

1

15.9

8

7.9

1007.33 16

l 7.93

p 15.87

50%

1007.33

panjang dan lebar

V

1007.33 8

503.66

50%

Volume limbah daun kayu putih

50%

503.66

Limbah Daun Kayu 1408081.27 2795.68 503.66

Total 1408081.27 2795.68 503.66

11734.01

1408081.27

Bahan Massa ρ (kg/m³) Volume (m3)

I-52

I.4 Tangki Penampung MgSO4 (F - 115)

: Tempat menampung MgSO4

:

bawah conical (α= 60°): SS 302 B

: 1 buah

α : ᵒ: Kg/jam = lb/jam

: jam

Kapasitas Tangki : Kg = lb

: ℃Menentukan Volume Tangki

=

=

= ft3/h

= x

= ft3

Over Design : (Peter and Timmerhaus, 1991, hal 37)



= x

= ft3/h


Volume tutup bawah tangki :

V1 =π

xID

3

24 tan 30

V1 =π

xID

3

24 tan 0.5 60

Volume Tangki =0.0750

0.8

Volume Tangki 0.0938

20%

Volume Liquid 0.8 Volume Tangki


0.8

Volume Liquid 0.0750

Volume Liquid 0.0750 1


Volume Liquid =12.46 lb

166.06 lb/ft3

166.0601 lbm/ft³


Densitas Campuran

5.6505 12.46

Suhu 30

Densitas MgSO4 2660 kg/m³

Feed rate 5.6505 12.46

Waktu tinggal 1

Fungsi

Tipe Silinder tertutup berbentuk datar dengan bagian

Bahan

Jumlah

60

I-14

= x


= x

= + +

= x + x

= x

= ft3

= ft = in


= ft


Conical

2 x

2 x

= in = ft


= x

= x

= in = ft




= x x +

= x x +

= psia35.458


166.06 1 1.5 14.7

Ls 18 1.5

1 14.7

P total

Ls 1.5 ID

Ls 1.5 12

hb =12

tan 30

hb 10.392 0.866

1


hb =ID

tan 𝛼

ID3 0.07

ID 0.41 4.87

ID 12

Volume Tangki 1.40 ID3

ID3 =

0.09

1.40

Volume Tangki 0.23 ID3 1.18 ID

3

V3

V2 =π

x ID2 x 1.5 ID

4

V2 1.18 ID3

Volume Tangki V1 V2

V2 =3.14

x ID3 x 1.5

4

V1 0.23 ID3

V2 =π

x ID2

V1 =3.14

xID

3

24 0.58

x Ls4

I-15

= -

= -

= psig


= x

= psig



: SS 302 B

: psi

:

:

: psig

: in

= in

= in



x

2 x ( x - x )

x

2 x ( x - x )

= in = in = ft




x

2 x ( x E - x ) cos

x

2 x ( x - x ) cos

= in = in = ft


= x

= 2 x π x x x

= 2 x π x x x

= ft3

0.5 1.5 0.016

0.0733


r Ls ts

Desain Leg

thb 0.07 0.1875 0.016

3/16

thb =21.8 12

+ 0.06342061 0.7 0.6 21.80

+ Cf 0.6 Pi 0.5 𝛼

30

ts 0.07 0.1875 0.016

3/16

thb =Pi di

ts =21.795 12

+ 0.06342061.02 0.73 0.6 21.795

di+ C

f E 0.6 Pi

r 12

Sf

ts =Pi

Tekanan desain (P desain) 21.8


icr 3/4


Tegangan maksimum yang diijinkan (f) 42061.02

Faktor pengelasan single welded butt joint (E) 0.73

Faktor korosi (C) 0.063

20.76

1.05 P desain

1.05 20.76

21.8

P desain P total 14.7

35.46 14.7

I-16

= g/cm3

= lb/ft3

= x

= x

= lbm

= +

= +

= lb



= lbm

= lbm

= I Beam

= ft

= ft

= buah

= in

= lb/ft (Kusnarjo, hal 110)

= +

= +

= ft = in

Keterangan :




: in2

= ft2

: in = ft

: in = ft

: in4

= ft4

: in = ft

: in4

= ft4

: in = ft


l=

147.09= 151.64

I2-2 6.9 3E-04

r2-2 0.97 0.08

I1-1 122.1 6E-03

r1-1 4.07 0.34

b 4.66 0.39

h 10 0.83

lbn 4

A 7.38 0.05

12.21 147.09

9.843

P =ƩW

=56.11

= 14.03

Berat penyangga 7.7

Tinggi leg (l) L h

9.8425 2.3660

Diameter bejana 1

Jumlah penyangga 4

Ukuran penyangga 4

Massa conical 7.05

Massa Tutup Bawah 7.0453

Bentuk penyangga

Tinggi total bejana (h) 2.366

Massa conical =0.23

x 36.611.18

VLs=

1.18= 5.20

Vconical 0.23

Massa Total Massa tangki Massa Liquid

36.61 12.46

49.07

Massa

Tangki

Volume tangki Densitas SA

0.0733 499.4400

36.6086

Densitas 8 499.4

I-17



1 +

x

1 +

x

=

= Fc aman


= in²




= 1 in


berikut.

= + 2 x

= + 2 x

= in

= + 2 x

= + 2 x

= in

= x

= x

= in

hg 1.67 12

hg 20

bhp 4.66 1

bhp 6.66

hg 1.67 Ihp

Ihp 10 1

Ihp 12

bhp bIBeam Dbaut

0.002 < 7.38

Desain Lug

Dbaut

Ihp hIBeam Dbaut

A =14.03

7903.456

A 0.0018

fc 7903.456

fc

A =P

Fc aman

fc =18000

21635.74

18000 0.94

fc =18000

l2

18000 r2

= = 151.64r 0.97

I-18

= x

= x

= in


harga M :

3 x ( 1 - )

( x d )2

3 x ( 1 - )

( x )2

=

=

x x x x ( x d )2

x ( 1 - ) x x

M = x x x x ( x )2

x ( 1 - ) x x

=


6 x

6 x

=

= in



= psi

= in2

A =14.03

600

A 0.0234

thp 3.53E-05

Desain Base Plate

fbp 600

A =P

fbp

thp2 =

2.5E-06

12000

thp2

1E-09

M 2.49E-06

thp2 =

M

fallowable

120.51.514.03

0.1089 6.6612

0.0350.0001

20

tg2

P C 0.5

12 μ2 bhp hg

β20.002611

β 0.051094

M =β3

β2 =0.1089

0.5 12 0.035

ag 0.5 12

ag 6

β2 =μ2

0.5 ts2

ag 0.5 Ihp

I-19

= x

= ( x + 2 n ) ( x + 2 m )


= ( x + 2 m ) ( x + 2 m )

= ( x + 2 m ) ( x + 2 m )

=

=

Sehingga :

= ( x + 2 m )

= ( x + 2 m )

=

= ( x + 2 m )

= ( x + 2 m )

=


= = in

= in

= in


= x x

=

= in


= in²

dbaut2 =

Abaut2

Abaut 0.001169

tbase plate2

1.875

tbase plate 1.369

Abaut =Pbaut

fallowable baut

tbase plate2 = 0.002 x

14.028x 2.083

0.0234

Abaut =14.03

12000

tbase plate2

0.002 f n2


Px n

2

A

Pbp 9.5007

Pbp Ibp 6.6147

n 1.4433m<n

m -1.443

Ibp 3.7287

Pbp 1 hIBeam

Pbp 1 10

m 0.0007

Ibp 0.8 bIBeam

Ibp 0.8 4.66

0.023 0.8 4.66 1 10

0.023 35.416 m

1 hIBeam

A 0.8 bIBeam 1 hIBeam

A Ibp Pbp

A 0.8 bIBeam

I-20

= in

= in

Perhitungan Nozzle :

a. Nozzle pada aliran in out MgS04

= Kg/jam

= lbm/jam

= lbm/ft³

=

= lbm/jam

lbm/ft³

= ft³/jam

= ft³/s

= kg/m.s

lb/ft.s



=

= in

Diameter nozzle = in



ft

OD : in

ft

Alat : Tangki Penampung MgSO4

Kode : F-115

Kapasitas :

Fungsi : Tempat menampung MgSO4

Bentuk : Silinder tertutup berbentuk dished head dengan

bagian bawah conical (α=60°)Dimensi : Diameter Silinder = ft

5.651 Kg

1

Tabel. Tangki Penampung MgSO4

0.032

0.032

0.215

0.018

0.405

0.034

0.000021

μ MgSO4 0.0088

0.0059

3.9 0.00002 0.005913


Densitas

12.45731

166.060

0.075

dbaut 1/2

rate masuk 5.6505

12.4573

ρ MgSO4 166.060

dbaut2 = 2E-06

dbaut 0.0013

dbaut =0.785

dbaut2 =

1E-06

0.785

3.9 Q0.36 × μ0.18X

0.36 0.18

I-21

Tinggi Silinder = ft

Tebal Silinder = in

Tebal Tutup Bawah = in

Tinggi Tutup Bawah = ft

Tinggi Total = ft

Tekanan Desain : psig

Bahan : SS 302 B

I.5 Tangki Penampung Air (F-315)

: Menyimpan Air

:

: ASTM A 36

: 1 buah

: Kg/jam = lb/jam

: Jam


: ℃: kg/m

3= lb/ft

3

= ft3/h

= x h

= ft3

Over Design :



= x

= ft3/h




Volume Tangki


20%

Volume Liquid 0.8


0.8

Volume Liquid =41532.32 lb/h

61.04 lb/ft3



18838.9 41539.86

Suhu 60

Densitas Air 983.24 61.04

Volume Liquid =Massrate Air

Densitas Air


0.8


3/16

0.9

2

21.795

1.5

3/16

Fungsi

Tipe Silinder tegak dengan tutup atas dan tutup bawah

Bahan

Jumlah

Mass rate 18838.9 41532.32

Waktu tinggal 1

I-22

= x

=

= x

= x

= ft3

= ft = in

= in (Brownell, 90)

= ft


= x

= x

= in = ft




= x x +

= x x +

= psia

= -

= -

= psig


= x

= psig



Material yang digunakan : ASTM A 36

: psi

72.1


P desain P total P operasi

83.3684 14.7

68.6684

1.05 P desain

1.05 68.6684

Ls 1.5 108

Ls 162 13.5

1 14.7

P total

ID3

721.84

ID 8.9704 107.6

ID 108

9

Ls 1.5 ID

Volume Tangki V2



ID3 =

850.7343

1.1786

V2 = x ID3 x 1.5

V2 1.1786 ID3

ID2 x Ls

4

V2 =π

x ID2 x 1.5 ID

4


61.04 1 13.5 14.7

83.368

3.14

4

V2 =π

x

I-23

:

:

: psig

: in


x

2 x ( x - x )

x

2 x ( x - x )

= in = in = ft


Mencari Tebal Tutup bawah

Untuk tebal tutup bawah (datar) langsung berada pada pondasi,

maka tebalnya dianggap 1/4 in

Tegangan Kerja Pada Bottom

1. Compressive stress yang dihasilkan Air

=

x x π=

= psi

2. Compressive stress yang dihasilkan oleh berat Silinder

= Htot x ρs(Brownell and Young, 1959 hal156)

= x

= psi

Tegangan total yang bekerja pada lantai :

= S1 + S2

= +

= psi

Batas tegangan lantai yang diizinkan :

St < tegangan bahan plat (f) x efisiensi pengelasan ( E )

psi < psi (memenuhi)

Perhitungan Nozzle

a. Nozzle pada aliran in out water storage

(Kusnarjo, hal 14)

(Brownell and Young, 1959 hal 156)

144

S2 827.3302

St

4.5368 827.3302

831.8670

831.8670 29007.6

S1 41539.86

9156.24

S1 4.5368

S2

144

S2 162 735.4

ts 0.259 0.375 0.031

3/8

S1 w

0.25 Di²

ts =72.102 108

+ 0.12536259.5 0.8 0.6 72.102


ts =Pi di

+ Cf E 0.6 Pi

Pengelasan double welded butt joint (E) 0.8



I-24

Nozzle untuk penyaluran air

= Kg/jam

= lbm/jam

= lbm/ft³

=

= lbm/jam

lbm/ft³

= ft³/jam

= ft³/s

= lb/ft.s



= #

= in

Diameter nozzle =


ID = in Appendix A.5 geankoplis ed 4

ft

OD = in

ft

Alat : Tangki Penampung Air

Kode : F-315

Kapasitas : Kg

Fungsi : Menyimpan Air

Bentuk :

Dimensi : Diameter Silinder = ft


Tebal Silinder = 3/8 in

Tinggi Total = ft


Bahan : ASTM A 36

14

14

68.668

Tabel Spesifikasi Tangki Penampung Air

Silinder tegak dengan tutup atas dan tutup bawah

0.546

0.045

0.840

0.070

18838.94

berbentuk plat datar

9

61.039

680.434

0.1890μ Air 0.000315

0.189009 0.000315

0.502

0.502

rate masuk 18838.94

41532.7

ρ Air 61.039


Densitas

41532.7

3.9 Q0.36 × μ0.18X

0.36 0.18

I-25

I.6 Tangki Penampung Pure Essential Oil (F-221)

: Tempat menampung Pure Essential Oil (PEO)

:

bawah conical (α= 60°): ASTM A 36

: 1 buah

α : ᵒ: Kg/jam = lb/jam

: jam


Menentukan Volume Tangki

=

=

= ft3/h

= x

= ft3

Over Design :




= x

= ft3/h


Volume tutup bawah tangki :

Fungsi

Tipe Silinder tertutup berbentuk dished head dengan bagian

Bahan

Jumlah

60

35.073 77.3359

Densitas PEO 930 kg/m³

58.0586 lbm/ft³

Feed rate 35.0730 77.3

Waktu tinggal 1





Densitas Campuran

Volume Liquid =77.32 lb

58.06 lb/ft3


0.8


20%

Volume Liquid 0.8 Volume Tangki


0.8

V1 =π

xID

3

24 tan 30

V1 =π

xID

3

24 tan 0.5 60

I-14

= x


= x

Volume tutup atas tangki :

