perpustakaantunstactid7 digilibtunstactid7 - eprints.uns.ac.id · perpustakaantunstactid7 digilibtunstactid7 7 7 7 7 7 7 7 7 7 7 7 7 7 7 7 7 7 7 7 commit to user TUGAS AKHIR PRARANCANGAN

perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id

commit to user

TUGAS AKHIR

PRARANCANGAN PABRIK ETANOL

DARI SINGKONG KERING (GAPLEK) DENGAN PROSES ENZIMATIS

KAPASITAS 140 KL/TAHUN

DISUSUN OLEH :

1. DHIAN BUDI PRATIWI I0506017

2. RAHMAH MULIAPAKARTI I0506039

JURUSAN TEKNIK KIMIA

FAKULTAS TEKNIK

UNIVERSITAS SEBELAS MARET

SURAKARTA

2011


commit to user


commit to user

KATA PENGANTAR

Syukur Alhamdulillah, segala puji hanya bagi Allah SWT, karena

limpahan rahmat dan hidayah-Nya, penulis akhirnya dapat menyelesaikan

penyusunan Laporan Tugas Akhir dengan judul “Prarancangan Pabrik Etanol dari

Singkong Kering (Gaplek) dengan Proses Enzimatis Kapasitas 140 KL/tahun”.

Dalam penyusunan tugas akhir ini penulis memperoleh banyak bantuan

dari berbagai pihak. Oleh karena itu, penulis ingin mengucapkan terima kasih

kepada :

1. Orang tua hebat kami yang telah memberikan segalanya untuk kami.

2. Ir. Endah Retno D., M.T. dan Ari Diana Susanti, S.T., M.T. selaku dosen

pembimbing atas bimbingan dan arahannya dalam penyelesaian tugas akhir ini.

3. Dr. Sunu H. Pranolo, dan Ir. Muljadi selaku dosen penguji dalam ujian

pendadaran tugas akhir kami.

4. Ir. Arif Jumari, M.T. selaku Ketua Jurusan Teknik Kimia atas bimbingannya.

5. Enny Kriswiyanti A, S.T., M.T. dan Fadillah, S.T., M.T. selaku dosen

pembimbing akademik atas bimbingan dan arahannya.

6. Seluruh dosen, laboran, dan administrasi Jurusan Teknik Kimia atas ilmu,

arahan, dan bantuannya selama ini.

7. Seluruh teman – teman Tekkim’06 UNS untuk semangatnya, we are the best!!

8. Seluruh pihak yang telah membantu, yang tidak dapat disebutkan satu per satu.

Penulis menyadari bahwa laporan tugas akhir ini masih jauh dari

sempurna. Oleh karena itu, penulis membuka diri terhadap segala saran dan kritik


commit to user

yang membangun. Semoga laporan tugas akhir ini dapat bermanfaat bagi penulis

dan pembaca sekalian.

Surakarta, Januari 2011

Penulis


commit to user

DAFTAR ISI

Halaman Judul

Lembar Pengesahan

Kata Pengantar

Daftar Isi

Daftar Tabel

Daftar Gambar

Intisari

BAB I PENDAHULUAN

1.1 Latar Belakang Pendirian Pabrik

1.2 Penentuan Kapasitas Pabrik

1.3 Penentuan Lokasi Pabrik

1.3.1 Faktor Primer

1.3.1 Faktor Sekunder

1.4 Tinjauan Pustaka

1.4.1 Macam – macam Pembuatan Etanol

1.4.2 Alasan Pemilihan Proses

1.4.3 Kegunaan Produk

1.4.4 Sifat Fisis dan Kimia Bahan

1.4.5 Konsep Proses

i

ii

iii

iv

v

vi

vii

1

1

4

6

6

8

10

10

13

15

16

19


commit to user

BAB II DESKRIPSI PROSES

2.1 Konsep Proses

2.1.1 Dasar Reaksi

2.1.2 Tinjauan Termodinamika

2.1.3 Tinjauan Kinetika

2.1.3.1 Reaksi Likuifikasi

2.1.3.2 Reaksi Sakarifikasi

2.1.3.3 Reaksi Fermentasi

2.1.4 Kondisi Operasi

2.2 Diagram Alir Proses dan Tahapan Proses

2.2.1 Diagram Alir Proses

2.2.2 Tahapan Proses

2.2.2.1 Tahap Penyimpanan Bahan Baku

2.2.2.2 Tahap Persiapan Bahan Baku

2.2.2.3 Tahap Proses Reaksi

2.2.2.4 Tahap Pemurnian Hasil

2.3 Neraca Massa dan Neraca Panas

2.3.1 Neraca Massa

2.3.2 Neraca Panas

2.4 Lay Out Pabrik dan Peralatan

2.4.1 Lay Out Pabrik

2.4.2 Lay Out Peralatan

BAB III SPESIFIKASI ALAT

22

22

22

23

27

28

29

29

30

31

31

35

35

35

36

38

39

39

49

56

56

58

59


commit to user

BAB IV UNIT PENDUKUNG PROSES DAN LABORATORIUM

4.1 Unit Pendukung Proses

4.1.1 Unit Pengadaan Air

4.1.1.1 Air Pendingin

4.1.1.2 Air Proses

4.1.1.3 Air Umpan Boiler

4.1.1.4 Air Konsumsi Umum dan Sanitasi

4.1.2 Unit Pengadaan Steam

4.1.3 Unit Pengadaan Listrik

4.1.3.1 Listrik Untuk Keperluan Proses dan Utilitas

4.1.3.2 Listrik Untuk AC

4.1.3.3 Listrik Untuk Laboratorium dan Instrumentasi

4.1.3.4 Listrik Untuk Penerangan

4.1.4 Unit Pengadaan Bahan Bakar

4.1.5 Unit Pengolahan Limbah

4.1.5.1 Pengolahan Limbah Padat

4.1.5.2 Pengolahan Limbah Cair

4.1.5.3 Pengolahan Limbah Gas

4.2 Laboratorium

4.2.1 Laboratorium Mikroorganisme

4.2.2 Laboratorium Fisik

4.2.3 Laboratorium Analitik

4.2.4 Laboratorium Penelitian dan Pemgembangan

79

79

80

80

83

83

87

90

91

92

94

94

94

97

98

98

99

100

100

101

101

102

102


commit to user

4.2.5 Prosedur Analisa Bahan Baku

4.2.5.1 Densitas

4.2.5.2 Viskositas

4.2.5.3 Kadar Pati dan Glukosa

4.2.6 Prosedur Analisa Produk

4.2.6.1 Konsentrasi Etanol

4.2.6.2 Kadar Impuritas Produk Etanol

4.2.7 Prosedur Analisa Air

BAB V MANAJEMEN PERUSAHAAN

5.1 Bentuk Perusahaan

5.2 Struktur Organisasi

5.3 Tugas danWewenang

5.3.1 Kepala Koperasi

5.3.2 Manager Pabrik

5.3.3 Kepala Administrasi dan Keuangan

5.3.4 Kepala Bagian Laboratorium

5.3.5 Kepala Bagian Produksi

5.4 Pembagian Jam Kerja Karyawan

5.4.1 Karyawan Non Shift

5.4.2 Karyawan Shift

5.5 Status Karyawan dan Sistem Upah

5.5.1 Karyawan Tetap

5.5.2 Karyawan Harian

103

103

103

104

104

104

105

105

107

107

108

110

110

111

111

112

112

112

113

113

115

115

115


commit to user

5.6 Penggolongan Jabatan, Jumlah Karyawan, dan Gaji

5.6.1 Penggolongan Jabatan

5.6.2 Jumlah Karyawan dan Gaji

5.7 Kesejahteraan Sosial Karyawan

5.8 Manajemen Perusahaan

5.8.1 Perencanaan Produksi

5.8.2 Pengendalian Produksi

BAB VI ANALISIS EKONOMI

6.1 Penafsiran Harga Peralatan

6.2 Dasar Perhitungan

6.3 Penentuan Total Capital Investment

6.4 Hasil Perhitungan

6.4.1 Fixed Capital Investment (FCI)

6.4.2 Working Capital Investment (WCI)

6.4.3 Total Capital Investment (TCI)

6.4.4 Direct Manufacturing Cost (DMC)

6.4.5 Indirect Manufacturing Cost (IMC)

6.4.6 Fixed Manufacturing Cost (FMC)

6.4.7 Total Manufacturing Cost (TMC)

6.4.8 General Expence (GE)

6.4.9 Total Production Cost (TPC)

6.4.10 Analisis Kelayakan

Lampiran

115

115

116

116

117

118

119

121

122

124

125

126

126

126

127

127

127

128

128

128

128

129


commit to user

DAFTAR TABEL

Tabel 1.1

Tabel 1.2

Tabel 1.3

Tabel 1.4

Tabel 1.5

Tabel 2.1

Tabel 2.2

Tabel 2.3

Tabel 2.4

Tabel 2.5

Tabel 2.6

Tabel 2.7

Tabel 2.8

Tabel 2.9

Tabel 2.10

Tabel 2.11

Tabel 2.12

Tabel 2.13

Tabel 2.14

Tabel 2.15

Tabel 2.16

Ketersediaan Bioetanol dari Ubi Kayu di Indonesia

Data Kebutuhan Etanol di Indonesia

Data Produksi Etanol di Indonesia

Data Produktivitas Singkong di Jawa Tengah

Perbandingan proses-proses pembuatan etanol

Jumlah Arus Input

Jumlah Arus Output

Neraca Massa di sekitar Crusher 1 (CR-01)

Neraca Massa di sekitar Mixer (M)

Neraca Massa di sekitar Reaktor Likuifikasi (R-01)

Neraca Massa di sekitar Reaktor Sakarifikasi (R-02)

Neraca Massa di sekitar Split Arus

Neraca Massa di sekitar Seeding Tank (SD)

Neraca Massa di sekitar Reaktor Fermentasi (R-03)

Neraca Massa di sekitar Tangki Penampung (V-01)

Neraca Massa di sekitar Menara Distilasi I (C-01)

Neraca Massa di sekitar Menara Distilasi II (C-02)

Neraca Panas di sekitar Crusher 1 (CR-01)

Neraca Panas di sekitar Mixer (M)

Neraca Panas di sekitar Reaktor Likuifikasi (R-01)

Neraca Panas di sekitar Reaktor Sakarifikasi (R-02)

3

4

4

5

13

40

40

42

42

43

44

45

46

47

48

48

49

49

50

51

52


commit to user

Tabel 2.17

Tabel 2.18

Tabel 2.19

Tabel 2.20

Tabel 3.1

Tabel 3.2

Tabel 3.3

Tabel 3.4

Tabel 3.5

Tabel 3.6

Tabel 3.7

Tabel 3.8

Tabel 3.9

Tabel 4.1

Tabel 4.2

Tabel 4.3

Tabel 4.4

Tabel 4.5

Tabel 4.6

Tabel 4.7

Tabel 5.1

Tabel 6.1

Tabel 6.2

Neraca Panas di sekitar Reaktor Fermentasi (R-03)

Neraca Panas di sekitar Menara Distilasi I (C-01)

Neraca Panas di sekitar Menara Distilasi II (C-02)

Jarak Antar Alat Proses

Spesifikasi Crusher

Spesifikasi Reaktor

Spesifikasi Tangki

Spesifikasi Accumulator

Spesifikasi Menara Destilasi

Spesifikasi Heat Exchanger

Spesifikasi Condenser

Spesifikasi Reboiler

Spesifikasi Pompa

Kebutuhan Air Pendingin

Kebutuhan Air Proses

Kebutuhan Air untuk Steam

Total Kebutuhan Air Sungai

Kebutuhan Listrik untuk Keperluan Proses dan Utilitas

Jumlah Lumen Berdasarkan Luas Bangunan

Total Kebutuhan Listrik Pabrik

Jumlah Karyawan Menurut Jabatan dan Jumlah Gaji

Indeks Harga Alat

Fixed Capital Invesment

53

54

55

60

62

64

66

67

68

69

73

75

77

81

83

84

90

92

95

96

116

123

126


commit to user

Tabel 6.3

Tabel 6.4

Tabel 6.5

Tabel 6.6

Tabel 6.7

Tabel 6.8

Working Capital Investment

Direct Manufacturing Cost

Indirect Manufacturing Cost

Fixed Manufacturing Cost

General Expense

Analisa Kelayakan

126

127

127

128

128

132


commit to user

DAFTAR GAMBAR

Gambar 1.1

Gambar 2.1

Gambar 2.2

Gambar 2.3

Gambar 2.4

Gambar 2.5

Gambar 4.1

Gambar 4.2

Gambar 5.1

Gambar 6.1

Gambar 6.2

Peta lokasi pabrik

Process Flow Diagram (PFD)

Blok Diagram Alir Kualitatif

Blok Diagram Alir Kuantitatif

Tata Letak Pabrik (Plant Layout)

Tata Letak Alat Proses

Proses Pengolahan Air Sungai

Skema Pengolahan Limbah

Struktur Organisasi Pabrik Etanol

Grafik Linierisasi Indeks Harga

Grafik Analisa Kelayakan

10

32

33

34

58

61

89

99

110

124

131


commit to user

INTISARI

Dhian Budi Pratiwi, RahmahMuliapakarti, 2011,

PrarancanganPabrikEtanoldariSingkongKering (Gaplek)dengan Proses

EnzimatisKapasitas 140kL/tahun, JurusanTeknik Kimia,

UniversitasSebelasMaret, Surakarta.

Etanoldenganrumusmolekul C2H5OH adalahsalahsatubahankimia yang digunakanuntuk industri kosmetik, industri cat, industri farmasi, industri minuman berkarbonasi, kebutuhan rumah sakitdansebagaibahanbakaralternatifpenggantibensin.

Mengembangkanindustrietanol di masyarakat,pabriketanolinididirikandengankapasitas 140kL/tahun, lebihdidasarkanpadaskalaindustriskalakecil/menengah.Pabrikdirencanakanberdiri di Wonogiri, Jawa Tengah padatahun 2012 danberoperasiselama 350 haridalamsatutahundan proses produksiberlangsungsecarabatch (3 jam per hari).

Pembuatanetanoldarisingkongmelaluiempattahapyaitupersiapanbahanbaku, hidrolisis, fermentasi, danpemurnianproduk. Padatahaphidrolisisterjadireaksilikuifikasidansakarifikasi. Proses likuifikasiyaituproses pemecahanpatimenjadigulakompleks (dekstrin) dengan menggunakan katalis enzimalfa amylase (Bachilluslicheniformis)pada tekanan 1 atm dan suhu 80 0Cdalamreaktortangkiberpengadukdengan proses batch. Dekstrin yang terbentuk diumpankan ke dalam reaktor sakarifikasi. Proses sakarifikasi yaitu proses pemecahan gula kompleks (dekstrin) menjadi gula sederhana (glukosa) dengan menggunakan katalis enzim beta amylase (Aspergillus niger) pada tekanan 1 atm dan suhu 55 °C dalam reaktor tangki berpengaduk dengan proses batch. Glukosa yang terbentuk difermentasikan dengan menggunakan enzim zymase (Saccharomyces Cereviseae) dalam fermentor pada suhu 35 °C tekanan 1 atmosfer selama 34 jam untuk menghasilkan etanol. Larutan etanol yang terbentuk kemudian dimurnikan dengan menara distilasi untuk memperoleh larutan etanol 95%.

Unit pendukung proses meliputi unit pengadaan air, unit pengadaan steam, unit pengadaan listrik, unit pengadaan bahan bakar dan unit pengolahan limbah. Pabrik juga didukung dengan laboratorium yang berfungsi untuk mengontrol kualitas bahan baku, produk dan proses produksi.

Bentuk perusahaan yang dipilih adalah koperasidenganstrukturline and staff.Jumlahkebutuhantenagakerjasebanyak 20 orang.

HasilanalisisekonomididapatkanReturn On Investment (ROI) sebesar15,31%sebelumpajakdan11,18%sesudahpajak.Pay Out Time (POT) didapatkansebesar4,8tahunsebelumpajakdan5,9tahunsesudahpajak.Break Even

Point (BEP) sebesar44,5%, Shut Down Point (SDP) sebesar16,8%, danDiscounted

Cash Flow (DCF) sebesar16,51%. Analisiskelayakanpabrikmakapabriketanoldarisingkongdengan proses enzimatiskapasitas 140 kL/tahunlayakuntukdidirikan.


commit to user

Prarancangan Pabrik Etanol dari Singkong Kering (Gaplek)

dengan Proses EnzimatisKapasitas 140 kL/tahun

BAB I Pendahuluan 1

BAB I

PENDAHULUAN

1.1 Latar Belakang Pendirian Pabrik

Pada suatu negara yang sedang berkembang seperti Indonesia,

sektor pembangunan di bidang industri merupakan suatu hal yang sangat

penting dan berpengaruh terhadap ketahanan ekonomi Indonesia. Sektor

industri kimia banyak memegang peranan dalam memajukan perindustrian

di Indonesia. Inovasi proses produksi maupun pembangunan pabrik baru

yang berorientasi pada pengurangan ketergantungan kita pada produk luar

negeri maupun untuk menambah devisa negara sangat diperlukan.

Belakangan ini sedang digalakkan bahan bakar alternatif sebagai

pengganti bahan bakar fosil yang manaketersediaannya semakin menipis.

Bioetanol adalah salah satu bahan bakar alternatif yang sedang

dikembangkandan dikenal sebagai bahan bakar yang ramah lingkungan,

karena bersih dari emisi. Bioetanol dapat dibuat dari berbagai macam

bahan baku yaitubahan yang mengandung pati seperti tebu, nira aren,

jagung, ubi-ubian, bahan berserat yang berupa limbah pertanian.

Etanol umumnya digunakan untuk industri kosmetik, industri cat,

industri farmasi, industri minuman berkarbonasi, kebutuhan rumah sakit

dan industri yang lain.Dapat dikatakan etanol merupakan bahan yang multi

fungsi dan dapat digunakan pada hampir semua bidang industri.


commit to user



BAB I Pendahuluan 2

Di Indonesia, pada saat ini, etanol sebagian besar diproduksi dari

tetes (molase)oleh PTPN XI, PG Rajawali II, Molindo Raya Industrial,

IndoLampung Distilerry, Indo Acidatama, Aneka Kimia Nusantara, dll.

Etanolyang diproduksi dari singkong jumlahnyamasih sedikit

sekalidan kebanyakan berskala industri kecil, misalnya di Bekonang,

Madiun, dan Lampung Utara. Pembuatan etanol dari singkong prosesnya

relatif mudah, sederhana dan bahan bakunya juga mudah

didapatkan.Pembuatanetanol ini dapat dikembangkan untuk industri skala

kecil/menengahsehingga dapat membantu perekonomian masyarakat dan

mencukupi kebutuhan etanol di Indonesia.

Dari tahun1997 hingga tahun 2001, produksi etanol di Indonesia

relatif konstan, yaitusekitar 159.000 kL dan pada tahun 2002 meningkat

menjadi 174.000 kL. Sejumlah 26% dari total produksi pada tahun 2002

tersebut di produksi olehIndo Acidatama, kemudian diikuti oleh Molindo

Raya Industrial.

Singkongmerupakan tanaman pangan yang biasa ditanam rakyat

hampir di seluruh wilayah Indonesia dan pemanfaatannya saat ini belum

optimal, biasanyasingkong hanya digunakan sebagai pakan ternak dan

bahan makanan alternatif di pedesaaan.

Varietas singkong unggul yang biasa ditanam di Indonesia antara

lain Adira 1, Adira 4, Adira 2, Darul Hidayah, Malang 1, Malang 2,

Malang 4, Malang 6, UJ 3, Uj 5. Singkong yang digunakan untuk bahan


commit to user



BAB I Pendahuluan 3

baku industri, sebaiknya memiliki kandungan protein rendah, dan HCN

yang tinggi.

Secara umum, semua wilayah di Indonesia dapat ditanami ubi kayu.

Pulau Sumatra dan Jawa mempunyai perkembangan produksi ubi kayu

yangsangat baik. Mengingat semua wilayah Indonesia dapat ditanami ubi

kayu, makabioetanol plant yang berbahan baku ubi kayu berpotensi

untukdikembangkan di Indonesia.

Tabel 1.1Ketersediaan Bioetanol dari Ubi Kayu di Indonesia

Tahun Jumlah (kL)

1998 249.000

1999 208.000

2000 229.000

2001 219.000

2002 221.000

(Biwahid, 2005)

Dari pertimbangan diatas, maka pendirian pabrik etanol patut

untuk dikembangkan dengan alasan :

1. Ketersediaan bahan baku yang ada sehingga dapat dimanfaatkan

untuk memenuhi kebutuhan etanol di Indonesia.

2. Peningkatan jumlah konsumsi etanol yang digunakan sebagai bahan

campuran premium, sehingga mengurangi ketergantungan terhadap

bahan bakar minyak.

3. Membuka lapangan kerja baru bagi penduduk di sekitar pabrik yang

akan didirikan.


commit to user



BAB I Pendahuluan 4

1.2 Penentuan Kapasitas Pabrik

Ada beberapa pertimbangan dalam pemilihan kapasitas pabrik

etanol dari singkong. Penentuan kapasitas pabrik dengan pertimbangan–

pertimbangan sebagai berikut :

1. Kebutuhan Etanol dalam negeri

Kebutuhan etanol di dalam negeri untuk industri sedang maupun besar

mengalami peningkatan tiap tahunnya.

Tabel 1.2Data Kebutuhan Etanol di Indonesia

Tahun Jumlah etanol (kL/tahun)

2001 137.854

2002 132.526

2003 141.254

2004 185.642

2005 203.687

(Sumber : BPS, 2005)

2. Produksi Etanol dalam negeri

Produksi etanol Indonesia cenderung meningkat, data produksi etanol

Indonesia pada tahun 2002-2005 dapat dilihat pada :

Tabel 1.3Data Produksi Etanol di Indonesia

(Sumber : BPS, 2005)

Tahun Jumlah etanol (kL/tahun)

2002 41.416,202

2003 51.710,009

2004 53.428,613

2005 42.386,349


commit to user



BAB I Pendahuluan 5

3. Data ketersediaan bahan baku

Produksi singkong di Jawa Tengah cenderung mengalami peningkatan

dari tahun 2001 – 2010 , dapat dilihat pada Tabel I.4.

Tabel 1.4Data produktivitas singkong di Jawa Tengah

Tahun Produksi (ton)

2001 32.311.584

2002 30.954.280

2003 34.675.214

2004 36.643.104

2005 34.812.195

2006 35.602.056

2007 34.105.284

2008 33.250.864

2009 36.767.445

2010 39.366.198

(sumber : BPS, 2010)

Untuk menjamin kontinuitas produksi pabrik, bahan baku harus

mendapat perhatian yang serius dengan tersedia secara periodik dalam

jumlah yang cukup. Dapat dilihat dari tabel 1.4 bahwa ketersediaan

bahan baku cukup untuk memenuhi kebutuhan singkong.