= x

= + +

= x + x + x

= x

= ft3

= ft = in


= ft


Conical

2 x

2 x

= in = ft


= x

= x

= in = ft

Mencari Tinggi Tutup Atas

Dished head

V1 0.23 ID3

V2 =π

x ID2

V1 =3.14

xID

3

24 0.58

x Ls4

V2 =π

x ID2 x 1.5 ID

4

V2 =3.14

x ID3 x 1.5

4

Volume Tangki V1 V2 V3

Volume Tangki 0.23 ID3 1.18

V2 1.18 ID3

V3 0.08 ID3

ID3 =

1.6647

1.4888

ID3

1.12

ID3

0.08 ID3



hb =ID

tan 𝛼

ID 1.04 12.5

ID 14

1.167

Ls 1.5 ID

Ls 1.5 14

hb =14

tan 30

hb 12.12 1.01

Ls 21 1.75

Tutup atas berbentuk :

I-15

ha = x ID

= x

= in = ft




= x x +

= x x +

= psia

= -

= -

= psig


= x

= psig



: ASTM A 36

: psi

:

:

: psig

: in

= in

= in



x

2 x ( x - x )

x

2 x ( x - x )

= in = in = ft




x

2 x ( x E - x ) cos

x

P total

ρ g/gc

0.169

0.169 14

Hliquid P operasi

58.06 1 1.75 14.7

2.37 0.20

1 14.7

8.47

1.05 P desain

1.05 8.47

8.89023

23.17

P desain P total 14.7

23.17 14.7



icr 7/8



Faktor pengelasan single welded butt joint (E) 0.73


di+ C

f E 0.6 Pi

r 14

Sf

ts =Pi

ts =8.89 14

+ 0.06336259.5 0.73 0.6 8.89

ts 0.06 0.188 0.01556

3/16

thb =Pi di

+ 0.063

+ Cf 0.6 Pi 0.5 𝛼

thb =8.89 14

I-16

2 x ( x - x ) cos

= in = in = ft


Mencari Tebal Tutup Atas

: Dished Head

x x

2 x ( x - x )

x x

2 x ( x - x )

= in = in = ft


= x

= 2 x π x x x

= 2 x π x x x

= ft3

= g/cm3

= lb/ft3

= x

= x

= lbm

= +

= +

= lb



= lbm

= lbm

= I Beam

= ft

= ft

= buah

= in

= lb/ft

(Kusnarjo, hal 112)

+ 0.06336260 0.7 0.6 8.89 30

thb 0.06 0.188 0.016

3/16

thb =

+ Cf E 0.1 Pi

Tutup atas

tha =0.885 Pi r

0.06336259.5 0.73 0.1 8.89

tha 0.065 0.188 0.01556

tha =0.885 8.89 14

+

0.583 1.75 0.016

0.0998

Densitas SA 7.8 486.954

3/16

Desain Leg


r Ls ts

Massa Liquid

48.58 77.32

125.90

Massa

Tangki

Volume tangki Densitas SA

0.10 486.95

48.58

VLs=

1.18= 5.20

Vconical 0.23

Massa Total Massa tangki

Massa conical 9.35

Massa Tutup Bawah 9.3497

Bentuk penyangga

Tinggi total bejana (h) 2.96

Massa conical =0.23

x 48.581.18

Berat penyangga 85

Diameter bejana 1

Jumlah penyangga 4

Ukuran penyangga 4

I-17

= +

= +

= ft = in

Keterangan :




: in2

= ft2

: in = ft

: in = ft

: in4

= ft4

: in = ft

: in4

= ft4

: in = ft




1 +

x

1 +

x

=

= Fc aman


= in²


Tinggi leg (l) L h

16.4 2.9575

19.36 233.27

16.4

P =ƩW

=135.25

= 33.81

b 7.053 0.59

h 20 1.66

lbn 4

A 24.8 0.17

I2-2 47 0.002

r2-2 1.38 0.11

I1-1 1501.7 0.07

r1-1 7.78 0.65

fc =18000

l2

18000 r2

l=

233.27= 169

r 1.38

fc 6956.643

fc

A =P

Fc aman

fc =18000

54416.69

18000 1.9

A =33.81

6956.643

A 0.0049

I-18



= 1 in


berikut.

= + 2 x

= + 2 x

= in

= + 2 x

= + 2 x

= in

= x

= x

= in

= x

= x

= in


harga M :

3 x ( 1 - )

( x d )2

3 x ( 1 - )

( x )2

=

=

x x x x ( x d )2

x ( 1 - ) x x

x x x x ( x )2

x ( 1 - ) x x

=

0.005 < 24.8

Desain Lug

Dbaut

Ihp hIBeam Dbaut

1

bhp 9.053

hg 1.7 Ihp

Ihp 20 1

Ihp 22

bhp bIBeam Dbaut

hg 1.7 22

hg 36.667

ag 0.5 Ihp

bhp 7.053

β2 =0.109

0.5 14 0.035

ag 0.5 22

ag 11

β2 =μ2

0.5 ts2

tg2

P C 0.5

12 μ2 bhp hg

β20.001918

β 0.043795

M =β3

0.5 14

12 0.109 9.053 36.67M =

8E-05 0.035 33.81 1.5

M 2.07E-06

I-19


6 x

6 x

=

= in



= psi

= in2

= x

= ( x + 2 n ) ( x + 2 m )


= ( x + 2 m ) ( x + 2 m )

= ( x + 2 m ) ( x + 2 m )

=

=

Sehingga :

= ( x + 2 m )

= ( x + 2 m )

=

= ( x + 2 m )

= ( x + 2 m )

=


= = in

= in

= in

thp2 =

2.07E-06

12000

thp2 1E-09

thp2 =

M

fallowable

thp 3.22E-05

Desain Base Plate

fbp 600

A =P

fbp

A Ibp Pbp

A 0.8 bIBeam

A =33.81

600

A 0.0564

0.056 0.8 7.053 1 20

0.056 107.2 m

1 hIBeam

A 0.8 bIBeam 1 hIBeam

Ibp 5.643

Pbp 1 hIBeam

Pbp 1 20

m 5E-04

Ibp 0.8 bIBeam

Ibp 0.8 7.053

Pbp 19

Pbp Ibp 12.32

n 3.34m<n

m -3.339

I-20


= x x

=

= in


= in²

= in

= in

Perhitungan Nozzle

a. Nozzle pada aliran in out pure essential oil

= Kg/jam

= lbm/jam

= lbm/ft³

=

= lbm/jam

lbm/ft³

= ft³/jam

= ft³/s

= lb/ft.s



tbase plate2

0.002 f n2


Px n

2

A


33.81x 11.1533

0.056

Abaut =33.81

12000

Abaut 0.00282

tbase plate2

10.04

tbase plate 3.168

Abaut =Pbaut

fallowable baut

dbaut2 =

Abaut2

0.785

dbaut2 =

8E-06

0.785

dbaut 1/2

rate masuk 35.0730

77.3225

ρ PEO 58.0586

dbaut2 = 1E-05

dbaut 0.003

0.0004μ PEO 0.0005


Densitas

77.3225

58.059

1.33

3.9 Q0.36 × μ0.180.36 0.18

I-21

= #

= in

Diameter nozzle =



ft

OD : in

ft

Alat : Tangki Penampung Pure Essential Oil

Kode : F-221

Kapasitas :

Fungsi : Tempat menampung Pure Essential Oil

Bentuk : Silinder tertutup berbentuk dished head dengan

bagian bawah conical (α=60°)Dimensi : Diameter Silinder = ft


Tebal Silinder = in

Tebal Tutup Bawah = in

Tinggi Tutup Bawah = ft

Tinggi Tutup Atas = ft

Tebal Tutup Atas = in

Tinggi Total = ft


Bahan : ASTM A 36

0.000370 0.000465

0.057

35.07 Kg

1.2

1.8

3/16

3/16

0.057

0.215

0.018

0.405

0.034

Tabel. Tangki Penampung Pure Essential Oil

1

0.2

3/16

3

8.89

X

0.36 0.18

I-22

1. Unit Penyediaan Air

2. Perancang Alat

3. Unit Penyediaan Listrik

4. Unit Pengolahan Limbah

5. Unit Penyediaan Steam

Asumsi : Suhu air masuk pada T = 30°C

Kebutuhan air = kg/jam

= L/jam

Dari App. A.2-3 dan A.2-4 Geankoplis, didapatkan :


= kg/L

Viskositas (μ) = cp

J.1 Unit Penyediaan Air

1. Air sanitasi

Kebutuhan air untuk sanitasi diperlukan sebagai berikut:

a. Air untuk karyawan

Kebutuhan air = 120 Liter/hari/orang

= m3/hari/orang

Sehingga untuk 44 karyawan, diperlukan air sebanyak:

Kebutuhan air = orang x m3/orang/hari

= m3/hari

b. Air untuk mushola, klinik kesehatan dan kantin

= x

= m3/hari

c. Kebutuhan air untuk laboratorium

= x

LAMPIRAN J

PERHITUNGAN UTILITAS DAN PENGOLAHAN LIMBAH

335

336.83

995.6800

0.9957

0.15 5.2800

0.8

0.20 5.2800

0.8360

Menurut Sarwoko,2010 kebutuhan air sanitasi per orang adalah 0,12 m3/

hari/ orang. Maka, untuk keperluan pekerja pabrik diperkirakan dibutuhkan

air sebanyak:

0.120

44 0.12

5.3

= m3/hari

d. Air hydrant fire

= x

= m3/hari

e. Air untuk kebersihan, pertamanan dan lain-lain

= x

= m3/hari

Total kebutuhan air sanitasi adalah :

Kebutuhan air karyawan = m3/hari

Kebutuhan air mushola, klinik dan kant= m3/hari

Kebutuhan air untuk laboratorium = m3/hari

Air hydrant fire = m3/hari

Air pertamanan = m3/hari

Total = m3/hari

2. Air pendingin

No Jumlah (Kg/jam)

1

2

kebutuhan total air pendingin= kg/jam

3. Kebutuhan Air Proses

Kebutuhan air proses pabrik minyak kayu putih adalah sebagai berikut:

No Jumlah (Kg/jam)

1

Air sanitasi = kg/jam = m3/hari

Air pendingin = kg/jam = m3/hari

Air Proses = kg/jam = m3/hari

Total = kg/jam = m3/hari

Jadi kebutuhan total air pabrik minyak kayu putih sebes m3/hari

J.2 Perancang Alat

1. Daerator (F-311)

10,262.257 246.294

78,272.65 1,878.54

1,878.54

Total 10,262.2567

Dari perhitungan diatas dapat diketahui total

7.92 0.1901

68,002.47 1,632.06

Total 68,002

Berdasarkan perhitungan kebutuhan air pendingin pada alat kondensor dan heat

exchanger, maka kebutuhan total air pendingin adalah

68,002.47

Nama Alat

Dearator 10,262.2567

Kebutuhan air pendingin yang digunakan pada peralatan pabrik kayu putih sebagai

Nama Alat

Kondensor (E-111) 267.6355

Kondensor (E-112) 67,735

5.28

0.79

1.06

0.26

0.53

7.92

0.05 5.2800

0.2640

0.10 5.2800

0.53

1.0560

Fungsi : Melepaskan gas-gas yang terlarut dalam air seperti O2 dan CO2

Tipe : Silinder dengan bahan isian, torisherical dished head

Bahan kontruksi : ASTM A36

Tipe bahan isian : Rasching ring ceramic (Tabel 11.2 Coulson, 1989)

:

Rate volumetrik = kg/jam

= m3/jam

= ft3/jam

= L/jam

= gpm

Asumsi:

Tinggi bed (h) = 0,75 D

Kecepatan penyaringan 2 - 5 gpm/ft = 5 gpm/ft2

A = gpm

gpm/ft2

= ft2

Diameter tangki:

= π/4 x D2

ft2 = π x D2

4

D = ft

= in

Tinggi bed :

h = x D

= x ft

= ft

Menghitung tebal shell

Tekanan hidrostatik (Ph) = ρ x g/gc x h= x 1 x

= psi

Tekanan design (Pd) = (Pop + Ph)

= +

= psi

144

0.025

14.6959 0.0245

14.72

0.75

0.75 4.73

3.55

Dipilih dinding (shell ) dengan jenis plate shell SA-240 Grade T (Brownell &

Young, 1959 Appendix D item 4).