4. Pengembangan industri skala UKM

Mengembangkan industri skala UKM sangat diperlukan untuk

membantu perekonomian masyarakat.Maka dipilih pabrik dengan

kapasitas kecil, agar modal yang dibutuhkan untuk pendirian pabrik

tidak terlalu besar (pinjaman bank untuk industri UKM adalah kurang

dari 5 milyar rupiah).


commit to user



BAB I Pendahuluan 6

Dengan mempertimbangkan keempat faktor diatas maka dipilih

kapasitas pabrik etanol sebesar 140 kL/tahun. Ini lebih

mempertimbangkan pembangunan pabrik etanol dengan skala UKM

(Usaha Kecil dan Menengah), sehingga etanol dapat diproduksi oleh

masyarakat dengan kapasitas yang kecil.

1.3 Penentuan Lokasi Pabrik

Letak geografis suatu pabrik sangat berpengaruh terhadap

kelangsungan pabrik tersebut. Sebelum mendirikan suatu pabrik perlu

dilakukan suatu survey untuk mempertimbangkan faktor-faktor penunjang

yang saling berkaitan. Beberapa faktor yang harus dipertimbangkan untuk

menentukan lokasi pabrik agar secara teknis dan ekonomis pabrik yang

didirikan akan menguntungkan antara lain: sumber bahan baku, pemasaran,

penyediaan tenaga listrik, penyediaan air, jenis transportasi, kebutuhan

tenaga kerja, perluasan areal pabrik, keadaan masyarakat, karakteristik

lokasi, kebijaksanaan pemerintah dan buangan pabrik.

Pabrik etanol akan didirikan di Kelurahan Gondang, Kecamatan

Purwantoro, Kabupaten Wonogiri, Jawa Tengah. Adapun faktor–faktor

yang menjadi pertimbangan adalah sebagai berikut:

1.3.1 Faktor Primer

Faktor Primer ini secara langsung mempengaruhi tujuan utama dari

pabrik yang meliputi produksi dan distribusi produk yang diatur menurut

jenis dan kualitas, waktu dan tempat yang dibutuhkan konsumen pada


commit to user



BAB I Pendahuluan 7

tingkat harga yang terjangkau sedangkan pabrik masih memperoleh

keuntungan yang wajar. Faktor primer meliputi :

a. Penyediaan Bahan Baku

Sumber bahan baku merupakan faktor yang paling penting dalam

pemilihan lokasi pabrik terutama pada pabrik yang membutuhkan

bahan baku dalam jumlah besar. Hal ini dapat mengurangi biaya

transportasi dan penyimpanan sehingga perlu diperhatikan harga

bahan baku, jarak dari sumber bahan baku, biaya transportasi,

ketersediaan bahan baku yang berkesinambungan dan

penyimpanannya. Bahan baku singkong diperoleh dari Kabupaten

Wonogiri karena Wonogiri merupakan daerah penghasil singkong di

Jawa Tengah denganproduktivitas mencapai 1 juta ton pertahun untuk

luas area lahan singkong 78.000 ha (Damiri, 2007) yaitu 12,8

ton/ha.tahun. Sedangkan untuk bahan baku air dapat diperoleh dari

sungai yang mengalir di sekitar lokasi pabrik yakni Sungai Sewadung.

b. Pemasaran Produk

Etanol yang diproduksi akan dipasarkan ke industri di daerah sekitar

Wonogiri seperti industri jamu PT. Air Mancur di Wonogiri, industri

makanan, industri obat – obatan PT. Konimex di Sukoharjo, industri

jamu PT. Sido Muncul di Ungaran, dan industri yang lain, maupun

rumah sakit yang ada di sekitar Wonogiri.


commit to user



BAB I Pendahuluan 8

c. Sarana Transportasi

Sarana dan prasarana transportasi sangat diperlukan untuk proses

penyediaan bahan baku dan pemasaran produk. Wonogiri dilengkapi

dengan jalan raya, sehingga memberi kemudahan dalam operasional.

d. Utilitas

Sarana pendukung seperti tersedianya air, listrik, dan lainnya

diperlukan agar proses produksi dapat berjalan dengan baik.

Kebutuhan air dapat diambil dari air sungai. Sedangkan listrik dari

PLN setempat dan generator sebagai cadangan. Kebutuhan bahan

bakar IDO diperoleh dari Pertamina.

e. Tenaga Kerja

Tersedianya tenaga kerja yang terampil diperlukan untuk menjalankan

mesin produksi. Tenaga kerja dapat direkrut dari daerah Wonogiri,

Sukoharjo, Solo, dan sekitarnya.

1.3.2 Faktor Sekunder

a. Perluasan areal pabrik

Kabupaten Wonogiri memiliki kemungkinan untuk perluasan pabrik

karena mempunyai areal yang cukup luas. Hal ini perlu diperhatikan

karena dengan semakin meningkatnya permintaan produk, akan

menuntut adanya perluasan pabrik.


commit to user



BAB I Pendahuluan 9

b. Karakteristik lokasi dan kemasyarakatan

Iklim di daerah tersebut, kondisi sosial dan sikap penduduknya sangat

mendukung bagi sebuah kawasan industri terpadu, maka di Kabupaten

Wonogiri bisa digunakan sebagai lokasi pendirian pabrik etanol.

Lokasi yang dipilih agak jauh dari pemukiman penduduk, sehingga

kesehatan dan keselamatan penduduk dan lingkungan tidak terganggu

oleh keberadaan pabrik. Dari penampakan peta satelit lokasi yang

dipilih bukan merupakan lokasi hijau dan produktif maka pabrik tidak

akan mengganggu produktivitas lahan. Selain itu, masyarakat sekitar

lokasi pabrik banyak dilibatkan dalam proses produksi, baik sebagai

pemilik modal, penyuplai bahan baku, dan pekerja.

c. Kebijaksanaan pemerintah

Sesuai dengan kebijaksanaan pemerintah Kabupaten Wonogiri akan

mengembangkan industri yang berbasis pengolahan hasil pertanian

mengingat sumber daya pertanian Kabupaten Wonogiri cukup besar

maka pemerintah sebagai fasilitator akan memberikan kemudahan

dalam perizinan, pajak, dan lain-lain yang menyangkut teknis

pelaksanaan pendirian suatu pabrik.

d. Buangan pabrik

Buangan limbah pabrik, yang berasal dari proses diolah terlebih

dahulu di Unit Pengolahan Limbah sehingga memenuhi baku mutu

lingkungan.


commit to user



BAB I Pendahuluan 10

Gambar 1.1Peta lokasi pabrik

1.4 Tinjauan Pustaka

1.4.1 Macam – macam proses pembuatan etanol

Dalam industri dikenal 2 (dua) cara pembuatan etanol, yaitu:

1. Cara non Fermentasi (synthetic)

Adalah suatu proses pembuatan alkohol yang sama sekali tidak

menggunakan aktivitas enzim atau jasad renik.

Cara ini ada 2 macam, antara lain:

a. Catalytic hydration of ethylene process

Cara ini dilakukan dengan membuat ethylene lebih dahulu dengan

craking minyak bumi, kemudian gas hasil ethylene dihirolisa

dengan katalis asam menjadi etanol.

Reaksi :

CH2 = CH2 + H2O H3PO4 C2H5OH


commit to user




b. Sulfuric acid hydration of ethylene process

Ethylene ditambah H2SO4 (pekat) menghasilkan ethylhidro

sulfonat. Kemudian hasil ini ditambahkan diethyl dan dihidrolisis

sehingga terjadi etanol dan asam encer.

Reaksi:

CH2 = CH2 + H2SO4 C2H5OSO2OH

2CH2 = CH2 + H2SO4 C2H5OSO2C2H5

C2H5OS2OH5 + C2H5OSO2OC2H5 3C2H5OH + H2SO4

2. Cara fermentasi

Sebelum proses fermentasi, pati harus diubah menjadi gula sederhana

dengan proses hidrolisis. Prinsip dari hidrolisis pati pada dasarnya

adalah pemutusan rantai polimer pati menjadi unit-unit

dekstrosa.Pemutusan rantai polimer tersebut dapat dilakukan dengan

berbagai metode, misalnya secara enzimatis, kimiawi ataupun

keduanya.Hidrolisis secara enzimatis memiliki perbedaan mendasar

dibandingkan hidrolisis secara kimiawi dalam hal spesifitas

pemutusan rantai polimer pati. Hidrolisis secara kimiawi akan

memutus rantai polimer secara acak, sedangkan hidrolisis enzimatis

akan memutus rantai polimer secara spesifik pada percabangan

tertentu.

Pada proses hidrolisis secara kimiawi (menggunakan katalis asam),

limbah yang dihasilkan akan lebih sulit pengolahannya, karena


commit to user




bersifat asam, selain itu asam lebih mudah merusak alat

(menyebabkan korosi).

Fermentasi dapat juga didefinisikan sebagai suatu proses biokimia

yang menghasilkan energi, dimana komponen organik sebagai

penerima energi. Fermentasi merupakan proses metabolisme dimana

terjadi perubahan kimia dalam substrat/bahan organik karena aktivitas

enzim yang dihasilkan jasad renik.Sebagai substratadalah glukosa dan

jasad reniknya adalah Sacharomyces cereviseae. Bila bahan dasarnya

karbohidrat maka perlu dilakukan hidrolisis terlebih dulu sehingga

menjadi gula (glukosa) untuk kemudian difermentasi.

Reaksi :

C6H12O6 2C2H5OH + 2CO2

Glukosa Etanol Karbondioksida

(Faith Keyes,1957)


commit to user




1.4.2 Alasan Pemilihan Proses

Tabel 1.5Perbandingan proses-proses pembuatan etanol

Jenis Proses Catalytic hydration

of ethylene process

Sulfurnic acid

hydration of ethylene

process

Fermentasi Fermentasi dari

molasses

Fermentasi dari

singkong

Kondisi

operasi

P : 1,36 atm

T : 3000C

P : 69,06 atm

T : 2980C

P : 1 atm

T : 300C

P : 1 atm

T : 300C

P : 1 atm

T : 300C

Kelebihan Yield etanol yang

dihasilkan tinggi

yakni 95%

Yield etanol yang

dihasilkan tinggi

yakni 95%

-Yield etanol yang

dihasilkan tinggi

yakni 90%

-Bahan baku dari

bahan nabati yang

mudah diperoleh

-Ramah lingkungan

-Kondisi operasi

rendah sehingga

konstruksi murah.

-Yield etanol yang

dihasilkan tinggi

yakni 90%

-Bahan baku dari

bahan nabati yang

mudah diperoleh

-Ramah lingkungan

-Kondisi operasi

rendah sehingga

konstruksi murah.

-Yield etanol yang

dihasilkan tinggi

yakni 90%

-Bahan baku dari

bahan nabati yang

mudah diperoleh

-Ramah lingkungan

-Kondisi operasi

rendah sehingga

konstruksi murah.


commit to user




-Jumlah singkong

yang sangat banyak.

Kekurangan -Bahan baku gas

alam ketersediaanya

mulai terbatas

-Kondisi operasi

cukup tinggi

-Bahan baku gas alam

ketersediaanya mulai

terbatas

-Kondisi operasi

cukup tinggi

-Perlu pemisahan

produk

-Melibatkan

mikroorganisme

sehingga kondisi

operasi harus sangat

dijaga.