0.9957 3.5502

5

17.61

A

17.61

4.73

56.80

706.04

19992.71

88.03

88.03

Packing factor (Fp) 160

19992.72

19.99

Untuk keamanan diambil P design = x psi

= psi

Tebal shell

Bahan yang digunakan adalah ASTM A36

Joint Efficiency =

Allowable stress = psia = kPa

= in

ts = (Pers. 13.1 Brownell, 1959)

S.E - 0,6.P

= x

x - 0.6 x

= in

Diambil tebal shell standa= in (Brownell, 1959. Tabel 5.7)

Sehingga,

= ID + 2ts

= + ( 2 x )

= in

Dari tabel 5.7 Brownell, OD standar yang sesuai adalah in

Standarisasi ID:

= OD - 2ts

= - ( 2 x )

= in

= ft

= m

Standarisasi h:

Tinggi bed (h) = x ID

= x m

= m

Dari tabel 5.7 Brownell didapatkan:

icr =

r =

Menghitung ukuran head

th = (Brownell, 1959 Pers 13.12)

Head yang digunakan adalah jenis standart dished dengan bahan kontruksi yang

sama dengan shell vessel

0,885.Pd.rc+ C

0.75

0.75 1.7399

1.3049

3 5/8

60

ID koreksi

69 1/4

68.50

5.71

1.74

1/4

OD

56.80 1/4

57.30

69

+ 0.6036,000 0.80 16.1925

0.62

Corrosition Allowance 0.60

P.ri+ C

16.1925 28.4012

1.10 14.72

16.19

0.80

36,000 248,211.3600

= x x

x - 0.1 x

= in

Diambil tebal shell standar = in (Brownell, 1959. Tabel 5.7)

Dari tabel 5.6 Brownell, 1959 didapatkan nilai sf untuk th 3/8 in adalah

sf = 1 1/2 - 2 1/2 in Maka, diambil nilai sf = in

Brownel & Young, 1959, Hal.87

a = x ID

= x in

= in

AB = a - icr

= in - in

= in

BC = r - icr

= in - in

= in

AC =

= in

b = r - AC

= in - in

= in

OA = th + b + sf

= in + in + in

= in

Jadi, tinggi head (Hh) = in

= m

= h + 2 (OA)

= + ( 2 x ) m

= m

= ft

a. Nozzle in out deaerator

Nozzle untuk

= Kg/jam

= lbm/jam

= lbm/ft³

=

= lbm/jam

Densitas

44076.3533

rate masuk 19992.72

44076.353

ρ 62.158


0.3916

Tinggi vessel total

1.3049 0.3916

2.0882

6.8510

12.6687

1/4 12.6687 2.5

15.4187

15.4187

30.6250

60 3.63

56.3750

47.3313

60 47.3313

1/2

1/2 68.5000

34.2500

34.2500 3.63

36,000 0.80 16.1925

0.6299

1/4

2.5

+ CfE - 0,1Pd

0.8850 16.1925 60+ 0.60

√(BC^2−AB^2 )

lbm/ft³

= ft³/jam

= ft³/s

= m2/s

lb/ft.s



= 4

= in

Diameter nozzle =

Digunakan Pipa standart: Appendix A.5 geankoplis ed 4

Nominal pipe size: 2 in

ID : in

ft

OD : in

ft

Nama Alat : Mixer Crude Essential Oil

Kode Alat : F-311

Tipe : Silinder dengan bahan isian, torisherical dished head

: ASTM A36

Jumlah : 1 buah

ID : in

Tinggi Total : in

Tebal Tangki : in

Tebal Head : in

J.3 Unit Penyediaan Listrik

Listrik di supply oleh PLN

1. Kebutuhan Penerangan Area di Luar Bangunan

Area bangunan Tingkat

Pencahayaan m2

Area Perluasan

Bengkel/safety area

Parkir kendaraan besar

Parkir tamu dan karyawan

Taman

10.0000 600 6,458.34 6,000

10.0000 400 4,305.56 4,000

20.0000 50 538.20 1,000

10.0000 200 2,152.78 2,000

ft2 Cahaya

68.50

82.21

0.25

0.25

Tabel J.1 Kebutuhan penerangan untuk area di luar bangunan

Luas (a) Jumlah

1.939

0.162

2.375

0.198

SPESIFIKASI DAERATOR (F-311)

Bahan Kontruksi

Unit penyedia listrik berfungsi sebagai penyedia kebutuhan listrik untuk keperluan

pabrik

0.2441

0.196973 0.244053

1.686

1.686

Sch:

62.158

709.102

0.1970μ 0.8007

80

3.9 Q0.36 × μ0.18X

0.36 0.18

Jalan

Total

= Jumlah lampu luar area bangunan

=

= buah

Daya = Jumlah lampu yang dibutuhkan x watt lampu

= x

= watt

= kW

2. Kebutuhan Penerangan Area di Dalam Bangunan

Jumlah

Cahaya

Area proses

kamar mandi

Bengkel & Gudang Alat

Pos Keamanan

Kantin

Mushola

Laboratorium

Poliklinik

Kantor dan Perpustakaan

Control Room

Gedung serbaguna

Total

Jumlah lumen yang butuhkan =

= = buah

Daya = Jumlah lampu yang dibutuhkan x watt lampu

= x

Jumlah lampu dalam area bangunan

Lumen lampu phillips

44,525 11.13

4,000

11.13

Sehingga kebutuhan listrik untuk penerangan diluar ruangan dapat dihitung

antara lain:

55 watt

10 200 2,153 2,000

44,525

Untuk area yang berada diluar ruangan, direncanakan

15 900 9,688 13,500

20 300 3,229 6,000

10 300 3,229 3,000

10 65 700 650

5 65 700 325

5 370 3,983 1,850

10 90 969 900

5 300 3,229 1,500

20 700 7,535 14,000

10 80 861 800

733.33

0.73

Tabel J.2 Kebutuhan penerangan untuk area di dalam bangunan

Area bangunanTingkat Luas (a)

Pencahayaan m2

ft2

Jumlah lumen yang butuhkan

Lumen lampu mercury

22,000

3,000

7.33

7.33 100 watt

Sehingga kebutuhan listrik untuk penerangan diluar ruangan dapat dihitung

antara lain:

15.0000 600 6,458.34 9,000

22,000

Untuk area yang berada diluar ruangan, direncanakan

= watt

= kW

3. Kebutuhan Listrik Unit Proses

Tabel J.3 Penyediaan Listrik Unit Proses

No Nama alat Kode alat

1. L-114 2

2. L-218 2

3. L-223 2

Total

Kilowatt (kW)

4. Kebutuhan Listrik Unit Utilitas

Tabel J.4 Kebutuhan tenaga listrik untuk unit utilitas

No Nama alat Kode alat Jml Daya (HP)

1. L-411 2

3. L-316 2

4. L-312 2

Total

Kilowatt (kW)

5. Kebutuhan Listrik Peralatan Kantor

=

= + + +

+

= kW

Over design =

Maka, total kebutuhan listrik = x kW

= kW

0.7333

60.29

30%

1.3 60.2940

78.3821

Kebutuhan listrik peralatan kantor, seperti air conditioner (AC),

komputer, dan alat elektronik lainnya yang menunjang kegiatan

kantor diasumsi sebesar 50 kW.

Total Kebutuhan Listrik peralatan proses + peralatan utilitas + peralatan

kantor + penerangan di dalam ruangan +

penerangan di luar ruangan

4.4742 4.4742 50 0.6122

Pompa 6 2

Pompa 7 2

6

4

6

4.47

Pompa 5 2

Pompa 1 2

Pompa 2 2

kompresor 2

612.22

0.61

Jadi, kebutuhan total listrik untuk penerangan didalam dan 0.61 kW

Jumlah Daya (HP)

J.4 Unit Pengolahan Limbah

1. Chimney

Fungsi: Untuk membuang flue gas boiler ke lingkungan.

= kg/jam = ton/jam

= kg/jam

Terbawa gas = ton/jam

Menghitung ketinggian Stack Gas

H = x (Q)0,27

= x

= m

Spesifikasi :

Ketinggian stack gas = m

Jumlah =

2. Blower (L-318)

Fungsi : Mengalirkan gas CO2 menuju stack gas

Jumlah : unit

Tipe : Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower

Suhu udara masuk blower = oC = o

FTekanan udara masuk = psi

Asumsi pressure drop 0.5 psi

Tekanan udara keluar = psi

ρ pada 428oF = kg/m

3 = lb/ft³

Rate massa udara = kg/jam

= kg/menit

= lb/menit

Rate volume udara (Q) = /

= ft3/menit

Daya = 1.57 x 10-4

Q p= 1.57 x 10

-4 x x

= hp = hp

Alat : Blower L-318

Jumlah : 1 buah

Fungsi : Mengalirkan gas CO2 menuju stack gas

Tipe : Centrifugal Multiblade Backward Curved

Blower A

Daya : hp

17476926.13 15

41706.937 41707.000

SPESIFIKASI BLOWER L-318

41707

20785668.418

346427.807

763741.672

763741.672 0.0437

17476926.13

220 428

14.7

15.2

0.7 0.0437

1.91765

141.91

1 buah

1

flowrate gas 126,383.00 126.3830

Jumlah partikel solid 11,150.52

11.150519

141.91

74

74

3. Bottom Ash Silo

Fungsi = Sebagai tempat penampungan bottom ash

Feed rate = kg/jam = ton/jam

residence time = hari

jumlah silo = 1

kapasitas = kg

Densitas semen Masuk :

ρ bottom ash =

=

Volume bahan baku = m3

Volume bahan baku = x Volume Total

Volume total =

=

= m3

Dimensi Silo :

sudut puncak = ⁰dimensi tinggi silinder / diameter bejana ( Hs / ID= ( Ulrich, hal. 248)

Volume Silinder= 1 x π x ID² x Hs4

= 1 x π x ID² x ID

4

= ID³

Volume Conical=

24. tg (α/2) = ID³

Volume tutup atas tidak dihitung karena flange only berbentuk flat

= Volume Silinder + Volume Conical

= ID³ + ID³

= ID³

ID³=

ID = m = in

= 1,600.00 kg/m3

418.14

2.00

261.66

6.40 251.81

π x ID³

0.04

Volume total

522.68 1.96 0.04

11,150.52 11.1505191

2.5

669,031.15

99.20 lb/ft3

522.68

Tangki berupa silinder tegak dengan tutup atas flange only dan tutup bawah

conical dengan

150

2.5

2.5

1.96

418.14

80%

Bahan Baku Massa ρ (kg/m³) Volume (m3)

Bottom ash 669,031.15 1,600 418.14

Volume bahan baku

80%

418.14

80%

Total 669,031.15 418.14

669,031.15

Hs = x ID

= 3 x

= m = in

Menghitung tutup bawah :

tinggi conical (Hc) =

= 2 x tg (α/2) = m

= in

= tinggi bejana + tinggi conical

= +

= m

= in

Volume conical =

24. tg (α/2) = ³

x tg ( x )

= m3

= volume total bahan - volume conical

= -

= m3

= volume bahan dalam silinder

=

= m

= tinggi bahan dalam silinder + tinggi conical

= +

= m

Menentukan Tekanan Design (Pd)

P bahan = ρbahan x g x Hb

= x x

= Pa

= psi

Pd = + P bahan

= +

= psi

Menentukan ketebalan silinder

ts = Pd x ID+ C

155,218.40

22.51

14.7

14.7 22.51

37.21

tinggi bahan

dalam bejana (Hb) 9.04 0.86

9.90

Tekanan operasi sama dengan tekanan atmosfer ditambah dengan tekanan

parsial bahan :

1,600 9.8 9.90

290.38

tinggi bahan

dalam silinder π/4 x ID2

290.38

32.11

9.04

24 0.5 150

127.76

V bahan dalam

silinder 418.14 127.76

15.99 0.86

16.85

663.27

π x ID³

3.14 x 6.40

15.990 629.53

ID

0.86

33.74

tinggi total bejana

2.5

6.40

(Brownell & Young, hal. 254)

= psi (Brownell & Young, 251),C = in

(Kusnarjo, 14)

= (Brownell & Young, 254)

= x +

2 x ( + x )

= in

= + 1 =

#

= m

= + 2 x

= + 2 x

= m

= in (Brownell & Young, 91)

Menentukan ketebalan tutup bawah

tb =

(Brownell & Young, hal. 259)

tb = +

x ( + x )

= in

= = 2 3

4

= m

Spesifikasi Bottom Ash Silo :

Jenis Tutup Atas dan Bawah = Tutup atas Flange Only dan tutup bawah conical

Jenis Material Luar = Concrete

Jenis Material Dalam = Concrete

Kapasitas = kg

Jumlah = 1 buah

Tinggi Silo = m

Diameter Luar = m

Diameter Dalam = m

Tebal Silinder = m

Tebal tutup bawah = m

4 Pompa Water Storage ke Deaerator (L-316)

Fungsi : Mengalirkan Air dari Water Storage menuju Deaerator

Jenis : Centifugal Pump


6.41

6.40

0.006

0.014

0.255046

0.56

9.04

16

0.014

669,031.15

16.85

0.006

1

1 36000 0.6 37.21 16

+ C2cos(α/2)(fE + 0,6 Pd)

37.21 x 251.81

6.41

252.32

Pd x ID

OD ID ts

6.40 0.006

36,000 0.6 37.21 16

0.19

0.19

1

16

E 0.8

ts 37.21 251.81 1

+ C2(fE + 0,6 Pd)

f 45,000

Jumlah : 2 buah

Asumsi : Suhu air yang masuk p = # °C


Densitas (ρ) = kg/m3= lb/ft3

= cp = lb/ft.s

= m3/hari = kg/jam

= ft3/hari = kg/s

= ft3/s Q = m3/s

Di, opt= 3,9 x qf0,45 x ρ0,13

Di, opt= x x

= in


= in

Schedule (sch) =



Luas Penampang (A) = in2 = ft

𝜋 x ID2

=


ρ ID v

lb/ft3 x ft x ft/s

lb/ft.s

= (Turbulen)

e =

a. Menghitung Fanning Friction Facto = =

Diperoleh nilai,



L = S = 7 x (N)0.5

S = 7 x ( )0,5

21693.4

79,357.5592

0.000014

0.0045

0.2803

0.3333

6.052E-03

3.9

3.3316

3.4

2.4504

0.00054

4.6E-05

e / D 4.6E-05

=62.1583

ft2

2.4504 ft/s

Nre =μ

0.3333

3.364 0.2803

8.88 0.0617


18466.0630 6.026

0.2137



0.2137 62.1583

=0.8549 ft

3/s

0.3489

3.5

80

4.000

0.45 0.13


62.1583

0.8007 0.0005

522.9002 Flowrate

995.6800

Viskositas (μ)

Kapasitas (Q)

= ft

ID = ft

= in


Sehingga,Σ L= L +

= +

= ft

= in


Pada pipa lurus

4 x x x 2

x 2 x

=


A1 >> A2

A1 = = ft²

A2 = ft²

A2

A1

A2

A1

1288.4974

4.0415

( 1.25 - )Kc

1/4 π D² 8.8848

0

=0

= 0 < 0.7150

D. 2gc

Ff =0.005 107.375 2.4504

0.3333 32.1740



Total 7.75


Σ Le

103.3333

4.0415 103.3333

4.5 4.5 225 75

Tee 1 1 1 50 16.6667

gate valve (half open ) 1

Tot. Kf Le/D (ft) Le

elbow 90º 3 0.75 2.25 35 11.6667

0.3333

4.0000


Tipe Fitting/Valve Jumlah Kf

Maka, = 0.4000

8.8848

0.5410 ft.lbf/lbm

Ff =4.f.ΣL.v²

107.3748

A A2A A2

=

2

2 x

=


A1 << A2

= ft²

= = ft²

hex

2

2 x

= ft.lbf/lbm


2

2 x

= ft.lbf/lbm



= + + +

= ft.lbf/lbm


Z1 = 0 ft

Z2 = 4 ft

= 1 lbf/lbm

32.174

32.174

0.5410 0.0933 0.7232 2.4504

3.8079

2 gc

= 7.75 x2.4504

Σ F

g/gc

= 1 x2.4504

hf = Kfv²

= Kexv²

2 gc

2.4504

32.1740

0.0467 ft.lbf/lbm


0



A1

A2

)8.8848

0.5000


2 gc

= 0.4000 ( 1.25 -0


0.0933

0.7232

1/4 π D² 8.8848

= 0.5000

A AA A

∆Z = Z2 - Z1

= 4 - 0

= 4 ft

= 4 ft x 1 lbf/lbm

= 4 ft.lbf/lbm






P1 = 1 atm = psi

P2 = 1 atm = psi

∆P = P2 - P1

= -

= 0

Sehingga, ∆P/ρ=


∆v2g ∆P

2α gc ρ

2

2 x 1

= ft.lbf/lbm

η = (Coulson, fig 10.62)

= ft.lbf/lbm


Wp x m (Geankoplis, pers 3.3-2)

= kg/jam

∆Z x (g/gc)

BHP =550

m 3,487.3666

60%

=10.8101

60%

18.0168

3.8079

10.8101

=-Wp

η

+ ΣF

-Ws =2.4504

+ 4 + 0 +


Wp

Wp

14.7

14.7 14.7

0

-Ws = + ∆z +

14.7

= lb/s

x

= Hp


= Hp

Dipilih motor standar dengan p= 1 Hp= kW

j. Menghitung NPSH

Meninjau kavitasi:

T = ºC

= K

Log P = A + B/T + C Log T + DT + ET(Yaws, 1999, Pers 7-1 hal 159)

(Yaws, 1999)

= mmHg

= psia



= atm

= psia

ρ = lb/ft3

=62.1583

14.70

62.1583


62.4

Total 1.9768

Maka Pv 1.9768

0.0382

Pabs 1

E Pisat

H2O 29.8605 -3515.2 -7.3077 2.4247E-09 1.81E-06 1.9768

0.0874

0.75

30

303.2


Komponen A B C D


Berdasarkan Fig.14.38 Peters & Timmerhaus, diperoleh

efisiensi motor sebesar 80%, sehingga power motor:

Power motor =BHP

η

=0.0700

80%

BHP =18.0168 2.1356

550

0.0700

2.1356

= lbm/ft3

x

x

= ft

Eley diff = ft

Line loss = ft

x

= ft

Maka nilai NPSH avail= ft


= 3 meter

= 6 meter

NPSH Requred by pum3 m = ft


ft > ft

=

=

= ft3/hari

= = kW

=

=

5 Pompa Pompa Kondensor ke Cooling Water (L-411)

Fungsi : Mengalirkan Air ke Cooling Water



Jumlah : 2 buah

Asumsi : Suhu air yang masuk pada T = # °C


80%

2 buah

Kapasitas

Jenis

Efisiensi

Daya

Jumlah

Centifugal Pump

18466.0630

0.7461 HP

Untuk kecepatan alir<100 m3/jam NPSH yang dibutuhkan

Untuk kecepatan alir>100 m3/jam NPSH yang dibutuhkan

Fungsi Mengalirkan Air dari Water Storage menuju Deaerator

SPESIFIKASI POMPA (L-316)

0.0883

43.6415

9.8425

43.6415 9.8425

33.9320

0.202

Pv x 2,3

SG

=0.0382 2.3

0.9961

2.3

0.9961

=14.6959 2.3

0.9961

=62.4

0.9961

Absolute Pressure=14.6959

Tekanan uap =

10


= cp = lb/ft.s

= = kg/jam

= ft3/hari = kg/s

= ft3/s Q = m3/s

Di, opt= 3,9 x qf0,45 x ρ0,13

Di, opt= 4 x x

= in


= in

Schedule (sch) =




𝜋 x ID2

=


ρ ID v

lb/ft3 x ft x ft/s

lb/ft.s

= (Turbulen)



ɛ = m

= in



ɛ in

D in

Diperoleh nilai,

0.0018= 0.0004

4.813

2.0157

0.00054

93,399.9293

4.6E-05

0.00181

Nre = 93,400 , dan =

Nre =μ

=62.1583 0.401

=1.3602 ft

3/s

0.6748 ft2

2.0157 ft/s

4.813 0.4011

0.13


0.3401 62.1583

4.1060

5

80

5.563 0.4636


0.45 0.13

34516.3

29,381.3 9.588

0.3401

Penentuan diameter optimum pipa ditentukan

menggunakan persamaan 46 hal. 365 Peters &

995.6800 62.1583

0.8007 0.0005

831.9846 Flowrate

Viskositas (μ)

Kapasitas (Q)

9.63E-03



L = S = 7 x (N)0.5

S = 7 x ( )0,5

= ft

ID = ft

= in


= L +

= +

= ft

= in


Pada pipa lurus

4 x x x 2

x 2 x

=


A1 >> A2

A1 = = ft²

A2 = ft²

A2

A1

Ff


0.0045

=0

= 0 < 0.71500.1263

0.3072 ft.lbf/lbm

1/4 π D² 0.1263

0

=0.005 125.30 2.0157

0.4636 32.1740

125.2978

1,503.5730

=4.f.ΣL.v²D. 2gc

Total 6 120.532


Σ Le4.766 120.532

Sehingga, Σ L

(Pers. 2.10-6, Geankoplis)Ff

gate valve (half open ) 1 4.5 4.5 225 104.306

Le

elbow 90º 2 0.75 1.5 35 16.2254

4.766

0.4636

5.5630

Tabel E. 19 Friction Los


0.464

A A2A A2

A2

A1

=

2

2 x

=


A1 << A2

A1 = ft²

A2 = = ft²

2

2 x

= ft.lbf/lbm


2

2 x

= ft.lbf/lbm



= + + +

= ft.lbf/lbm


Z1 = 0 ft


0.3072 0.0631 0.3789 0.0316

0.7808

= 6 x2.0157

32.17

0.3789

hf = Kfv²


= 1 x2.0157

32.17

0.0631


0

1/4 π D² 0.1263

hex = Kexv²

2 gc

= 0.50002.0157

32.1740

0.0316 ft.lbf/lbm


)0.1263

0.5000


2 gc

- )

= 0.4000 ( 1.25 -0

Maka, Kc = 0.4000 ( 1.25

A AA A

Z2 = 6 ft

g/g = 1 lbf/lbm

∆Z = Z2 - Z1

= 6 - 0

= 6 ft

∆Z x (g/gc)= 6 ft x 1 lbf/lbm

= 6 ft.lbf/lbm



v2 = Kecepatan linier fluida ke sand filter



P1 = 1 atm = psi

P2 = 1 atm = psi

∆P = P2 - P1

= -

= 0

Sehingga, ∆P/ρ=


∆v2g ∆P

2α gc ρ

2

2 x 1

= ft.lbf/lbm


= ft.lbf/lbm




Wp

Wp

BHP =550

60%

=8.8124

60%

14.6873

0.7808

8.8124

=-Wp

η

+ ΣF

-Ws =2.0157

+ 6 + 0 +

14.70

14.70 14.70

0

-Ws = + ∆z +

14.70

= kg/jam

= lb/s

x

= Hp


= Hp


j. Menghitung NPSH

Meninjau kavitasi:

T = ºC

= K


(Yaws, 1999)

Maka Pv = mmHg

= psia



= atm

= psia

ρ = lb/ft3

14.70

62.1583


62.4

Total 1.9768

1.9768

0.0382

Pabs 1

E Pisat

H2O 29.8605 -3515.2 -7.3077 2.4247E-09 1.81E-06 1.9768

0.0713

0.7457

30

303.2


Komponen A B C D



Power motor =BHP

η

=0.0570

80%


BHP =14.6873 2.1356

550

0.0570

m 3487.37

2.1356

= lbm/ft3

x

x

= ft

Eley diff = # ft

Line loss = ft

x

= ft

= ft


Untuk kecepatan alir<100 m3/jam NPSH yang= 3 meter

Untuk kecepatan alir>100 m3/jam NPSH yang= 6 meter

NPSH Requred by pum3 m = ft


ft > ft

=

=

= ft3/hari

= = kW

=

=

6 Pompa Deaerator ke Economizer (L-312)

Fungsi : Mengalirkan Air menuju ke Economizer



Jumlah : 2 buah

Maka nilai NPSH available

Tekanan uap =

1 HPDaya 0.746

Efisiensi 80%

Jumlah 2 buah


Fungsi Mengalirkan Air ke Cooling Water

Jenis Centrifugal Pump

Kapasitas 29381.2873

0.0883

43.6415

9.8425

43.6415 9.8425

33.9320

0.202

Pv x 2,3

SG

=0.0382 2.3

0.9961

2.3

0.9961

=14.6959 2.3

0.9961

=62.1583

62.4

0.9961


Asumsi : Suhu air yang masuk pada T = # °C



= cp = lb/ft.s

= m3/hari = kg/jam

= ft3/hari = kg/s

= ft3/s Q = m3/s

Di, opt= 3,9 x qf0,45 x ρ0,13

Di, opt= x x

= in


= in

Schedule (sch) =




𝜋 x ID2

=


ρ ID v

lb/ft3 x ft x ft/s

lb/ft.s

= (Turbulen)



ɛ = m

= in



ɛ in

D in


6.02E-03

0.00181= 0.0005

3.3640

2.4388

0.00054

78,983.2500

4.6E-05

0.00181

Nre = 78,983 , dan =

Nre =μ

=62.1583 0.280

=0.8509 ft

3/s

0.3489 ft2

2.4388 ft/s

3.364 0.2803

0.06


0.2127 62.1583

3.3245

3.5

80

4.000 0.3333

3.9 0.45

21591

18,378.96 5.998

0.2127



995.68 62.1583

0.8007 0.0005

520.43 Flowrate

0.13

Viskositas (μ)

Kapasitas (Q)

Diperoleh nilai,



L = S = 7 x (N)0.5

S = 7 x ( )0,5

= ft

ID = ft

= in



= L +

= +

= ft

= in


Pada pipa lurus

4 x x x 2

x 2 x

=


A1 >> A2

A1 = = ft²

A2 = ft²

A2

A1

Sehingga, Σ L


=0

= 0 < 0.71500.0617

0.5955 ft.lbf/lbm

1/4 π D² 0.0617

0

Ff =0.005 107.37 2.4388

0.3333 32.1740

107.37

1288.5


Total 8.75 103.3333


Σ Le4.041 103.333

Tee 2 1 2 50 16.6667


Le

elbow 90º 3 0.75 2.25 35 11.6667

4.041

0.3333

4.0000


0.01

0.333


A A2

A2

A1

=

2

2 x

=


A1 << A2

A1 = ft²

A2 = = ft²

2

2 x

= ft.lbf/lbm


2

2 x

= ft.lbf/lbm



= + + +

= ft.lbf/lbm


Z1 = 0 ft


Σ F0.5955 0.0924 0.8088 0.0462

1.5429

= 8.75 x2.4388

32.17

0.8088

hf = Kfv²


= 1 x2.4388

32.17

0.0924

0

1/4 π D² 0.0617

hex = Kexv²

2 gc

= 0.50002.4388

32.1740

0.0462 ft.lbf/lbm


)0.0617

0.5000


2 gc

- )

= 0.4000 ( 1.25 -0

Maka, Kc = 0.4000 ( 1.25


A A

Z2 = 4 ft

g/g = 1 lbf/lbm

∆Z = Z2 - Z1

= 4 - 0

= 4 ft

∆Z x (g/gc)= 4 ft x 1 lbf/lbm

= 4 ft.lbf/lbm



v2 = Kecepatan linier fluida ke clafier



P1 = 1 atm = psi

P2 = 1 atm = psi

∆P = P2 - P1

= -

= 0

=


∆v2g ∆P

2α gc ρ

2

2 x 1

= ft.lbf/lbm


= ft.lbf/lbm



Wp

Wp

Sehingga, ∆P/ρ

BHP =550

60%

=8.5169

60%

14.1948

1.5429

8.5169

=-Wp

η

+ ΣF Geankoplis, pers 2.7-28)

-Ws =2.4388

+ 4 + 0 +

14.70

14.70 14.70

0

-Ws = + ∆z +

14.70

= kg/jam

= lb/s

x

= Hp


= Hp


j. Menghitung NPSH

Meninjau kavitasi:

T = ºC

= K


(Yaws, 1999)

= mmHg

= psia



= atm

= psia

ρ = lb/ft3

14.70

62.1583


62.4

Total 1.9768

Maka Pv 1.9768

0.0382

Pabs 1

E Pisat

H2O 29.8605 -3515.2 -7.3077 2.4247E-09 1.81E-06 1.9768

0.0689

0.746

30

303.2


Komponen A B C D



Power motor =BHP

η

=0.0551

80%


BHP =14.1948 2.1356

550

0.0551

m 3,487.3666

2.1356

= lbm/ft3

x

x

= ft

Eley diff = # ft

Line loss = ft

x

= ft

Maka nilai NPSH avail= ft


Untuk kecepatan alir<100 m3/jam NPSH yang= 3 meter

Untuk kecepatan alir>100 m3/jam NPSH yang= 6 meter

3 m = ft


ft > ft

=

=

= ft3/hari

= = kW

=

=

J5. Steam Supply

BOILER

: Menghasilkan steam untuk kebutuhan turbin dan proses

: kg steam/hour

:

: Water tube with Ward Furnace

Daya 0.746

Efisiensi 80%

Jumlah 2 buah

Fungsi Mengalirkan Air menuju ke Economizer

Jenis Centrifugal Pump

Kapasitas 18378.9633

0.0883

43.6415

9.8425

43.6415 9.8425


NPSH Requred by pump =

1 HP

33.9320

0.202


SG

=0.0382 2.3

0.9961

2.3

0.9961

=14.6959 2.3

0.9961

=62.1583

62.4

0.9961


Fungsi

Kapasitas 146376

Jumlah 1

Tipe

Massa ampas daun kayu putih = kg/h

Komposisi kimia Daun Eucalyptus

=

=

Hemiselulosa=

= ( Hugot, Hal. 919)

Data Neraca Massa :

=

=

=

= x 1 - - x

= kcal/kg

=

= - x - x

= kcal/kg

Komponen udara :

=

= ( Hugot, Hal. 923)

Ampas kering dibakar dengan udara bersih

=

Reaksi Pembakaran :

+ =

+ =

+ =

Menghitung massa udara per unit ampas :

= 5,76(1-w)m

= x x

= kg/kg ampas

= 5,76(1-w)m+1

= x x

= kg gas kering/kg ampas

= Pg-0,585(1-w)-w

= - -

14.2459

Pgs

13.6609 0.9893 0.0107

1.5

8.54755

Pg

5.76 0.9893 2.5

1 2.67 3.67

Po

5.76 0.9893

Asumsi excess air 1.5

C O2 CO2

12 g 32 g 44 g

1200 0.35

2998.455

N 0.79

O 0.21

4130.78

N.C.V 4250-4850w-1200s

4250 4850 0.0107

G.C.V 4600 (1-w)-1200s

4600 0.0107 1200 0.35

Ash 0.1

Moisture content (w) 0.0107

selulose content (s) 0.35

5233.3116

Lignin 0.47

Selulosa 0.35

0.08

= kg gas/kg sorgum

= 4,45(1-w)m

= x x

= Nm3/kg ampas

Dimana

Po : berat udara yg digunakan /kg ampas

Pg : berat produk gas dari pembakaran

Pgs : berat gas (asumsi kering)

Vo : Vol. udara yg digunakan/kg ampas

Vg : Vol. produk gas pembakaran

Vgs : Vol. gas

( Hugot, Hal. 927)

Untuk menghitung Vg harus dicatat:

1) Bahwa kita mempunyai O2 yg berlebih dari yg dibutuhkan untuk

2) Bahwa : Volume CO2 = Volume oksigen yang terbentuk

Volume H2O = Volume oksigen yang terbentuk dikali 2

sehingga :

= 4.45 (1 - w)m + 0.672 (1 - w) + 1.244 w

= + +

= Nm3/kg

= 4.45 (1 - w)m + 0.672 (1 - w) - 0.728 (1 - w)

= + -

= Nm3/kg

Menghitung Komposisi Flue Gas :

Nitrogen

= 4.43 (1 -w)m

= kg

Oksigen

= 1.33 (1 - w)(m - 1)

= kg

Air

= 0.585 (1 - w)+w

= kg

Karbon dioksida

= 1.72 (1 - w)

= kg

O2

0.65788

H2O

0.58944

CO2

1.7016

3.46202 0.34854 0.37758

4.18814

N2

6.5739

Vt

6.60358 0.66481 0.01331

7.2817

Vgs

Va

4.45 0.9893 1.5

6.60358

membakar carbon & hidrogen dalam ampas

12.6609

Total Flue Gas Out = kg/kg ampas

= kg

Menghitung Temperature pembakaran ( Hugot, Hal. 929)

Dapat dilihat pada table 4.17 hal 935 didapatkan T pembakaran 170 C

Menghitung Panas yang hilang dalam flue gas

= C

= [(1 - w)(1.4m - 0.13) = 0.5] t ( Hugot, Hal. 936)

= [ = ]

= kcal/kg ampas

Menghitung Panas Steam

Mv = (4250 - 1200 s - 4850 w -q ) αβη ( Hugot, Hal. 937)

dimana :

α = koofisien solid yang tidak terbakar

β = koofisien kehilangan karena radiasi

η = koofisien pembakaran yang tidak sempurna

Mv = perpindahan panas ke steam/kg ampas

w = kandungan air dalam ampas

s = sukrosa dalam ampas

q = panas sensible flue gas

Mv = kcal/kg ampas

Overall efficiency of boiler

Panas yang ditransfer ke steam =

GCV ampas sorgum

Jadi panas yang diterima oleh steam pada kapasitas aktual

= kcal

= kg steam/kg ampas

Jumlah steam yang dihasilkan = kg steam

J.5 Kebutuhan Bahan Bakar

1. BOILER

: Menghasilkan steam untuk kebutuhan proses

Kapasitas produksi : kg steam/hour

: 1

: Water tube with Ward Furnace

Massa ampas daun kayu p: kg/h

merk : Takuma

Model : N 1200 R

Design max. Work Press: # atm

working pressure : 1.5 atm

Jumlah

Tipe

5233.3116

Ns

12767751.86

27.97007168

146,376.10

Fungsi

146376

391.209

0.975

0.975

0.960

3090.882

ϱ =Mv

=0.74826

9.52282

49835.882

Temperature Flue Gas 270

Q loss

1.949 0.5 270

kapasitas maksimal pengu: kg steam/hour

steam temperature : Saturated

effisiensi :

Kebutuhan panas boiler (Cahyo adi basuki, 2011)

Q = G x ( uap ke - air um)

Dim:

Q : Kebutuhakj/h

G : Laju alir ukg/h

h : enthalpi kj/kg

η : effisiensi boiler

Enthalpy in kj/kg Enthalpy out kj/kg

Q = G x

= x ( - )

= x ( )

= kj/h

Konsumsi Bahan Bakar (Cahyo adi basuki, 2011)

m = Q

LHV

Dimana :

m : laju alir bakg/h

Q : Kebutuhakj/h

LHV : Low Heatkj/kg

Low Heating Value

= HHV - kj/kg

Dimana :

LHV : Low Heating Value (kj/kg)

HHV : Higher Heating Value (kj/kg)

Low Heating Value eucalyptus HHV Eucalyptus kj/kg

= - kj/kg kj/kg

= -

= kj/kg

= m x

18720 3240

15480

Qeuc LHV

18720

LHV HHV 3240 LNG 48600

h uap keluar

146376 2635.48

65.50%

588963792

LHV 3240

376.82 3012.3

(h uap keluar -h air umpan)

η146376 3012.3 376.82

40000

65.50%

η

= x

=

Kekurangan kalor disupply dari penggunaan LNG

= Q -

= -

= kj/h

Low Heating Value LNG

= -

= -

= kj/kg

Kebutuhan bahan bakar LNG

m =

=

= kg/h

2. Bahan Bakar Genset

: Kw

: 1

: kebutuhan listrik total/power factor

Kva

Excess Factor :

Daya Genset :

Kva

: L/hr31.5

117.573

kebutuhan bahan bakar maksimal

Note

Genset hanya digunakan dalam keadaan darurat saat supply

listrik dari PLN mengalami kendala untuk mencegah operasi

berhenti. Apabila tidak terjadi gangguan maka konsumsi bahan

bakar dari genset diasumsikan 0 dikarenakan tidak ada

Kebutuhan Listrik Total 78

power factor

97.977672

20%

45360

Q

LHV

5.1E+08

45360

11198.2

5.08E+08

LHV HHV 3240 kj/kg

48600 3240

81011663 kj/h

QLNG Qeuc

5.89E+08 8E+07

5233.31 15480

Daya Essential Total

Daya Essential Total + (excess factor x Daya essential total)

dengan menggunakan standard spesifikasi genset JP 135

LAMPIRAN K

PIPING AND INSTRUMENTATION DIAGRAM

APENDIKS L

PERHITUNGAN JUMLAH KARYAWAN

Kapasitas produk = 250000.00 kg/thn 250 ton/tahun 1 ton/hari

Proses Batch = M = 24.4 P^0,25

M = 23

Berdasarkan kurva perhitungan jumlah karyawan M = 23 Orang.jam/hari

Tahapan proses : = 12

1. Tahapan Pembuatan Uap (Steam Generation)

2. Tahapan Destilasi

3. Tahapan Pendinginan dan Pemisahan air-minyak

4.Tahapan Pemurnian

5 Tahapan Water Dehidration Tank

6. Tahap Pengecekan Laboratorium

7. Tahap bagian Transportasi

8. Tahapan Packing

9. Tahapan Gudang

10. Tahapan Pengolahan Air

11. Tahapan Tambahan atau Pembantu Listrik

12. Tahapan Tambahan atau Pembantu Pemeliharaan

Karyawan proses = 23 Orang.jam/hari x 12

= 273.17 Orang.jam/hari

= 273 Orang.jam/hari

1 hari = 3 Shift

1 shift = 8 Jam

Jumlah karyawan proses = 273 Orang.jam/hari x 0.33 x 0.125

= 11 orang

Jumlah karyawan langsung terdiri dari 4 regu sehingga total karyawan langsung menjadi :

4 orang/regu x 11.00 = 44 orang

44 orang operator ini akan dibagi ke beberapa bagian

No Jabatan Jumlah GajiJumlah

PersonilTotal Gaji

1 Dewan Komisaris 40,000,000Rp 1 40,000,000Rp

2 Direktur Utama 30,000,000Rp 1 30,000,000Rp

3 Direktur Produksi 15,000,000Rp 1 15,000,000Rp

4 Direktur keuangan dan Umum 15,000,000Rp 1 15,000,000Rp

5 Staff Ahli 15,000,000Rp 1 15,000,000Rp

6 Sekretaris 9,000,000Rp 1 9,000,000Rp

7 Kepala Bagian Produksi 10,000,000Rp 1 10,000,000Rp

8 Kepala Bagian Litbang 10,000,000Rp 1 10,000,000Rp

9 Kepala Bagian Teknik 10,000,000Rp 1 10,000,000Rp

10 Kepala Bagian Umum 10,000,000Rp 1 10,000,000Rp

11 Kepala Bagian Keuangan 10,000,000Rp 1 10,000,000Rp

12 Kepala Bagian Pemasaran 10,000,000Rp 1 10,000,000Rp

13 Kepala Seksi Proses 10,000,000Rp 1 10,000,000Rp

14 Kepala Seksi Pengendalian 9,500,000Rp 1 9,500,000Rp

15 Kepala Seksi Laboratorium 9,500,000Rp 1 9,500,000Rp

16 Staff Litbang 9,500,000Rp 1 9,500,000Rp

17 Kepala Seksi Safety & Lingkungan 9,500,000Rp 1 9,500,000Rp

18 Kepala Seksi Pemeliharaan dan Utilitas 9,500,000Rp 1 9,500,000Rp

20 Kepala Seksi Administrasi Keuangan 9,500,000Rp 1 9,500,000Rp

21 Kepala Seksi Keuangan 9,500,000Rp 1 9,500,000Rp

23 Kepala Seksi Personalia 9,500,000Rp 1 9,500,000Rp

25 Kepala Seksi Keamanan 9,500,000Rp 1 9,500,000Rp

28 Karyawan Proses 4,000,000Rp 5 20,000,000Rp

29 Karyawan Pengendalian 4,000,000Rp 2 8,000,000Rp

30 Karyawan Laboratorium 4,000,000Rp 2 8,000,000Rp

33 Karyawan Pemeliharaan dan Utilitas 4,000,000Rp 1 4,000,000Rp

35 Karyawan Administrasi 4,000,000Rp 1 4,000,000Rp

36 Karyawan Kas 4,000,000Rp 1 4,000,000Rp

37 Karyawan Personalia 4,000,000Rp 1 4,000,000Rp

39 Karyawan Keamanan (Security) 3,500,000Rp 2 7,000,000Rp

41 Karyawan Safety & Lingkungan 10,000,000Rp 2 20,000,000Rp

42 Dokter 10,000,000Rp 1 10,000,000Rp

44 Sopir 3,000,000Rp 1 3,000,000Rp

45 Cleaning Service 3,000,000Rp 3 9,000,000Rp

44 380,500,000Rp

4,566,000,000Rp Jumlah Gaji pertahun

Total

PERHITUNGAN GAJI KARYAWAN

LAMPIRAN M

Y = m . x + c (Peter & Timmerhaus,1991,hal 790)

Dimana,

m =

LAMPIRAN N

EVALUASI EKONOMI

N.1 Penentuan Indeks

Tabel N.1 Perhitungan Indeks

1 1,987 814 3,948,169 662,596 1,617,418

2 1,988 852 3,952,144 725,904 1,693,776

3 1,989 895 3,956,121 801,025 1,780,155

No Tahun (x) Indeks (y) (x2) (y

2) x.y

Untuk perhitungan harga indeks dapat menggunakan Marshall and swift Equipment cost index yang

dapat dilihat pada Table N.1

4 1,990 915 3,960,100 837,408 1,821,049

5 1,991 931 3,964,081 866,016 1,852,825

6 1,992 943 3,968,064 889,438 1,878,655

7 1,993 964 3,972,049 929,682 1,921,651

8 1,994 993 3,976,036 986,844 1,980,840

9 1,995 1,028 3,980,025 1,055,756 2,049,863

10 1,996 1,039 3,984,016 1,079,729 2,074,044

11 1,997 1,057 3,988,009 1,116,826 2,110,430

12 1,998 1,062 3,992,004 1,127,632 2,121,676

13 1,999 1,068 3,996,001 1,141,265 2,135,532

14 2,000 1,089 4,000,000 1,185,921 2,178,000

15 2,001 1,094 4,004,001 1,196,617 2,188,894

16 2,002 1,103 4,008,004 1,215,506 2,207,205

31,912 15,846 63,648,824 15,818,164 31,612,011

Untuk mencari indeks pada tahun 2021, digunakan persamaan least square sebagai berikut:

Perhitungan cost indeks dilakukan menggunakan regresi linier dengan metode least squares . Dari

persamaan 19 halaman 760 pada buku Timmerhaus, didapatkan persamaan yaitu:

(Pers. 2.5, Kusnarjo 2010 (hal.8))

c = n.c dan n = jumlah data

𝜮

σ𝑥𝑦 σ𝑥

σ 𝑥2 σ 𝑥=𝑛σ𝑥𝑦 − σ𝑦σ𝑥

𝑛σ 𝑥2 − σ 𝑥 2

𝑥 𝑛

𝑥2 𝑥𝑦

c =

Dari Tabel F.1 didapatkan:

=

=

2

=

=

=

=

Maka Didapatkan nilai:

m = y = =

c =

=

=

Sehingga:

y = + ( x - )

= x + -

Dimana :

y = harga indeks

x = tahun

indeks harga pada tahun 2019 adalah

y = x + -

=

31912

16

1994.5

63,648,824

31,912

= (31,912 (Σ x/n) )= =

(Pers. 2.6, Kusnarjo 2010 (hal.8))

16

340

15,846

31612010.5

505690316.8

16

6365.7

990.4

Σ(x-x)

6365.7

340

18.72265

990.4 18.72 1994.5

18.72265 36351.9196

(

- (

63,648,824

31612010.5

)=

=

-

18.72265 2019 36351.9196

1449.1049

)

σ𝑥

σ𝑥^2

σxy

σ𝑦

σ𝑥𝑦

σ〖(𝑥−𝑥)(𝑦 −𝑦〗 )

σ〖(𝑦/𝑛)〗

σ(𝑥−𝑥)(𝑦 −𝑦)

σ 𝑥 σ𝑦

σ 𝑥2 σ 𝑥=σ 𝑥2 σ𝑦 − σ𝑥𝑦σ𝑥

𝑛σ 𝑥2 − σ 𝑥 2

Sehingga indeks harga pada tahun 2023 adalah

y = x + -

=

Dimana:

Cx =

Cy =

Ix =

Iy =

Contoh Perhitungan:

Misal, pada tangki penyimpanan minyak kayu putih

Dik : Harga alat 2019 =

Indeks tahun 2019 =

Indeks tahun 2020 =

Maka :

=

(Kusnarjo 2010, hal. 11)

18.72265 2023 36351.9196

1523.995441

lx

ly

Harga alat pada tahun x

Harga alat pada tahun y

Indeks pada tahun x

Indeks pada tahun y

$110,700

1449.1049

1523.995441

= xCy

1523.9954

1449.1049

$116,421

Harga alat yang lain dapat dilihat pada tabel harga alat.

Data diperoleh dari matche.com

Tabel N.2 Harga Peralatan Proses

Harga Satuan Total Harga

($) ($)

1 F-120 Daun storage 1 21,033.6117 21,033.6117

2 D-110 A B Steam Destillation Tank 3 88,341.1692 265,023.5077

= x

Nama AlatNo Kode Jumlah

110,700$ Harga alat pada tahun 2023

3 E-111 Kondenser 1 16,616.5533 16,616.5533

4 H-112 Decanter 1 22,085.2923 22,085.2923

5 F-113 Crude essential oil storage 1 13,671.8476 13,671.8476

6 F-115 MgSO4 Storage 1 10,516.8059 10,516.8059

7 L-114 Pump 2 1,051.6806 2,103.3612

8 E-211 Heater 1 54,687.3905 54,687.3905

9 D-210 Kolom Fraksinasi 1 16,616.5533 16,616.5533

10 E-219 Heat Exchanger 1 16,616.5533 16,616.5533

11 D-222 Stripper 1 10,516.8059 10,516.8059

Cx

Nllai kurs $ terhadap rupiah, diambil :

1 $ = (sumber: bi.go.id pada 30 Juli 2021)

Sehinga total harga peralatan proses =

2. Perhitungan Harga Peralatan Utilitas

Harga peralatan utilitas = x

=

=

Total biaya peralatan proses dan utilitas/ Equipment Cost (EC):

EC = +

=

=

N.2. Capital Investment

N.2.1 Fixed Capital Investment

1. Direct Cost

a. Purchased Equipment cost

Limbah Daun Storage 1 18,930.2506 18,930.2506

22 F-122 Spray Tower 1 1,156.8486 1,156.8486

14,452Rp

8,556,825,825Rp

45% 592,096.1700$

266,443.2765$

3,850,571,621Rp

$592,096.1700 $266,443.2765

$858,539.4465

Rp12,407,397,446.3538

Biaya

Harga alat/Equipment Cost (EC) 12,407,397,446.3538Rp

F-121

L-317 Fan 1 5,258.4029 5,258.4029

Biaya Pengangkutan sampai pelabuhan (15%EC) 1,861,109,616.9531Rp

Asuransi pengangkutan (1% EC) 124,073,974.4635Rp

Provinsi bank (0,2-0,5% EC, diambil 0,5% EC) 62,036,987.2318Rp

EMKL (Ekspedisi Muatan Kapal Laut) (1% EC) 124,073,974.4635Rp

Pajak Bea Masuk Barang (20% EC)

Tabel N.3 Total Purchased Equipment cost (PEC)

Purchased Equipment cost

20

21

16,616.5533 16,616.5533

15 F-311 Deaerator 1 12,620.1670 12,620.1670

Jumlah 27 412,258.7898 592,096.1700

16

17

18

19

12 F-315 Water storage 1 46,273.9458 46,273.9458

13 F-221 Pure essential oil oil storage 1 11,989.1587 11,989.1587

14 Q-310 Boiler 1

2,481,479,489.2708Rp

Total 17,060,171,488.7364Rp

Berdasarkan Tabel 6.1 (Kusnarjo, 2010 hal. 17), didapat harga peralatan utilitas yaitu 45% dari total

harga peralatan proses, yaitu:

16,616.5533

1,051.6806

1,051.6806

1

1

2

2

Cooling water

Kondenser

Pump

Pump

E-410

E-212

L-316

L-411

8,939.2850

16,616.5533

2,103.3612

2,103.3612

8,939.2850

b. Biaya Pemasangan Instalasi

= x PEC

= x

=

c. Biaya Instrumentasi dan kontrol

Biaya Instrumentasi dan kontrol yaitu sebesar 6-30% dari PEC

Biaya instrumentasi = x PEC

= x

=

d. Biaya Pemipaan

Biaya Pemipaan = x PEC

= x

=

e. Biaya Bangunan

Biaya Bangunan = x PEC

= x

=

f. Biaya Pengembangan Lahan

Biaya Pengembangan Lahan = x PEC

= x

=

g. Biaya Perawatan Fasilitas

Biaya Perawatan Fasilitas = x PEC

Pada Tabel 10 Timmerhaus hal.175 (1991), besar biaya bangunan yaitu 7% dari PEC.

Pada Tabel 8 Timmerhaus hal.173 (1991) 10-80% dari PEC, biaya pemipaan pada proses

solid-fluid sebesar 31%.

Biaya Instalasi 55%

55% Rp17,060,171,489

Rp9,383,094,319

26%

26% Rp17,060,171,489

Biaya pengembangan lahan sebesar 40-100% dari PEC (Timmerhaus,1991 hal: 175), sehingga

ditentukan besar biaya pengembangan lahan adalah 80% dari PEC.

Biaya instalasi sebesar 25-55% dari PEC (Timmerhaus,1991 hal: 172), sehingga ditentukan besar

biaya instalasi adalah 55% dari PEC.

Rp4,435,644,587

31%

31% Rp17,060,171,489

Rp5,288,653,162

7%

7% Rp17,060,171,489

Rp1,194,212,004

20%

20% Rp17,060,171,489

Rp3,412,034,298

55%



= x

=

h. Biaya Lahan

Biaya Bangunan = x PEC

= x

=

Maka, Total Direct Cost yaitu:

2. Indirect Cost

a. Biaya Engineering and Supervision

Biaya Engineering and Supervision = x

=

b. Biaya Legal Expenses

Besar biaya Biaya Legal Expenses = x FCI

c. Biaya Construction Expenses

Besar biaya Construction Expenses adalah 8% dari FCI.

Biaya Construction Expenses = x FCI

d.. Biaya Contractor's Fee

Biaya Contractor's Fee = x

=

Rp9,383,094,319

8%

8% Rp17,060,171,489

Tabel N.4 Total Direct Cos t (DC)

Direct Cost Biaya

PEC 17,060,171,489Rp

Biaya Instalasi 9,383,094,319Rp

Biaya Instrumentasi dan Kontrol 4,435,644,587Rp

Biaya Pemipaan 5,288,653,162Rp

Biaya Bangunan 1,194,212,004Rp

55% Rp17,060,171,489

Biaya Pengembangan Lahan 3,412,034,298Rp

Biaya Perawatan Fasilitas 9,383,094,319Rp

Biaya Lahan 1,364,813,719Rp

Total 51,521,717,896Rp

30% 51,521,717,896Rp

15,456,515,369Rp

Besar biaya Biaya Legal Expenses adalah 3% dari FCI.

3%

8%

8% 51,521,717,896Rp

4,121,737,432Rp

Besar biaya Engineering and Supervision adalah 30% dari DC (Timmerhaus,1991 hal: 177).

Besar biaya Contractor's Fee adalah 2-8% dari DC (Timmerhaus,1991 hal: 178). Sehingga

ditentukan besar biaya adalah 8% dari DC.



Rp1,364,813,719

e. Biaya Contingencies

Biaya Contingencies = x FCI

Maka Total Indirect Cost (IC):

+

Sehingga, Total Fixed Capital Investment (FCI) adalah:

= + Indirect Cost

= + +

= +

( 1 - )

Maka, Total Indirect Cost (IC) yaitu:

Total Capital Investment (TCI)

= FCI + WCI

= TCI

( 1 - ) =

=

=

N.2.3 Working Capital Investment (WCI)

15%

Tabel N.5 Total Indirect Cost (IC)

Indirect Cost Biaya

Biaya Engineering and Supervision 15,456,515,369Rp

Biaya Legal Expenses 3% FCI

Biaya Contruction Expenses 8% FCI

Biaya Contractor's Fee 4,121,737,432Rp

Biaya Contingencies 15% FCI

Total 19,578,252,800Rp 26% FCI

FCI Direct Cost

51,521,717,896Rp 19,578,252,800Rp 26% FCI

Rp71,099,970,696 26% FCI

26% FCI = 71,099,970,696Rp

44,559,323,586Rp

N.2.2

TCI

96,081,041,482Rp + 20%

20% TCI 96,081,041,482Rp

0.8 TCI 96,081,041,482Rp

TCI 120,101,301,852Rp

0.74 FCI = 71,099,970,696Rp

FCI = 96,081,041,482Rp

Tabel N.6 Total Indirect Cost (IC)

Indirect Cost Biaya

Biaya Engineering and Supervision 15,456,515,369Rp

Biaya Legal Expenses 2,882,431,244Rp

Biaya Contruction Expenses 7,686,483,319Rp

Biaya Contractor's Fee 4,121,737,432Rp

Besar biaya Contingencies adalah 5-15% dari FCI (Timmerhaus,1991 hal: 178). Sehingga ditentukan

besar biaya adalah 15% dari FCI.

Biaya Contingencies 14,412,156,222Rp

Total

Nilai working capital investmen t yaitu sebesar 10-20% dari TCI (Timmerhaus, 1991 hal.210).

Sehinngga ditentukan nilai Working Capital Investm ent sebesar 20%.

WCI =

=

=

Total Production Cost (TPC)

Manufacturing Cost (MC)

Direct Manufacturing Cost (DMC)

Bahan Baku

Gaji Karyawan

No

1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

20

21

23

25

28

29

Dewan Komisaris

Direktur Utama

Direktur Produksi

Direktur keuangan dan Umum

Staff Ahli

Sekretaris

Kepala Seksi Pengendalian

Kepala Seksi Laboratorium

Staff Litbang

Kepala Seksi Pemeliharaan dan Utilitas

Kepala Seksi Keuangan

Kepala Seksi Keamanan

TOTAL

b.

Tabel N.8 Gaji Karyawan

Jabatan Jumlah Gaji Total Gaji

1 40,000,000Rp 40,000,000Rp

x 120,101,301,852Rp

24,020,260,370Rp

N.3

N.3.1

1.

a.