-Perlu pemisahan

produk

-Melibatkan

mikroorganisme

sehingga kondisi


dijaga.

- Jumlah molasses

yang terbatas.

-Perlu pemisahan

produk

-Melibatkan

mikroorganisme

sehingga kondisi


dijaga.


commit to user




Dari proses pembuatan etanol yang telah diuraikan di atas, maka

dipilih proses pembuatan etanol dari singkong dengan proses fermentasi.

Pertimbangan pemilihan proses ini adalah :

a. Konversi etanol cukup tinggi yaitu 90%.

b. Prosesnya relatif sederhana dan ramah lingkungan sehingga dapat

dikembangkan oleh masyarakat dengan skala kecil/menengah.

c. Bahan baku yaitu singkong relatif mudah diperoleh dan jumlahnya

yang cukup banyak.

d. Kondisi operasi sangat menguntungkan jika ditinjau dari segi

keamanan dan perancangan alat. Hal ini dapat berpengaruh pada biaya

perancangan alat yang lebih murah.

1.4.3 Kegunaan Produk

Adapun kegunaan etanol adalah sebagai berikut :

1. Sebagai bahan pelarut, misalnya pelarut cat, pelarut minyak, dll

2. Sebagai campuran minuman dan campuran pada proses pembuatan

rokok

3. Sebagai sterilisator peralatan medis/laboratorium

4. Sebagai bahan baku industri, misalnya industri etil asetat, etil eter,

glycol, etil klorida dll

5. Sebagai bahan campuran pembuatan kosmetik

6. Sebagai biofuel/bahan bakar


commit to user




1.4.4 Sifat Fisis dan Kimia Bahan

a. Singkong (Gaplek)

Komposisi singkong adalah

- Pati : 84%

- Serat : 0,6%

- Air : 15,4%

Sifat Fisika Pati :

Rumus Molekul : (C6H10O5)n

Berat molekul : 162,14 kg/kmol

Wujud : padat

Warna : putih

Kapasitas panas : 65,43 kJ/kmol.K

Panas pembakaran : 17,4 – 17,6 kJ/g

Densitas : 1,54 kg/L

Viskositas : 2,07 cp

Sifat Kimia Pati (Fessenden, 1999) :

Pati memberikan warna biru jika direaksikan dengan iodium

Pati merupakan campuran polisakarida amilosa dan amilopektin

b. Air

Sifat Fisika(Perry, 1999) :

Rumus Molekul : H2O

Berat molekul : 18,01 kg/kmol

Wujud : Cairan


commit to user




Warna : Tidak berwarna

Titik didih : 100 oC

Titik leleh : 0 oC

Tekanan kritis : 218 atm

Temperatur kritis : 374,2 °C

SG : 1

Kemurnian : 100 % berat

Sifat Kimia (Pudjaatmaka, 1984) :

Merupakan senyawa kovalen polar

Merupakan elektrolit lemah dan mampu menghantarkan listrik

karena terionisasi

H2O H+ + OH-

Bersifat netral

Dapat menguraikan garam menjadi asam dan basa

Pelarut yang baik

Bereaksi dengan oksida logam membentuk hidroksida yang

bersifat basa dan apabila bereaksi dengan oksida non logam

membentuk asam

c. Enzim Alfa Amilase

Sifat (www.novozymes.com):

Aktivitas enzim : 135 KNU/g

Warna : kuning

Bentuk : cair


commit to user




Densitas : 1,26 gr/mL

Viskositas : 1 – 25 cp

Organisme penghasil : Bachillus licheniformis

d. Enzim Beta Amilase

Sifat (www.novozymes.com) :

Aktivitas enzim :270 AGU/g

Warna : coklat terang sampai coklat gelap

Bentuk : cair

Densitas : 1,17 gr/mL

Viskositas : 10 - 40 cp

Organisme penghasil : Aspergillus niger

e. Etanol

Sifat fisika (Perry, 1999) :

Rumus Molekul : C2H5OH

Berat Molekul : 46,07 gr/mol

Titik Didih : 78,32°C

Titik lebur : -112°C

Bentuk : cair

Warna : tidak berwarna

Spesifik Gravity : 0,786 pada 20°C

Sifat kimia etanol (Fessenden,1999) :

Mudah larut dalam air

Merupakan alkohol primer


commit to user




1.4.5 Konsep Proses

Proses pembuatan bioetanol dari singkong (Mannihotesculenta)

meliputi 4 tahap utama yaitu persiapan bahan baku, hidrolisa, fermentasi

dan pemurnian etanol (distilasi).

Pada tahap persiapan, singkongkering (gaplek) dihancurkan dalam

alat pengecil ukuran (crusher). Gaplek yang keluar dari crusherkemudian

masuk ke dalam alat pencampur (mixer) untuk dicampur dengan air.

Keluar dari mixer berupa larutan pati.Larutan pati kemudian diumpankan

ke reaktor likuifikasi. Proses likuifikasi yaitu proses pemecahan pati

menjadi gula kompleks (dekstrin) dengan menggunakan katalis enzim alfa

amylase (Bachillus licheniformis).Reaksi berlangsung secara endotermis

padatekanan 1 atm dan suhu 80 0C sehingga diinjeksikan steam yang

berfungsi sebagai pemanas. Reaksi yang berlangsung sebagai berikut :

(C6H10O5)60+ 30 (H2O) Alfa amilase 30 (C12H22O11)ΔH = 592,2 kJ/mol

Pati Air Dekstrin

Dekstrin yang terbentuk diumpankan ke dalam reaktor Sakarifikasi.

Proses sakarifikasi yaitu proses pemecahan gula kompleks (dekstrin)

menjadi gula sederhana (glukosa) dengan menggunakan katalis enzim beta

amilase(Aspergillus niger). Reaksi berlangsung secara eksotermis pada

tekanan 1 atm dan suhu 55 °C sehinggadiperlukan pendingin untuk

menjaga suhu operasi agar tetap terjaga 55 °C.Reaksi yang terjadi sebagai

berikut :


commit to user




C12H22O11 + H2O Beta amilase 2(C6H12O6) ΔH = -4,17 kJ/mol

Dekstrin Air Glukosa

Glukosa yang terbentuk sebagian dialirkan ke dalam seeding tank

untuk proses pembibitan (starter) dan sebagian lainnya masuk ke dalam

tangki fermentor untuk proses fermentasi. Pada proses pembibitan, media

glukosa ditambahkan yeast (Sacharomyces cereviseae) dan nutrien (Urea

dan Ammonium Phosphat). Hasil yang terbentuk merupakan bibit

fermentasi untuk dimasukkan ke dalam tangki fermentor.

Proses selanjutnya adalah reaksi fermentasi. Reaksi fermentasi

adalah reaksiyang bertujuan mengubah glukosa menjadi etanol dan

karbondioksida dengan katalis enzim zymase (Saccharomyces cereviceae).

Proses fermentasi memerlukan kondisi anaerob. Kondisi operasi proses

fermentasi pada tekanan 1 atm dan suhu 350C. Reaksi fermentasi

berlangsung secara eksotermis sehingga diperlukan pendingin agar suhu

tetap terjaga 350C. Reaksi yang terjadi sebagai berikut :

C6H12O6 Zymase 2C2H5OH + 2 CO2

Glukosa etanol karbondioksida

Etanol yang terbentuk dalam proses fermentasi mempunyai kadar

maksimum 12% karena jika kadarnya lebih dari 12 % maka bakteri akan

mati. Hasil fermentasi diambil pada kadar etanol8,83%, yang kemudian

diumpankan ke menara destilasi I. Pemurniannya dilakukan melalui proses

distilasi bertingkat.Hasil atas menara distilasi I berupa etanol 70% dan

kemudian diumpankan lagi ke menara distilasi II untuk menaikkan kadar


commit to user




etanol menjadi 95% sesuai spesifikasi pasar. Etanol ini kemudian disimpan

ke dalam tangki penyimpan dan selanjutnya dipasarkan.

Hasil bawah dari menara distilasi I dan II berupa air, dan hasil

bawah dari reaktor fermentor yang berupa sludge dialirkan ke unit

pengolahan limbah untuk diolah lebih lanjut.


commit to user


denganProses Enzimatis Kapasitas 140 kL/tahun

BAB II Deskripsi Proses 22

BAB II

DESKRIPSI PROSES

2.1 Konsep Proses

2.1.1 Dasar Reaksi

Pembuatan etanol dari singkong dengan proses fermentasi diawali

dengan proses hidrolisis untuk memecah pati dari singkong kering

(gaplek) menjadi glukosa. Dalam hal ini, reaksi hidrolisa menggunakan

katalis enzim, dibagi menjadi 2 tahap, yaitu reaksi likuifikasi dimana pati

diubah menjadi disakarida yaitu maltosa (dekstrin) menggunakan katalis

enzim alpha amylase, selanjutnya reaksi sakarifikasi dimana dekstrin yang

terbentuk dipecah lagi menjadi monosakarida, yaitu gula sederhana

glukosa, menggunakan katalis enzim beta amylase.

Reaksinya adalah sebagai berikut :

• Hidrolisis

- Likuifikasi

C6H10O52n n H2O alpha amilase n C12H22O11 - Sakarifikasi

C12H22O11 H2O beta amilase 2 C6H12O6 • Fermentasi

C6H12O6 yeast 2 C2H5OH 2 CO2 (Hart, 2003)


commit to user




2.1.2 Tinjauan Termodinamika

1. Reaksi Likuifikasi

Reaksi likuifikasi berlangsung pada kondisi operasi suhu 80°C

tekanan 1 atm secara endotermis pada fase cair. Pada reaktor

likuifikasi, diinjeksikan saturated steam suhu 144°C tekanan 3,87

atm ke dalam reaktor.

C6H10O560 + 30 H2O alpha amilase 30 C12H22O11 ∆H=592,2 kJ/mol

(www.wikipedia.com)

Dari pendekatan perhitungan ∆Gf° suatu senyawa pada kondisi

tekanan 1 atm, suhu 25°C menurut Perry (1999), didapat nilai energi

Gibbs:

• ∆Gf° pati = -33423,72 kJ/mol

• ∆Gf° air = -51,12 kJ/mol

• ∆Gf° dekstrin = -1334,42 kJ/mol

Maka, ∆G° reaksi likuifikasi

∆G° likuifikasi = Σ∆Gf° produk - Σ∆Gf° reaktan ......................(2-1)

= 30(-1334,42) – (-33423,72 + 30(-51,12))

= - 5076,28 kJ/mol = - 5076280 kJ/kmol


commit to user




∆G° = -RT ln K .........................................................(2-2)

dengan

∆G° = - 5076280 kJ/kmol

Maka,

ln K298 = ∆G°-RT

ln K298 = - 5076280 kJ/kmol

-8,314 kJ/kmol.K 298,15 K ln K298 = 2047,86

Jadi, ∆G pada suhu operasi likuifikasi 80°C, adalah

∆G = - R T lnK

= - 8,314 kJ/kmol (353,15K)(2047,86)

= - 6012699,42 kJ/kmol

Karena ∆G bernilai negatif, maka reaksi dapat berlangsung.

2. Reaksi Sakarifikasi

Reaksi sakarifikasi bersifat eksotermis berlangsung pada suhu 55°C

tekanan 1 atm, sehingga untuk mempertahankan suhu operasi,reaktor

sakarifikasidilengkapi jaket pendingin.

C12H22O11 H2O beta amilase 2 C6H12O6 ∆H. - 4,17 kJ/mol (http://www.jbc.org/content/264/7/3966.short)


commit to user




Dari pendekatan perhitungan ∆Gf° suatu senyawa pada kondisi

tekanan 1 atm, suhu 25°C menurut Perry (1999), didapat nilai energi

Gibbs

• ∆Gf° glukosa = - 730,97 kJ/mol

Maka, ∆G° reaksi sakarifikasi

∆G° sakarifikasi = Σ∆Gf° produk - Σ∆Gf° reaktan

= 2(-730,97) – (-1334,42 + (-51,12))

= - 76,4 kJ/mol = -76400 kJ/kmol

dengan

∆G° = -76400 kJ/kmol

Maka,

ln K298 = ∆G°-RT

ln K298 = - 76400 kJ/kmol

-8,314 kJ/kmol.K 298,15 K ln K298 = 30,82

Jadi, ∆G pada suhu operasi sakarifikasi55°C, adalah

∆G = - R T lnK

= - 8,314 kJ/kmol (328,15K)(30,82)

= - 84084,33 kJ/kmol



commit to user




3. Reaksi Fermentasi

Reaksi fermentasi berlangsung pada suhu 35oC dan tekanan 1 atm

dengan bantuan yeast Saccharomyces cerevisiaeselama 34jam secara

anaerob. Selama fermentasi, dilepas panas ke lingkungan

sehinggauntuk mempertahankan kondisi operasinya, digunakan jaket

pendingin.

C6H12O6 yeast 2 C2H5OH 2 CO2 ∆H. - 116kJ/mol

Dari pendekatan perhitungan ∆Gf° suatu senyawa pada kondisi tekanan

1 atm, suhu 25°C menurut Perry (1999), didapat nilai energi Gibbs

• ∆Gf° karbondioksida = - 311,08 kJ/mol

• ∆Gf° etanol = - 224,74 kJ/mol

Maka, ∆G° reaksi fermentasi

∆G° fermentasi = Σ∆Gf° produk - Σ∆Gf° reaktan

= (2(-311,08) + 2(-224,74))– (-730,97)

= - 340,73 kJ/mol = -340730 kJ/kmol

dengan

∆G° = -340730 kJ/kmol


commit to user




Maka,

ln K298 = ∆G°-RT

ln K298 = - 340730 kJ/kmol

-8,314 kJ/kmol.K 298,15 K ln K298 = 137,46

jadi, ∆G pada suhu operasi fermentasi 35°C, adalah

∆G = - R T lnK

= - 8,314 kJ/kmol (308,15 K)(137,46)

= - 353166 kJ/kmol


2.1.3 Tinjauan Kinetika

Pembentukan produk pada masing-masing proses mengikuti

persamaan reaksi biokatalis enzim yang dikemukakan oleh Michaelis

Menten, dengan alasan data-data yang dibutuhkan lebih lengkap, sehingga

memudahkan untuk proses perhitungan.

µ. µmaxSKs S ……………………………2 3 4 Dengan :

µ = specific growth rate (/jam)

S = konsentrasi subtrat (g/l)

Ks = konstanta konsentrasi jenuh substrat (g/l)


commit to user




Masing-masing tahap reaksi memiliki nilai konstanta µmax dan Ks,

sedangkan S didapat dari perhitungan.

Montesinos (2000) dalam jurnalnya menuliskan

V.VmSKmS…………………………2 3 5 Untuk reaksi hidrolisa nilai Vm adalah 30 g/l.jam, dan Km10,5 g/l. Untuk

reaksi fermentasi, Raposo (2009) menghitung nilai µm 0,38/jam dan Km

9,4g/l untuk fermentasi glukosa menjadi etanol.

2.1.3.1 Reaksi Likuifikasi

C6H10O560 30 H2O alpha amilase 30 C12H22O11 Persamaan kecepatan pembentukan dekstrin dari pati

(-ra) = k1[(C6H10O5)60][H2O] .........................(2-6)

Karena konsentrasi H2O sangat berlebih, maka dianggap konsentrasinya

konstan, sehingga persamaan kecepatan reaksi menjadi

(-ra) = k1*[(C6H10O5)60] ..............................(2-7)

dengan:

k1* = konstanta kecepatan reaksi likuifikasi

[(C6H10O5)60] = konsentrasi pati, CA.

sehingga

-(ra) = k1*(CA0)(1-X) .................................(2-8)

Konversi reaksi likuifikasi diketahui sebesar 79% (BERDC

IndonesiaEthanol Plant), dan dariperhitungan neraca massa didapat CA0

sebesar 18,7989 gr/l, sehingga dari persamaan (II-1), dapat dihitung


commit to user




nilai (-ra) = 8,1973 g/l.jamdan disubtitusikan nilai (-ra) ke dalam

persamaan (2-8), diperolehnilai k1* = 2,0764/jam.

2.1.3.2 Reaksi Sakarifikasi

C12H22O11 H2O beta amilase 2 C6H12O6 Kinetika reaksi sakarifikasi analog dengan kinetika reaksi likuifikasi,

namun nilai [CA] adalah konsentrasi dekstrin.

(-ra) = k2[C12H22O11][H2O] ...........................(2-9)

(-ra) = k2*[C12H22O11] ................................(2-10)

Dari hasil perhitungan neraca massa, konsentrasi desktrin mula-mula [CA0]

157,3003 g/l.Dengan konversi reaksi sakarifikasi sebesar 96,8%, maka

dapat dicari nilai (-ra) dengan persamaan (2-6), (-ra) = 9,7308 g/l.jam, dan

nilai k2* = 1,9304/jam.

2.1.3.3 Reaksi Fermentasi

C6H12O6 yeast enzim zymase 2 C2H5OH 2 CO2 Persamaan kecepatan reaksi pembentukan etanol dari fermentasi glukosa

yaitu:

(-ra) = k3[C6H12O6].................................(2-11)

(-ramax) = µmax.Cc.................................(2-12)

Dari persamaan (2-12), perlu dicari nilai (-ramax) dengan nilai Cc yaitu

konsentrasi yeast 14,6753 g/l dan diketahui konversi reaksi fermentasi

adalah 87,8%. Sehingga diperoleh nilai (-ramax) = 5,5766 g/l.jam.


commit to user




Berdasarkan 2 persamaan di atas, dihitung nilai k3 = 0,2120/jam, dan nilai

(-ra) sebesar 3,5836 g/l.jam.

2.1.4 Kondisi Operasi

Kondisi operasi sangat menentukan jalannya proses untuk

menghasilkan produk. Pada perancangan ini dipilih kondisi operasi reaksi

likuifikasi:

Suhu (T) : 80°C

Tekanan (P) : 1 atm

Fase reaksi : cair

Waktu reaksi : 2 jam

Katalis : Enzim alpha amylase (Bachillus licheniformis)

Reaksi likuifikasi terjadi pada suasana asam denganrange pH

sekitar 5,6karena pada kondisi tersebut, enzim dapat bekerja secara

optimum.Pada kondisi operasi ini diperoleh konversi total 79%,

konsentrasi dekstrin yang terbentuk adalah 15% massa keluaran reaktor.

Pada reaksi sakarifikasi, kondisi operasinya adalah :

Suhu (T) : 55°C

Tekanan (P) : 1 atm

Fase reaksi : cair


Katalis : Enzim beta amylase (Aspergillus niger)

Reaksi sakarifikasi berlangsung pada suasana asam dengan range

pH4,3 - 5.Pada kondisi operasi ini diperoleh konversi total 96,8%, dan


commit to user




konsentrasi glukosa keluaran reaktor sakarifikasi adalah 15% massa total

keluaran reaktor, untuk menjadi feed fermentor.

Sedangkan pada reaktor fermentasi, dipilih kondisi operasi :

Suhu (T) : 35°C

Tekanan (P) : 1 atm

Fase reaksi : cair


Katalis : Enzim zymase (Saccharomyces cereviceae)

Pada kondisi operasi ini diperoleh konversi total 87,8%, konsentrasi etanol

produk 8,46% volume. Dengan konsentrasi substrat awal 137,3987gr/ldan

konsentrasi yeast awal14,5537gr/l.

2.2 Diagram Alir Proses dan Tahapan Proses

2.2.1 Diagram Alir Proses

Diagram alir diberikan dalam tiga bentuk, yaitu :

a. Diagram alir proses (gambar II.1)

b. Diagram alir kualitatif (gambar II.2)

c. Diagram alir kuantitatif (gambar II.3)


commit to user




PFD


commit to user




Crusher

Reaktor Likuifikasi

T = 80 °CP = 1 atm

MD 2P =1atm

Fermentor

T = 30 °CP = 1 atm

Reaktor Sakarifikasi

T = 55 °CP = 1 atm

Seeding Tank

T = 35 °C t = 26 jam

MD 1P =1atm

WasteWater

Treatment

F5

Lar. Pati 19% berat

F14

Yeast

F15

Urea F16

Posphat

F17

Steam

F26

Lar etanol 95% volum

PRODUK

F9

Lar. Dekstrin 15% berat

F18

Air

F19

Lar. seeding

Broth Tank

F24

Lar. Etanol 70% volum

Limbah air

Mixer

F2

Gaplek halus

F4

Air

F6

Air

F7

Alfa amilase

F8

Steam

F10

Beta Amilase

F11

Lar. Glukosa 15% berat

F12

F13

F22

Sludge

F20

Exhaust CO2

F21

Lar. Etanol 8,38% volum

F23

F25

F27

F1

Gaplek

F3

Serat keras

Gambar 2.2Blok diagram alir kualitatif


commit to user




Gambar 2.3Blok diagram alir kuantitatif


commit to user




2.2.2 Tahapan Proses

Proses pembuatan etanol dapat dibagi dalam empat tahap yaitu :

1. Tahap penyimpanan bahan baku

2. Tahap persiapan bahan baku

3. Tahap proses reaksi

4. Tahap pemurnian produk

2.2.2.1 Tahap Penyimpanan Bahan Baku

Bahan baku berupa singkong kering (gaplek) disimpan dalam gudangraw

material storage, bersama nutrien urea, ammonium posphat.

2.2.2.2 Tahap Persiapan Bahan Baku

Gaplek diumpankan ke Crusher 1 (CR-01), diperkecil ukurannya, dari 5-

10 cm menjadi 1-2 cm. Asumsi sebanyak 1% dari massa gaplek yang

berupa serat keras tidak bisa dihancurkan sehingga tidak lolos pada proses

screening dan akan dibuang sebagai limbah padat. Gaplek yang berukuran

kecil selanjutnyamasuk keCrusher 2 (CR-02) menjadi ukuran 20 mesh.

Gaplek yang sudah sangat halus dimasukkan ke Mixer (M), ditambahkan

air sehingga hasil keluarannya merupakan larutan pati dengan konsentrasi

pati 19% massa campuran (± 190 gr pati/liter larutan pati).


commit to user




2.2.2.3 Tahap Proses Reaksi

1. Hidrolisis

• Likuifikasi

Larutan pati keluaran dari mixer, air proses, dan katalis enzim

alpha amylaseyang dihasilkan oleh bakteri Bachillus

licheniformissebanyak 0,02% dari massa total (diumpankan ke

reaktor likuifikasi (R-01). Di dalam reaktor, terjadi reaksi

likuifikasi dimana pati terhidrolisis menjadi dekstrin (maltosa)

dengan konversi 79% pada fase cair dengan kondisi operasi 80°C

tekanan 1 atm selama 2 jam dan range pH 6,9 -7.