Kebutuhan Harga

(Kg/tahun) (Rp/Kg)

1 Daun 250,000 700Rp

No

4,000Rp

1 30,000,000Rp 30,000,000Rp

1 15,000,000Rp 15,000,000Rp

1 15,000,000Rp 15,000,000Rp

1 15,000,000Rp 15,000,000Rp

1 9,000,000Rp 9,000,000Rp

9,500,000Rp 9,500,000Rp

9,500,000Rp

9,500,000Rp

9,500,000Rp

9,500,000Rp

9,500,000Rp 9,500,000Rp

9,500,000Rp 9,500,000Rp

1 10,000,000Rp 10,000,000Rp

1 10,000,000Rp 10,000,000Rp

1 10,000,000Rp 10,000,000Rp

Kepala Bagian Produksi

1 10,000,000Rp 10,000,000Rp

Kepala Bagian Litbang

Kepala Bagian Teknik

Kepala Bagian Umum

Kepala Bagian Keuangan

Kepala Bagian Pemasaran

Kepala Seksi Proses

Kepala Seksi Safety & Lingkungan

1

1

1

1

1

1

4,000,000Rp

1

Komponen

2

20%

MgSO4 0.002

1

10,000,000Rp

10,000,000Rp

10,000,000Rp

9,500,000Rp

9,500,000Rp

9,500,000Rp

9,500,000Rp

10,000,000Rp

10,000,000Rp

10,000,000Rp

9,500,000Rp

9,500,000Rp

9,500,000Rp

9,500,000Rp

x TCI

20%

Karyawan Proses

Karyawan Pengendalian

1

1

1

1

5

2

Kepala Seksi Personalia

Kepala Seksi Administrasi Keuangan

4,000,000Rp 20,000,000Rp

8,000,000Rp

175,000,008Rp

Harga (Kg/tahun)

175,000,000Rp

7.97Rp

Tabel N.7 Biaya Bahan Baku Proses

30

33

35

36

37

39

41

42

44

45

Direct Supervisory and Clerical Labor

Biaya Supervisory and Clerical Labor = x

=

Biaya Utilitas

Biaya Utilitas = x TPC

Biaya Maintenance and Repairs

Biaya Maintenance and Repairs = x

= x

=

Biaya Operating Supplies

Biaya Operating Supplies = x ( x )

= x

=

Biaya Laboratory Charges

Biaya Laboratory Charges = x

=

Karyawan Keamanan (Security) 7,000,000Rp

20,000,000Rp

10,000,000Rp

1

1

44

4,000,000Rp

3,500,000Rp

4,000,000Rp

4,000,000Rp

4,566,000,000Rp

380,500,000Rp

c.

15% 4,566,000,000Rp

684,900,000Rp

d.

10%

e.

6% FCI

6%

5,764,862,489Rp

f.

15% 6% FCI

15% 5,764,862,489Rp

Besar biaya Maintenance and Repairs adalah 6% dari FCI (Timmerhaus,1991 hal 203).

Besar biaya Operating Supplies adalah 15% dari biaya Maintenance and Repairs

(Timmerhaus,1991 hal 204).

Besar biaya direct supervisory and clerical labor adalah 15% dari gaji karyawan (Kusnarjo,

2010).

4,566,000,000Rp

456,600,000Rp

864,729,373Rp

Besar biaya Laboratory Charges adalah 10-20% dari biaya operasi (Timmerhaus,1991 hal 204).

96,081,041,482

Besar biaya Utilitas adalah 10-20% dari TPC (Timmerhaus,1991 hal 203). Sehingga ditentukan

besarnya biaya utilitas adalah sebesar 10% dari TPC.

Karyawan Laboratorium

Karyawan Pemeliharaan dan Utilitas

2

1

Karyawan Safety & Lingkungan

Dokter

Sopir

Cleaning Service

Karyawan Administrasi

4,000,000Rp

4,000,000Rp

2

1

1

3

Total

Jumlah Gaji pertahun

Karyawan Kas

Karyawan Personalia 4,000,000Rp 1

2

g.

10%

8,000,000Rp

4,000,000Rp

4,000,000Rp

4,000,000Rp

3,000,000Rp

9,000,000Rp 3,000,000Rp

3,000,000Rp

10,000,000Rp

10,000,000Rp

Biaya Patent and Royalties

Biaya Patent and Royalties = x TPC

Maka, biaya Direct Manufacturing Cost (DMC)adalah

Fixed charges/ Fixed Manufacturing Cost (FMC)

Depresiasi

Besar biaya depresiasi adalah 10% dari FCI (Timmerhaus,1991 hal 205).

Biaya Depresiasi = x

= x

=

\

Local Taxes

Biaya Local Taxes = x

= x

=

Insurance

Besar biaya insurance adalah 1% dari FCI (Timmerhaus,1991 hal 205).

Biaya Insurance = x

= x

=

c.

Tabel N.9 Direct Manufacturing Cost /DMC (Lanjutan)

Tabel N.9 Direct Manufacturing Cost (DMC)

2% FCI

2% 96,081,041,482Rp

1,921,620,830Rp

FCI

1% 96,081,041,482Rp

Biaya Utilitas 10% TPC

Biaya Maintenance and Repairs 5,764,862,489Rp

0%

960,810,415Rp

Biaya Direct Supervisory and Clerical Labor 684,900,000Rp

h.

1%

Gaji Karyawan 4,566,000,000Rp

FCI

10% 96,081,041,482Rp

9,608,104,148Rp

b.

2.

a.

10%

864,729,373Rp

Biaya Laboratory Charges 456,600,000Rp

Biaya Patent and Royalties 0% TPC

Total 12,512,091,870Rp + 10% TPC

BiayaDirect Manufacturing Cost (DMC)

Biaya Bahan Baku 175,000,008Rp

Biaya Operating Supplies

Besar biaya Patent and Royalties adalah 0-6% dari TPC (Timmerhaus, 1991 hal 204).

Sehingga ditentukan besarnya biaya Patent and Royalties adalah 0% dari TPC.

Besar biaya Local Taxes adalah 2-4% dari FCI (Kusnarjo,2010 hal 27). Sehingga besar local

taxes adalah 2% dari FCI.

Maka, biaya Fixed Manufacturing Cost (FMC) adalah

Plant Overhead Costs (POC)

Biaya = x (Gaji karyawan + supervision+maintenance and repairs)

=

Maka, Total Manufacturing Cost (MC)adalah

TPC

General Expenses (GE)

Besar biaya administrasi = x (Gaji karyawan+supervisi+Pemeliharaan)

=

= x

= TPC

= x

= TPC

Tabel N.10 Fixed Manufacturing Cost (FMC)

Fixed Manufacturing Cost (FMC) Biaya

Biaya Depresiasi 9,608,104,148Rp

Biaya Local Taxes 1,921,620,830Rp

Biaya Insurance 960,810,415Rp

Total 12,490,535,393Rp

3

50%

Rp 7,711,033,742

Tabel N.11 Total Manufacturing Cost (MC)


Direct Manufacturing Cost (DMC) 10% TPC

Fixed Manufacturing Cost (FMC)

Plant Overhead Costs (POC)

Total 10%

N.3.2

1. Biaya Administrasi

15%

1,652,364,373Rp

2. Biaya Distribusi dan Pemasaran

32,713,661,005Rp

12,512,091,870Rp

12,490,535,393Rp

7,711,033,742Rp

Biaya distribusi dan pemasaran 10% TPC

0.1

3. Biaya Riset dan Pengembangan

Biaya distribusi dan pemasaran 5% TPC

0.05

Besar biaya Plant Overhead Cost (POC) adalah sebesar 50-70% dari total biaya operating

labor, supervision, dan maintenance (Timmerhaus, 1991 hal.206). Sehingga ditentukkan

besarnya biaya plant overhead cost adalah 50%.

Besar biaya distribusi dan pemasaran adalah sebesar 2-20% TPC (Timmerhaus, 1991

hal.207). Sehingga ditentukkan besarnya biaya plant overhead costs adalah 10%.

Besar biaya distribusi dan pemasaran adalah sebesar 5% TPC (Timmerhaus, 1991 hal.207).

Maka, Total General Expenses (GE) adalah

TPC = TPC

(1-0,17) =

=

=

Biaya riset dan pengembangan 0.05 TPC

Total 1,652,364,373Rp 0.15 TPC

Sehingga, Total Production Cost (TPC) yaitu:

Tabel N.13 Total Production Cost (TPC)

Total Production Cost (TPC)

Manufacturing Cost (MC) 32,713,661,005 0.1

General Expenses (GE) 1,652,364,373 0.15

Tabel N.12 Total General Expenses (GE)


Biaya administrasi 1,652,364,373

Biaya distribusi dan pemasaran 0.1 TPC

Total 34,366,025,378Rp 0.25

34,366,025,378Rp + 0.25

TPC 34,366,025,378Rp

0.75 TPC 34,366,025,378Rp

TPC 45,821,367,171Rp

Sehingga, Direct Manufacturing Cost (DMC) yaitu:

Tabel N.14 Direct Manufacturing Cost (DMC)

Direct Manufacturing Cost (DMC) Biaya

Biaya Bahan Baku 175,000,008Rp

Biaya operating Labor 4,566,000,000Rp

Direct Supervisory and Clerical Labor 684,900,000Rp

Biaya Utilitas 4,582,136,717Rp

Biaya Maintenance and Repairs 5,764,862,489Rp

Biaya Operating Supplies 864,729,373Rp

Biaya Laboratory Charges 456,600,000Rp

Biaya Patent and Royalties -Rp

17,094,228,587Rp Total

Total Manufacturing Cost

Tabel N.15 Total Manufacturing Cost (MC)


Direct Manufacturing Cost (DMC) 17,094,228,587Rp

Fixed Manufacturing Cost (FMC) 12,490,535,393Rp

Plant Overhead Cost (POC) 7,711,033,742Rp

Total 37,295,797,722Rp

TPC

TPC

TPC

Biaya

Analisa Kelayakan (Profitability Analysis )

1.

a. Minyak Kayu Putih

Kapasitas per tahun = Kg/tahun

Harga Minyak Kayu Putih =

Harga penjualan per tahun =

=

2.

=

Total Production Cost (TPC) =

=

=

=

Percent Profit on Sales (POS)

1.

= (Peter & Timmerhaus, 2003)

=

= %

2.

= (Peter & Timmerhaus, 2003)

=

= %

Total General Expenses (GE)

Tabel E.16 Total General Expenses (GE)


Biaya administrasi 1,652,364,373Rp

Penjualan Produk (Sales Price)

240,000.00Rp

Keuntungan

Sales Price (S)

45,821,367,171Rp

Keuntungan sebelum pajak (Pb)

60,000,000,000.00Rp

250,000

60,000,000,000Rp

60,000,000,000Rp

14,178,632,829Rp

100POSa Pa

x

%100x

100

%

E.3.3

S

10,633,974,622Rp

60,000,000,000Rp

Pajak (25% dari keuntungan)

Keuntungan setelah pajak (Pa)

E.4 Analisa Ekonomi Metode Linear

a.

POS sebelum pajak, POSb

POSb Pb

S

23.63105471

POS setelah pajak, POSa

%x

x

3,544,658,207Rp

10,633,974,622Rp

100 %14,178,632,829Rp

60,000,000,000Rp

Biaya distribusi dan pemasaran 4,582,136,717Rp

Biaya riset dan pengembangan 2,291,068,359Rp

Total 8,525,569,449Rp

17.72329104

Return Of Investment (ROI)

1.

ROIb = Pb

FCI

=

= %

2.

= (Kusnarjo, 2010)

=

= %

1. POT sebelum pajak, POTb

POTb

+

+ ( x

= tahun

2.

=

+

+ ( x

= tahun

Break Even Point (BEP)

BEP = ( SVC )

S - SVC - ( VC )

Fixed Cost (FC)/ Fixed Manufacturing Cost (FMC)

1. Depresiasi

2. Biaya Pajak Lokal

3. Asuransi

Total

d.

FC + 0.3

0.7

e.

9,608,104,148Rp

12,490,535,393Rp

=

=

=

ROI setelah pajak, ROIa

ROIa Pa

FCI

10,633,974,622Rp

96,081,041,482Rp

11.06771373

c. Pay Out Time (POT)

%

%100

100

100

1,921,620,830Rp

960,810,415Rp

x

POT setelah pajak, POTa

100

(Kusnarjo, 2010)

x

100 %

%

%

x

x

4.7466

FCI

Pb 0.1 FCI

96,081,041,482Rp

14,178,632,829 0.1 Rp96,081,041,482

4.0393

POTa FCI

Pa 0.1 FCI

96,081,041,482Rp

10,633,974,622 0.1 Rp96,081,041,482

x

14,178,632,829Rp

96,081,041,482Rp

14.75695164

(Peter & Timmerhaus

hal.309, 1991)

(Peter & Timmerhaus

hal.309, 1991)

b.

ROI sebelum pajak, ROIb

Regulated Cost (RC)/Semi Variabel Cost (SVC)

1. Upah Pekerja Operasi

2. Plant Overhead Cost

3. Direct Supervisory

4. Laboratorium

5. General Expenses

6 Maintenance

7. Operating Suplies

Variable Cost (VC)

1. Bahan Baku

2. Utilitas

Total

Sehingga, nilai BEP adalah:

BEP = ( SVC )

- VC - ( SVC )

= + ( )

- ( )

= %

Titik BEP terjadi pada kapasitas produksi = x ton/tahun

= ton/tahun

Shut Down Point (SDP)

= (Kusnarjo, 2010)

=

= %

Arus Kas (Cash Flow )

Dasar Perhitungan

a. merupakan modal sendiri

b. merupakan modal bank

Bunga Pinjaman Bank

Pengembalian pinjaman 10 tahun sebesar

Kapasitas Produksi

Tahun ke - I = %

Tahun ke - II = %

Tahun ke-III dan seterusnya = %

per tahun

f.

4,566,000,000Rp

7,711,033,742Rp

684,900,000Rp

456,600,000Rp

8,525,569,449Rp

Modal

x

x 100

%

%

0.5977 250

149.42

4,757,136,725Rp

FC + 0.3

S 0.7

Rp12,490,535,393 8,572,108,516Rp

55,242,863,275Rp 20,001,586,537Rp

100x

60%

40%

2. 9.86%

3.

4.

60

80

100

59.77

h.

SDP 0,3 SVC

S- VC-0,7 SVC

8,572,108,516Rp

35,241,276,737

24.32

E.5

a.

1.

%

x %

100

175,000,008Rp

4,582,136,717Rp

5,764,862,489Rp

864,729,373Rp

Total 28,573,695,053Rp

g.

100

(Kusnarjo, 2010)

Sumber :bi.go.id pada Agustus

2021

Pajak pendapatan = (UU No.36 Tahun 2008 Pasal 17 ayat 2a)

Umur pabrik diperkirakan 10 tahun dengan depresiasi

Masa Konstruksi 2 tahun

Tahun pertama menggunakan 50% modal sendiri dan 50% pinjaman.