R-01 merupakan reaktor alir tangki berpengaduk seri 2. Reaksi

merupakan reaksi endotermis, sehingga panas yang diperlukan

untuk menjaga kondisi operasi disuplai dari injeksi steam ke dalam

reaktor.

• Sakarifikasi

Larutan dekstrin keluaran R-01 didinginkan di heat exchangerE-02

menggunakan cooling water hingga suhunya menjadi 55°C, lalu

diumpankan ke dalam reaktor sakarifikasi (R-02), dan

ditambahkanenzim beta amylaseyang dihasilkan oleh bakteri

Aspergillus niger sebagai katalis sebanyak 0,01% dari massa

umpan total.

Pada proses reaksi sakarifikasi, dekstrin dipecahmenjadi gula yang

lebih sederhana yaitu glukosa, berlangsung selama 1 jam dengan


commit to user




konversi 96,8% dan range pH 5 – 5,5. Panas yang dihasilkan oleh

reaksi diserap oleh air pendingin pada jaket pendingin untuk

mempertahankan suhu operasi.Larutanglukosahasil keluaran R-

02dilewatkan pendingin E-03 agar suhunya turun menjadi 35°C,

sebanyak 9,5%dialirkan menuju Seeding Tank (SD) dan sisanya

menuju reaktor fermentasi atau fermentor (R-03).

2. Fermentasi

Larutan glukosa yang menuju Seeding Tank(SD) dari E-

03dimasukkan ke dalam tangkipembibitan sebagai media

tumbuh,ditambahkan juga urea dan ammonium phosphate sebagai

sumber nutrientdan makanan bagi ragi yeast Saccharomyces

cerevisiae,. Proses pembibitan berlangsung selama 26 jam pada suhu

35°C dan range pH 4 - 4,5.

Larutan glukosa lainnya diumpankan menuju reaktor fermentasi atau

fermentor (R-03). Yeast yang telah dikulturkan dalam SD juga

dimasukkan ke dalam R-03.

Proses fermentasi berlangsung secara anaerob selama 34 jam di dalam

reaktor batchpada kondisi operasi suhu 35°C tekanan 1 atmrange pH

4 – 4,5 dengan konversi sebesar 87,8%. Karena reaksi fermentasi

merupakan reaksi eksotermis, maka digunakan jaket pendingin untuk

mempertahankan kondisi operasi.

Larutan etanol jernih pada lapisan atas R-03 dipompa menuju tangki

penampung (broth tank) V-01. Sedangkan sisa padatan yang telah


commit to user




mengendap dibuang melalui pipa blow down pada dasar R-03 untuk

selanjutnya diolah pada proses pengolahan limbah.

2.2.2.4 Tahap Pemurnian Hasil

Hasil proses fermentasi adalah larutan etanol 8,46% volum

diteruskan ke dalam broth tank atau tangki penampung (V-01).

Dari V-01, larutan etanol dilewatkan E-05 untuk dipanaskan

suhunya menjadi 99°C lalu dipompa menuju pipa feedmenara destilasi 1

(C-01).

Menara destilasi 1 beroperasi pada tekanan 1 atm, dengan top

temperature 93°C dan bottom temperature 100°C. Hasil atas C-01 adalah

larutan etanol 70% yang akan dikonsensasikan di condenser 1 (CD-

01)pada suhu 89°C, lalu dikumpulkan pada accumulator 1 (ACC-01)lalu

dipompauntuk sebagian dijadikan refluks C-01, sisanya akan diumpankan

ke menara destilasi 2 (C-02). Sedangkan hasil bawah adalah larutan etanol

0,17% volum yang akan diteruskan ke unit pengolahan limbah.

Menara destilasi 2 (C-02) beroperasi pada tekanan 1 atm dengan

suhu top adalah 83°C dan pada bottom adalah 100°C. Hasil atas C-02

adalah larutan etanol 95% volum, dikondensasikan dalam condenser 2

(CD-02) pada suhu 81°C, lalu ditampung dalam tangki accumulator 2

(ACC-02) untuk dibagi alirannya menjadi aliran refluks C-02dan sebagai

larutan etanol produk. Sedangkan hasil bawahnya adalah larutan etanol

0,16% volum yang diteruskan ke unit pengolahan limbah.


commit to user




Larutan produk didinginkan dari suhu 81°C menjadi suhu 35°C di

E-05, lalu disimpan dalam storage tank (V-02).

2.3 Neraca Massa dan Neraca Panas

Produk : Etanol 95%

Kapasitas perancangan : 140kL/tahun

Waktu operasi selama 1 tahun : 350 hari

Waktu operasi setiap batch : 3 jam

2.3.1 Neraca Massa

Basis perhitungan : 1 operasi batch

Satuan : kg


commit to user




2.3.1.1 Neraca Massa Overall

Tabel 2.1Jumlah Arus Input

Komponen

kg/batch

1 4 6 7 8 10 14 15 16 17 18

Pati 940,80 - - - - - - - - - -

Serat 6,72 - - - - - - - - - -

Air 172,48 3793,26 274,52 - 97,35 - - - - 33,28 209,42

Dekstrin - - - - - - - - - - -

Alpa amilase - - - 0,98 - - - - - - -

Glukosa - - - - - - - - - - -

Beta amilase - - - - - 0,50 - - - - -

Yeast - - - - - - 0,10 - - - -

Urea - - - - - - - 0,75 - - -

Phospat - - - - - - - - 0,15 - -

Karbondioksida - - - - - - - - - - -

Etanol - - - - - - - - - - -

Total 5530,31


commit to user




Tabel 2.2Jumlah Arus Output

Komponen

kg/batch

3 20 22 25 26 27

Pati 9,41 - 195,63 - - -

Serat 0,07 - 6,65 - - -

Air 1,72 - 40,13 4277,98 21,96 158,07

Dekstrin - - 24,89 - - -

Alpa amilase - - 0,98 - - -

Glukosa - - 87,40 - - -

Beta amilase - - 0,50 - - -

Yeast - - 75,89 - - -

Urea - - - - - -

Phospat - - - - - -

CO2 - 307,52 - - - -

Etanol - - 2,87 5,47 312,96 0,20

Total 5530,31


commit to user




2.3.1.2 Neraca Massa di sekitar Crusher1 (CR-01)

Tabel 2.3Neraca Massa di sekitar Crusher (CR-01)

Komponen Input Output

Arus F1 F2 F3

Air 172,48 170,76 1,72

Serat 6,72 6,65 0,07

Pati 940,8 931,39 9,41

Total arus 1120 1108,8 11,2

Total 1120,00 1120,00

2.3.1.3 Neraca Massa di sekitar Mixer (M)

Tabel 2.4Neraca Massa di sekitarMixer (M)


Arus F2 F4 F5

Air 170,76 3793,26 3964,02

Serat 6,65 - 6,65

Pati 931,39 - 931,39

Total arus 1108,80 3793,26 4902,06

Total 4902,06 4902,06


commit to user




2.3.1.4 Neraca Massa di sekitar Reaktor Likuifikasi (R-01)

Tabel 2.5 Neraca Massa di sekitar Reaktor Likuifikasi (R-01)

Arus Input Output

Komponen F5 F6 F7 F8 F8

Pati 931,39 - - - 195,63

Dekstrin - - - - 776,63

Air 3964,02 274,52 - 97,35 4295,01

Serat 6,65 - - - 6,65

Alpa amlse - - 0,98 - 0,98

Total Arus 4902,06 274,52 0,98 97,35 5274,91

Total 5274,91 5274,91


commit to user




2.3.1.5 Neraca Massa di sekitar Reaktor Sakarifikasi (R-02)

Tabel 2.6Neraca Massa di sekitar Reaktor Sakarifikasi (R-02)

Arus Input Output

Komponen F9 F10 F11

Pati 195,63 - 195,63

Dekstrin 776,63 - 24,89

Air 4295,01 - 4255,45

Serat 6,65 - 6,65

alpa amlse 0,98 - 0,98

Glukosa - - 791,31

Beta amlse - 0,50 0,50

Total Arus 5274,91 0,50 5275,41

Total 5275,41 5275,41


commit to user




2.3.1.6 Neraca Massa di sekitar Split Arus

Tabel 2.7Neraca Massa di sekitar Split Arus

Arus Input Output

F11 F12 F13

Pati 195,63 18,51 177,12

Dekstrin 24,89 2,36 22,53

Air 4255,45 402,72 3852,72

Serat 6,65 0,63 6,02

alpa amlse 0,98 0,09 0,89

Glukosa 791,31 74,89 716,42

Beta amlse 0,50 0,05 0,45

Total Arus 5275,41 499,25 4776,16

Total 5275,41 5275,41


commit to user




2.3.1.7 Neraca Massa di sekitar Seeding Tank (SD)

Tabel 2.8Neraca Massa di sekitar Seeding Tank (SD)

Arus Input Output

Komponen F12 F14 F15 F16 F17 F18 F19

Pati 18,51 - - - - - 18,51

Dekstrin 2,36 - - - - - 2,36

Air 402,72 - - - 33,28 209,42 645,42

Serat 0,63 - - - - - 0,63

Alpa amlse 0,09 - - - - - 0,09

Glukosa 74,89 - - - - - -

Beta amlse 0,05 - - - - - 0,05

Yeast - 0,10 - - - - 75,89

Urea - - 0,75 - - - -

Posphat - - - 0,15 - - -

Total Arus 499,25 0,10 0,75 0,15 33,28 209,42 742,95

Total 742,95 742,95


commit to user




2.3.1.8 Neraca Massa di sekitar Reaktor Fermentasi (R-03)

Tabel 2.9Neraca Massa di sekitar Reaktor Fermentasi (R-03)

Arus Input Output


Pati 177,12 18,51 - - 195,63

Dekstrin 22,53 2,36 - - 24,89

Air 3852,72 645,42 - 4458,01 40,13

Serat 6,02 0,63 - - 6,65

Alpa amlse 0,89 0,09 - - 0,98

Glukosa 716,42 - - - 87,40

Beta amlse 0,45 0,05 - - 0,50

Yeast - 75,89 - - 75,89

CO2 - - 307,52 - -

Etanol - - - 318,63 2,87

Total Arus 4776,16 742,95 307,52 4776,65 434,94

Total 5519,11 5519,11


commit to user




2.3.1.9 Neraca Massa di sekitar Tangki Penampung (V-01)

Tabel 2.10Neraca Massa di sekitar Tangki Penampung (V-01)


F28 F23

Etanol 318,63 318,63

Air 4458,01 4458,01

Total 4776,65 4776,65

2.3.1.10 Neraca Massa di sekitar Menara Destilasi I (C-01)

Tabel 2.11Neraca Massa di sekitar Menara Destilasi I (C-01)

Arus Input Output

Komponen F23 F24 F25

Etanol 318,63 313,16 5,47

Air 4458,01 180,03 4277,98

Total Arus 4776,65 493,20 4283,45

Total 4776,65 4776,65


commit to user




2.3.1.11 Neraca Massa di sekitar Menara Destilasi II (C-02)

Tabel 2.12Neraca Massa di sekitar Menara Destilasi II (C-02)

Arus Input Output


Etanol 313,16 312,96 0,20

Air 180,03 21,96 158,07

Total Arus 493,20 334,92 158,27

Total 493,20 493,20

2.3.2 Neraca Panas

Basis perhitungan : 1 operasi batch

Satuan : kJ

2.3.2.1 Neraca Panas di sekitar Crusher 1 (CR-01)

Tabel 2.13Neraca Panas di sekitar Crusher 1 (CR-01)


Arus F1 F2 F3

Air 434,63 430,28 4,35

Serat 0,23 0,22 0,00

Pati 31,66 31,35 0,32

Total panas 466,52 461,85 4,67

Total 466,52 466,52


commit to user




2.3.2.2 Neraca Panas di sekitar Mixer (M)

Tabel 2.14Neraca Panas di sekitar Mixer (M)


Arus F2 F4 F5

Air 430,28 9558,54 9988,82

Serat 0,22 - 0,22

Pati 31,35 - 31,35

Total panas 461,85 9558,54 10020,39

Total 10020,39 10020,39


commit to user




2.3.2.3 Neraca Panas di sekitar Reaktor Liquifikasi (R-01)

Tabel2.15Neraca Panas di sekitar Reaktor Liquifikasi (R-01)


F5 F6 F11

Pati 31,35 - 72,43

Air 9988,82 691,74 119424,24

Serat 0,22 - 2,46

Dekstrin - - 54292,84

Alpa amlse - - -

Total 10020,39 691,74 173791,97

Reaksi 44829,28

Steam 207909,11

Total 218621,25 218621,25


commit to user




2.3.2.4 Neraca panas di sekitar Reaktor Sakarifikasi (R-02)

Tabel2.16Neraca panas di sekitar Reaktor Sakarifikasi (R-02)


F5 F11

Pati 39,51 39,51

Dekstrin 29614,28 949,01

Air 540735,59 535754,34

Serat 1,34 1,34

Alpa amlse - -

Glukosa - 15166,81

Beta amlse - -

Total 570390,72 551911,01

Reaksi 9166,0271

Air pendingin 27645,73

Total 579556,75 579556,75


commit to user




2.3.2.5 Neraca panas di sekitar Reaktor Fermentasi (R-03)

Tabel2.17Neraca panas di sekitar Reaktor Fermentasi (R-03)


F13 F19 F20 F21 F22

Pati 11,9228 1,2463 - - 13,1690

Dekstrin 286,3993 29,9372 - - 316,3365

Air 161481,5270 27051,9999 - 186731,2832 1682,0340

Serat 0,4055 0,0424 - - 0,4478

Alpa amlse - - - - -

Glukosa 4577,1543 - - - 558,4128

Beta amlse - - - - -

Yeast - 57331,9051 - - 57331,9051

CO2 - - 339506,9353 - -

Etanol - - - 5246,9160 46,8067

Total 166357,41 84415,13 339506,94 191978,20 166357,41

Reaksi 405368,7051


Total 656141,24 656141,24


commit to user




2.3.2.6 Neraca panas di di sekitar Menara Destilasi 1 (C-01)

Tabel 2.18Neraca panas di sekitar Menara Destilasi 1 (C-01)


F23 F24 F25

Etanol 36326,99 30227,65 632,12

Air 1656218,52 57902,50 1608161,76

Jumlah 1692545,51 88130,15 1608793,88

1696924,02

Reboiler 8717432,69 -

Kondenser - 8713054,18

Total 10409978,20 10409978,20


commit to user




2.3.2.7 Neraca panas di di sekitar Menara Destilasi 2 (C-02)

Tabel 2.19Neraca panas di sekitar Menara Destilasi 2 (C-02)


Arus 24 Arus 26 Arus 27

Etanol 30227,65 25886,16 23,36

Air 57902,50 6169,40 59420,64

Jumlah 88130,15 32055,56 59444,00

91499,56

Reboiler 698855,68 -

Kondenser - 695486,27

Total 786985,83 786985,83


commit to user




2.4 Lay Out Pabrik dan Peralatan

2.4.1 Lay out pabrik

Tata letak pabrik merupakan suatu pengaturan yang optimal dari seperangkat

fasilitas-fasilitas dalam pabrik. Tata letak yang tepat sangat penting untuk

mendapatkan efisiensi, keselamatan, dan kelancaran kerja para pekerja serta

keselamatan proses.

Untuk mencapai kondisi yang optimal, maka hal-hal yang harus diperhatikan

dalam menentukan tata letak pabrik adalah :

1. Pabrik bioetanolini merupakan pabrik baru (bukan pengembangan),

sehingga penentuan lay out tidak dibatasi oleh bangunan yang ada.

2. Kemungkinan perluasan pabrik sebagai pengembangan pabrik di masa

depan.

3. Faktor keamanan sangat diperlukan untuk bahaya kebakaran dan ledakan,

maka perencanaan lay out selalu diusahakan jauh dari sumber api, bahan

panas, dan dari bahan yang mudah meledak, juga jauh dari asap atau gas

beracun.

4. Sistem kontruksi yang direncanakan adalah out door untuk menekan

biaya bangunan dan gedung, dan juga karena iklim Indonesia

memungkinkan konstruksi secara out door.

5. Harga tanah cukup murah, namun tetap diperlukan efisiensi dalam

pemakaian dan pengaturan ruangan/lahan agar menghemat biaya.

(Vilbrant, 1959)


commit to user




Secara garis besar lay out dibagi menjadi beberapa bagian, yaitu :

a. Daerah administrasi / perkantoran, laboratorium dan ruang kontrol

Merupakan pusat kegiatan administrasi pabrik yang mengatur kelancaran

operasi. Laboratorium dan ruang kontrol sebagai pusat pengendalian

proses, kualitas dan kuantitas bahan yang akan diproses serta produk yang

dijual

b. Daerah proses

Merupakan daerah dimana alat proses diletakkan dan proses berlangsung.

c. Daerah penyimpanan bahan baku dan produk.

Merupakan daerah untuk tangki bahan baku dan produk.

d. Daerah gudang, bengkel dan garasi.

Merupakan daerah untuk menampung bahan-bahan yang diperlukan oleh

pabrik dan untuk keperluan perawatan peralatan proses.

e. Daerah utilitas

Merupakan daerah dimana kegiatan penyediaan bahan pendukung proses

berlangsung dipusatkan.

(Vilbrant, 1959)


commit to user




Gambar 2.4Tata Letak Pabrik (plat layout)

2.4.2 Lay out peralatan

Beberapa hal yang harus diperhatikan dalam menentukan lay out

peralatan proses pada pabrik etanol, antara lain :

1. Aliran bahan baku dan produk

Pengaliran bahan baku dan produk yang tepat akan memberikan

keuntungan ekonomi yang besar serta menunjang kelancaran dan

keamanan produksi.

2. Aliran udara

Aliran udara di dalam dan di sekitar area proses perlu diperhatikan

kelancarannya. Hal ini bertujuan untuk menghindari terjadinya


commit to user




stagnasi udara pada suatu tempat sehingga mengakibatkan akumulasi

bahan kimia yang dapat mengancam keselamatan pekerja.

3. Cahaya

Penerangan seluruh pabrik harus memadai dan pada tempat-tempat

proses yang berbahaya atau beresiko tinggi perlu adanya penerangan

tambahan.

4. Lalu lintas manusia

Dalam perancangan lay out pabrik perlu diperhatikan agar pekerja

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

bertujuan apabila terjadi gangguan pada alat proses dapat segera

diperbaiki. Keamanan pekerja selama menjalani tugasnya juga

diprioritaskan.

5. Pertimbangan ekonomi

Dalam menempatkan alat-alat proses diusahakan dapat menekan biaya

operasi dan menjamin kelancaran dan keamanan produksi pabrik.

6. Jarak antar alat proses

Untuk alat proses yang mempunyai suhu dan tekanan operasi tinggi

sebaiknya dipisahkan dengan alat proses lainnya, sehingga apabila

terjadi ledakan atau kebakaran pada alat tersebut maka kerusakan dapat

diminimalkan.

(Vilbrant, 1959)


commit to user




Tabel 2.20Jarak antar alat proses

Jarak antar alat Jarak mendatar Jarak ke atas

(ft) (m) (ft) (m)

Jalan raya utama ke batas pabrik 30 9,2 18 5,5

Jalan akses ke atas pabrik 25 7,6 16 4,9

Antar pompa < 25 Hp (19 kW) 2,5 0,76 12 3,7

Antar pompa > 25 Hp (19 kW) 3 0,92 14 4,3

Compressor ke alat lain 10 3,1 - -

Antar vessel vertikal 10 3,1 - -

Antar vessel horizontal

Diameter < 10 ft 4 1,2 4 1,2

Diameter > 10 ft 8 2,4 - -

Heat exchanger horizontal 4 1,2 3 0,92

Fired heater ke alat lain 50 15,3 - -

Pabrik ke control room 30 9,2 - -

(Backhurst, 1983)

Tata letak alat-alat proses harus dirancang sedemikian rupa sehingga :

- Kelancaran proses produksi dapat terjamin

- Dapat mengefektifkan luas lahan yang tersedia

- Karyawan mendapat kepuasan kerja agar dapat meningkatkan

produktifitas kerja disamping keamanan yang terjadi


commit to user




E -02

E -04

Gambar 2.5 Tata Letak Alat Proses


commit to user

Prarancangan Pabrik Etanol dari SingkongKering (Gaplek)

dengan Proses EnzimatisKapasitas 140kL/tahun

BAB III SpesifikasiPeralatan Proses 62

BAB III

SPESIFIKASI PERALATAN PROSES

3.1 Crusher

Tabel 3.1Spesifikasi Crusher

Spesifikasi Crusher 1 Crusher2

Kode alat CR - 01 CR -02

Fungsi Mencacah gaplek menjadi

ukuran yang lebih kecil

(dari 5cm menjadi 2cm)

Menghaluskan/

menepungkan gaplek (dari 1

cm menjadi 20 mesh)

Panjang 1 m 1,1 m

Lebar 0,63 m 0,66 m

Tinggi 1 m 0,65 m

Penggerak Elektro motor 1 hp AC motor 7,5 kW

Pencacah pisau 16 buah -

Kecepatan putar - 1455 rpm

Kapasitas 250 – 400 kg/jam 210 – 820 kg/jam

Work index

singkong

7,5 7,5


commit to user




3.2 Mixer (M)

Fungsi : Mencampur tepung singkong dengan air

Tipe : Tangki silinder vertikal, dengan head torispherical

Jumlah : 1 buah

Kondisi operasi : T = 30oC

P = 1 atm

Material : Carbon steel SA 283 grade C

Volume : 0,4817 m3

Diameter : 0,861m

Tinggishell : 0,861m

Tebal shell : 0,1875 in(0,004763 m)

Tebal head : 0,1875 in(0,004763 m)

Tinggihead : 0,198 m

Tinggi total : 1,258m


commit to user




3.3 Reaktor

Tabel3.2SpesifikasiReaktor

Spesifikasi ReaktorLikuifikasi ReaktorSakarifikasi ReaktorFermentasi

Kodealat R-01A/B R-02A/B R-03A/B/C

Fungsi tempat berlangsungnya

reaksi likuifikasi,

yaitupemecahanpatioleh

air menggunakan

katalisenzim alpha

amilase (Bachillus

licheniformis)menjadide

kstrin

tempat berlangsungnya

reaksisakarifikasi,

yaitupemecahan

dekstrin

olehairmenggunakan

katalis enzim β-amilase

(Aspergillus

niger)menjadiglukosa

tempat berlangsungnya

reaksi fermentasi larutan

glukosa

denganbantuankatalisenzi

mzymase (yeast

saccharomyces

cereviceae)

menjadietanol

Tipe Reaktortangkiberpengad

uk

Reaktortangkiberpenga

duk.