Tahun kedua menggunakan sisa modal pinjaman dan modal sendiri

a.

b.

Laju inflasi = (Sumber: bi.go.id pada Agustus 2021)

Bunga Deposito Bank = 5.25%

Investasi

Modal sendiri = x FCI

= x

=

Modal pinjaman = x FCI

= x

=

1.

2.

3.

4.

5. 0.25

6.

7.

8.

9. 1.52%

b.

60%

60% 96,081,041,482Rp

57,648,624,889Rp

40%

40% 96,081,041,482Rp

10.

38,432,416,593Rp

Pembayaran modal pinjaman selama konstruksi dilakukan secara diskrit dengan cara sebagai

berikut:

Pada awal masa konstruksi (awal tahun ke (-2) dilakukan pembayaran sebesar 50% dari

modal pinjaman untuk keperluan pembelian tanah dan uang muka.

Pada akhir tahun kedua masa konstruksi tahun (-1) dibayarkan sisa modal pinjaman.

Kebutuhan in:vestasi dipenuhi dengan cara model sendiri dan modal pinjaman dari Bank,

dengan ketentuan sebagai berikut:

Dari data-data tersebut dapat dibuat tabel cash flow seperti yang terlihat pada tabel F.18 cash

flow dan didapatkan:

Bagian pertama: menurut tahun pengembangan 2 tahun dan umur operasi pabrik yang

diperkirakan 10 tahun dengan kapasitas produksi Minyak Kayu Putih 250 ton/tahun.

Bagian kedua : memuat modal investasi yang terdiri dari kolom-kolom = modal sendiri, inflasi

dan jumlah modal sendiri, modal pinjaman , bunga dan jumlah pinjaman saat pabrik siap

dioperasi.

Bagian ketiga: memuat sisa pinjaman, bunga pinjaman, total penjualan, biaya operasi yang

terdiri dari = depresiasi, bunga fixed chargers , variable cost, dan semi variable

Bagian keempat: memuat cash flow yang terdiri dari = laba kotor, pajak, laba bersih, cash

flow, dan net cash flow.

Internal Rate of Return (IRR)

( 1 + i )n

Dimana:

i = Rate of return

n' = Tahun pada saat cash flow dihitung

4

3

1

0

-1

-2

(1)

Pengeluaran Inflasi Jumlah

Kapasitas

Pabrik (%)

Tahun

Ke-

P CF

-

100 - - -

100 - - -

(2) (3) (4) (5)

- Rp28,824,312,445 0 28,824,312,445Rp

- Rp28,824,312,445 438,129,549Rp 29,262,441,994Rp

- Rp0 882,918,667Rp 882,918,667Rp

80 - -

Tabel N.17 Cash Flow

Investasi

Modal Sendiri

5 100 - - -

6 100 - - -

7 100 - - -

8 100 - - -

1x=

c.

- -

10 100 - - -

9 100 -

- - -

2

60

Untuk menentukkan nilai IRR harus digambarkan jumlah pendapatan dan pengeluaran dari

tahun ke tahun yang disebut cash flow. Untuk menentukkan Discounted Cash Flow (P) dapat

menggunakan persamaan berikut ini:

Pada saat ratio = 1, yang artinya total dari Discounted Cash Flow sama dengan Fixed Capital

Investment maka nilai i disebut dengan nilai IRR. Nilai IRR kemudian harus lebih besar dari

deposito bunga Bank agar pabrik tersebut dapat dikatakan layak untuk didirikan.

10

9

8

7

6

-

-

-

-

-

-

3,976,255,484Rp

21,110,926,434Rp

19,216,208,296Rp

(8)

Jumlah

(2) (9) (10)

-2 - 0 0

-1 - 0 0

0 -

-

-

-

-

-

-

-

-

-

-

-

-

103,273,063,321

0

0

(11)(1)

(1) (2) (6) (7)

Tahun

Ke-

Kapasitas

Pabrik (%)

Investasi

Modal Pinjaman

Pengeluaran bunga

-2 - Rp19,216,208,296 0

-1 - Rp19,216,208,296 1,894,718,138Rp

0 - 0 3,976,255,484Rp

1 60 - -

2 80 - -

3 100 - -

4 100 - -

5 100 - -

6 100 - -

7 100 - -

8 100 - -

9 100 - -

10 100 - - -

Tabel N.17 Cash Flow (lanjutan)

Investasi

Jumlah Modal sampai Pabrik Beroperasi

Modal Sendiri Modal Pinjaman

Tahun

Ke-

Kapasitas

Pabrik (%)Total

-

Rp58,969,673,106 44,303,390,215Rp

1 60 - -

2 80 - -

3 100 - -

4 100 - -

5 100 - -

100 - -

100 - -

100 - -

100 - -

100 - -


-1

(1)

Tahun

Ke-

3

2

1

0

-2

4

7,250,745,520Rp

-

-

-

(17)

Fixed Cost

60,000,000,000

60,000,000,000

60,000,000,000

60,000,000,000

60,000,000,000

60,000,000,000

48,000,000,000

36,000,000,000


3,756,094,099Rp

4,192,925,527Rp

4,629,756,955Rp

5,066,588,382Rp

5,503,419,810Rp

5,940,251,237Rp

6,377,082,665Rp

6,813,914,092Rp

Pengembalian Pinjaman Total PenjualanKapasitas

Pabrik (%)Sisa Pinjaman

60 Rp39,873,051,194 Rp 4,430,339,022

80 Rp35,442,712,172 Rp 4,430,339,022

100 Rp31,012,373,151 Rp 4,430,339,022

(2) (12) (13) (14)

- - - -

- - - -

- Rp44,303,390,215 - 0

100 Rp26,582,034,129 Rp 4,430,339,022

5 100 Rp22,151,695,108 Rp 4,430,339,022

6 100 Rp17,721,356,086 Rp 4,430,339,022

7 100 Rp13,291,017,065 Rp 4,430,339,022

8 100 Rp8,860,678,043 Rp 4,430,339,022

100 Rp4,430,339,022 Rp 4,430,339,022 60,000,000,000

10 100 0 Rp 4,430,339,022 60,000,000,000


Production cost

(1) (2) (15) (16)

Tahun

Ke-

Kapasitas

Pabrik (%) BungaDepressiasi

9

- - -

-2 - - -

0 - - -

1 60 Rp9,608,104,148 Rp 3,931,482,848

2 80 Rp9,608,104,148 Rp 3,494,651,420

-1

100 Rp9,608,104,148 Rp 3,057,819,993

4 100 Rp9,608,104,148 Rp 2,620,988,565

5 100 Rp9,608,104,148 Rp 2,184,157,138

6 100 Rp9,608,104,148 Rp 1,747,325,710

7 100 Rp9,608,104,148 Rp 1,310,494,283

3

100 Rp9,608,104,148 Rp 873,662,855

9 100 Rp9,608,104,148 Rp 436,831,428

10 100 Rp9,608,104,148 0 3,319,262,672Rp

8

9

8

7

6

5

4

3

2

1

0

-2

48,442,355,736Rp

48,879,187,164Rp

49,316,018,591Rp

43,086,683,663Rp

36,857,348,735Rp

-

-

-

(20)

9,643,975,979Rp

9,294,510,837Rp

8,945,045,695Rp

8,595,580,553Rp

8,246,115,411Rp

7,896,650,269Rp

7,547,185,127Rp

2,930,653,069Rp

(1,685,878,988)Rp

-

46,258,198,599Rp

-1 -

3


Production cost

(1) (2) (18) (19)

Tahun

Ke-

Kapasitas

Pabrik (%) Variable Cost

- -

-2 - - -

0 - - -

1 60 2,854,282,035Rp Rp 17,144,217,032

2 80 Rp3,805,709,380 Rp 22,858,956,043

-1

laba

(1) (2) (21) (22) (23)

46,695,030,026Rp

47,131,861,454Rp

60 857,348,735- Rp 828,530,253

Tahun

Ke-

-

8

9

10

Rp4,757,136,725 28,573,695,053Rp

7 100 Rp4,757,136,725 28,573,695,053Rp 47,568,692,881Rp

48,005,524,309Rp

100 Rp4,757,136,725 28,573,695,053Rp

100 Rp4,757,136,725 28,573,695,053Rp

4 100 Rp4,757,136,725 28,573,695,053Rp

5 100 Rp4,757,136,725 28,573,695,053Rp

6 100

-

Rp11,994,475,691 Rp 3,398,895,138

100 Rp12,431,307,119 Rp 3,486,261,424

- -

- - - -

100 Rp12,868,138,546 Rp 3,573,627,709

100 Rp13,304,969,974

Kapasitas

Pabrik (%) Kotor Pajak Bersih

80 4,913,316,337 Rp 1,982,663,267

100 10,683,981,409 Rp 3,136,796,282

100 Rp11,120,812,836

100 Rp4,757,136,725

Rp 3,224,162,567

100 Rp11,557,644,264 Rp 3,311,528,853

100

100 Rp4,757,136,725 28,573,695,053Rp

28,573,695,053Rp


100 Rp13,741,801,401 Rp 3,748,360,280 9,993,441,121Rp 10

Rp 3,660,993,995

- - -

Semi Variable Cost Total

Total

Pada ratio = , maka dapat dikatakan bahwa nilai trial i adalah nilai IRR.

Dari Tabel 20 didapatkan IRR = atau = % per tahun

Dimana pada IRR tersebut Fixed Capital Investment sampai pabrik siap beroperasi, Karena

harga IRR yang diperoleh lebih dari bunga deposito bank 41.25% per tahun, maka dapat

disimpulkan bahwa pabrik layak untuk didirikan.

WCI

Cash Flow

Rp 17,155,289,275

Rp 6,094,019,354

2 12,538,757,218

100 Rp 17,504,754,417 13,074,415,396Rp

5 100 Rp 17,854,219,559 13,423,880,538Rp

6 100

Discounted Cash Flow

i =

2 80 Rp 12,538,757,218

12,724,950,254Rp

4

- -

Rp 620,062,914 Rp 1,421,859,837

-2 -

Tahun Ke-

6

9 100 Rp 19,252,080,127 14,821,741,106Rp

10 100


- -

0 - -

1

14,122,810,822Rp

8 100

Rp 7,922,225,160 3,491,886,139Rp

(25)

0.3Cash Flow

0.412490239

60

Tabel N.18 Internal Rate of Return (IRR) secara Cash Flow

Rp 2,956,747,144

-1 -

Rp 18,203,684,701 13,773,345,680Rp

(1) (2) (24)

Rp 6,128,901,095

17,155,289,275 Rp 6,087,537,923 Rp 7,808,506,725

18,203,684,701 Rp 2,292,168,674 Rp 3,771,370,423

18,553,149,843 Rp 1,653,938,913

41.250.41249

0.585

Tahun Ke- Kapasitas Pabrik (%)gross net

Rp 68,562,433,338

8 18,902,614,985 Rp 1,192,993,964 Rp 2,317,261,628

9 19,252,080,127 Rp 860,218,073 Rp 1,815,463,366

i =

Rp 19,601,545,269 15,171,206,248Rp

8,108,418,196Rp

3 100

10 19,601,545,269

7 100 Rp 18,553,149,843

1 7,922,225,160 Rp 5,608,693,739

Rp 18,902,614,985 14,472,275,964Rp

4 17,504,754,417 Rp 4,397,584,579

5 17,854,219,559 Rp 3,175,510,804 Rp 4,808,660,427

Rp 24,020,260,370

56,193,655,935Rp

Rp 24,020,260,370

7

Rp 6,284,685,982 Rp 7,419,382,969

3

Tabel N.19 Data untuk Membuat Grafik BEP

Keterangan Nilai 10^9

Sales Prices (S) 60,000,000,000Rp 60.0000

Variable Cost (VC) 4,757,136,725Rp 4.7571

Semi Variable Cost (SVC) 28,573,695,053Rp 28.5737

Gambar N.1 Grafik Break Event Point

12.4905

Tabel N.19 Data untuk Membuat Grafik BEP (lanjutan) dalam

Keterangan 0 100

Sales Prices (S) 0 60.0000

Fixed Cost (FC) 12.4905 12.4905

Variable Cost (VC) 12.4905 17.2477

Pengeluaran Total (Ca) 21.0626 45.8214

Tota Cost (TC) 8.5721 33.3308

Fixed Cost (FC) 12,490,535,393Rp

0

20

40

60

80

100

120

140

0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100

1 x

10^9 R

upia

h/T

ahun

Kapasitas Produksi/Tahun

Grafik Analisa Ekonomi

FC

VC

TC

SBEP

SDP

-Rp4,280,851,609.00

Rp719,148,391.00

Rp5,719,148,391.00

Rp10,719,148,391.00

Rp15,719,148,391.00

Rp20,719,148,391.00

0 2 4 6 8 10 12

Cu

mm

ula

tive

Ca

sh F

low

Umur Pabrik (Tahun)

Cummulative Cash flow

Aries and Newton, 1955

Layak

Layak

Layak

Layak

Gambar N.2 Cummulative Cash Flow

Gambar N.3 Profit After Tax

Tabel N.20 Hail Uji Kelayakan Ekonomi

No Analisa Kelayakan Nilai Batasan Keterangan

1

2

3

4

5

14.76%

4.7

59.77%

24.32%

41.25%

ROI

POT

BEP

SDP

IRR

Min. 9,98%

Maks. 5 tahun

40 - 60%

Min. 5,25%

-Rp5,000,000,000.00

Rp-

Rp5,000,000,000.00

Rp10,000,000,000.00

Rp15,000,000,000.00

0 2 4 6 8 10 12

Pro

fit

Aft

er T

ax

Umur Pabrik (Tahun)

Profit After Tax

Documents

TUGAS PRA DESAIN PABRIK