Reaktortangkitanpapenga

duk

Jumlah 2 buah 2 buah 3 buah

Volume 11,2829 m3 8,7512 m3 6,2052 m3

Suhuoperasi 80 ºC 55 ºC 35 ºC

Tekananoperasi 1,2 atm 1,2atm 1,2atm

Waktu tinggal 2 jam 1 jam 34 jam

Material Stainless steel SA-167 Stainless Steel SA-167 Stainless Steel SA-167

Diameter 2,464 m 2,264 m 1,577 m

Tinggi shell 2,464m 2,264m 3,154m

Tebal shell 0,25in(0,00635 m) 0,1875 in (0,004763 m) 0,1875 in (0,004763 m)


commit to user




Tabel 3.2SpesifikasiReaktor (lanjutan)

Spesifikasi ReaktorLikuifikasi ReaktorSakarifikasi ReaktorFermentasi

Jenis head torispherical head torispherical head torispherical head

Tinggi head 0,482 m 0,440 m 0,315 m

Tebal head 0,25 in (0,00635 m) 0,1875 in (0,004763 m) 0,1875 in (0,004763 m)

Tinggi total 2,464m 3,144m 3,784m

Pengaduk

Jenis 6 Flat Blade Turbine

dengan baffle

Flat Blade Turbine

dengan baffle

-

Jumlah 1 buah 1 buah -

Diameter 0,821 m 0,754 m -

Kecepatan 23,76 rpm 81,23rpm -

Daya 1 Hp 6 Hp -

Alatpenukarpanas

Tipe Injeksi steamlangsung Jaket pendingin Jaket pendingin

Bahan Saturated steam144°C

3,87 atm

air pendingin air pendingin

Ukuran - Lebar jaket 0,029m Lebar jaket 0,020m


commit to user




3.4 Tangki

Tabel 3.3SpesifikasiTangki

Spesifikasi Seeding Tank Tangkipenampung Tangkipenyimpan

Kodealat ST V-01 V-02

Fungsi Mengembangbiakkany

east Saccharomyces

cerevisiae

Menampung larutan

etanol

untukdiumpankan ke

MD

Menyimpan produk etanol

Tipe Tangki silinder tegak,

torispherical head

Tangki silinder tegak,

torispherical head

Tangki silinder tegak, flat

bottomtorispherical head

Jumlah 3 buah 1buah 1buah

Volume 0,8534 m3 5,7462 m3 3,5574 m3

Suhuoperasi 35 oC 35 ºC 35 ºC

Tekananoperasi 1,2 atm 1,2atm 1,2atm

Waktu tinggal 2 jam 3 jam 7 hari

Material Stainless steel SA-167 Stainless Steel SA-167 Stainless Steel SA-167

Diameter 1,042m 1,941 m 1,654 m

Tinggi shell 1,042 m 1,941m 1,654 m

Tebal shell 0,1875 in(0,004763 m) 0,1875 in(0,004763 m) 0,1875 in(0,004763 m)

Tinggi head 0,231 m 0,382 m 0,334 m

Tebal head 0,1875 in(0,004763 m) 0,1875 in(0,004763 m) 0,1875 in(0,004763 m)

Tinggi total 1,505 m 2,705 m 1,989 m


commit to user




3.5 Accumulator

Tabel 3.4SpesifikasiAccumulator

Spesifikasi Accumulator 1 Accumulator2

Kode alat ACC – 01 ACC – 02

Fungsi Menyimpan kondensat

larutan etanol dari CD-01

Menyimpan kondensat

larutan etanol dari CD-02

Tipe Tangki silinder horizontal, dengan headtorispherical

Jumlah 1 buah 1 buah

Suhu operasi 89oC 81oC

Tekanan operasi 1,2 atm 1,2 atm

Material Stainless steel SA-167 Stainless steel SA-167

Volume 0,4991 m3 0,069 m3

Diameter 0,582 m 0,301 m

Panjang shell 1,747m 0,903 m

Tebal shell 0,1875 in(0,004763 m) 0,1875 in(0,004763 m)

Tebal head 0,1875 in(0,004763 m) 0,1875 in(0,004763 m)

Panjang head 0,152 m 0,103 m

Panjang total 2,053 m 1,110 m


commit to user




3.6 Menara Destilasi

Tabel 3.5SpesifikasiMenaraDestilasi

Spesifikasi Menara Destilasi 1 Menara Destilasi 2

Kode alat C - 01 C -02

Fungsi Memisahkan produk

etanol dan air dengantop

product larutan etanol

70% volum

Memisahkan produk

etanol dan air dengan top

product larutan etanol

95% volum

Tipe packing column packing column


Material Stainless steel SA-167 Stainless steel SA-167

Tekanan operasi 1,2 atm 1,2 atm

Suhu top 93oC 83oC

Suhu bottom 100 °C 100 °C

Diameter 1 m 0,7 m

Tebal shell 0,1875 in(0,004763 m) 0,1875 in(0,004763 m)

Jenis head Torispherical head Torispherical head

Tinggi head 0,329 m 0,181 m

Tebal head 0,1875 in(0,004763 m) 0,1875 in(0,004763 m)

Jenis packing pallring metal1 inch pallring metal1 inch

HETP 0,4 m 0,36 m

Tinggi total 18,585 m 11,498 m


commit to user




3.7 Heat Exchanger 1 (E-01)

Tabel 3.6Spesifikasi Heat Exchanger

Spesifikasi Heat Exchanger 1 Heat Exchanger 2 Heat Exchanger 3 Heat Exchanger 4

Kode alat E – 01 E - 02 E - 03 E - 04

Fungsi Menurunkan suhu larutan

dekstrin keluaran reaktor

likuifikasi menuju ke

reaktor sakarifikasi

Menurunkan suhu larutan

glukosa keluaran reaktor

sakarifikasi menuju ke

reaktor fermentor dan

seeding tank

Memanaskan larutan

etanol keluaran tangki

penampung menuju ke

menara distilasi 1

Menurunkan suhu

larutan etanol 95%

keluaran ACC-02 untuk

disimpan dalam storage

tank.

Tipe Double pipe heat exchanger

Jumlah 1 buah 1 buah 1 buah 1 buah

Beban panas 57930,6571 kJ/jam 122721,4424 kJ/jam 182823,7655 kJ/jam 12997,1280 kJ/jam

Luas transfer panas 0,4354 m2 4,0892 m2

6,1338 m2

0,4694 m2


commit to user




Tabel 3.6Spesifikasi Heat Exchanger (lanjutan)


Panjang pipa E – 01 14,6304 m 21,9456 m 1,6794 m

Annulus

Fluida larutan dekstrin larutan glukosa steam larutan etanol95%

Laju alir 1758,30 kg/jam 5275,41 kg/jam 85,7603 kg/jam 111,64 kg/jam

Material Carbon Steel SA 283 grade C, Schedule Number 40

Suhu masuk 80 oC 55 oC 144 oC 81oC

Suhu keluar 55 oC 35 oC 144 oC 35 oC

OD 4,5 in (0,1143 m) 4,5 in (0,1143 m) 4,5 in (0,1143 m) 4,5 in (0,1143 m)

ID 4,026 in (0,1023 m) 4,026 in (0,1023 m) 4,026 in (0,1023 m) 4,026 in (0,1023 m)

∆P 0,0129 Psi 0,0891 Psi 7,0883.10-5 Psi 4,8696.10-5 Psi


commit to user






Inner pipe

Fluida air pendingin air pendingin larutan etanol air pendingin

Laju alir 7653,5571 kg/jam 5854,0822 kg/jam 4776,65 kg/jam 621,3007 kg/jam

Material Carbon Steel SA 283 grade C, Schedule Number 40

Suhu masuk 30 oC 30 oC 35 oC 30oC

Suhu keluar 45 oC 35 oC 99oC 35 oC

OD 3,5 in (0,0889 m) 3,5 in (0,0889 m) 3,5 in (0,0889 m) 3,5 in (0,0889 m)

ID 3,068 in (0,0779 m) 3,068 in (0,0779 m) 3,068 in (0,0779 m) 3,068 in (0,0779 m)

∆P 1,731.10-8 Psi 1,2909.10-8 Psi 1,9325.10-7 Psi 3,7560.10-9Psi


commit to user






Uc 178,1025 Btu/j.ft2.F 207,3724 Btu/j.ft2.F 427,2074 Btu/j.ft2.F 427,2074 Btu/j.ft2.F

Ud 95,1045 Btu/j.ft2.F 102,8569Btu/j.ft2.F 171,2099 Btu/j.ft2.F 171,2099 Btu/j.ft2.F

Rd required 0,0049j.ft2.F/Btu 0,0049j.ft2.F/Btu 0,0035 j.ft2.F/Btu 0,0035 j.ft2.F/Btu

Rd 0,0049j.ft2.F/Btu 0,0049j.ft2.F/Btu 0,0091 j.ft2.F/Btu 0,0035 j.ft2.F/Btu


commit to user




3.8 Condenser

Tabel 3.7Spesifikasi condenser

Spesifikasi Condenser 1 Condenser 2

Kode alat CD – 01 CD - 02

Fungsi Mengkondensasikan uap

hasil atas menara

destilasi 1

Mengkondensasikan uap

hasil atas menara

destilasi 2

Tipe Shell and Tube Double pipe heat

exchanger


Beban panas 2904351,3920 kJ/jam 231828,7577 kJ/jam


Panjang pipa 1,828 m 36,576m

Annulus / Shell side

Fluida Vapor top product C-01 vapor top product C-02

Laju alir 2166,41 kg/jam 262,67 kg/jam

Material Stainless steel SA-167, Schedule Number 40

Suhu masuk 30 oC 83oC

Suhu keluar 60oC 81oC

OD - 2,88 in (0,0732 m)

ID 19,25 in (0,4890 m) 2,496 in (0,0634 m)

∆P 0,0406 Psi 4,696.10-4Psi


commit to user




Tabel 3.7Spesifikasi condenser(lanjutan)

Spesifikasi Condenser 1 Condenser 2

Inner pipe/ Tube

Fluida air pendingin air pendingin

Laju alir 18821,6597 kg/jam 1502,3671kg/jam


Suhu masuk 30 oC 30 oC


OD 0,75 in (0,0191 m) 1,66 in (0,0422 m)

ID 0,652 in (0,0166 m) 1,38 in (0,0351 m)

∆P 0,2 Psi 1,3128.10-6 Psi

Uc 81,1100 Btu/j.ft2.F 32,7636 Btu/j.ft2.F

Ud 59,7932Btu/j.ft2.F 29,3068 Btu/j.ft2.F

Rd required 0,0043j.ft2.F/Btu 0,0036 j.ft2.F/Btu

Rd 0,0044j.ft2.F/Btu 0,0037 j.ft2.F/Btu


commit to user




3.9 Reboiler 1(RE – 01)

Tabel 3.8Spesifikasi Reboiler

Spesifikasi Reboiler 1 Reboiler 2

Kode alat RE – 01 RE - 02

Fungsi Menguapkan sebagian

liquid hasil bawah

menara destilasi 1

Menguapkan sebagian

liquid hasil bawah

menara destilasi 2

Tipe Double pipe heat exchanger


Beban panas 2905810,8962 kJ/jam 232951,8941 kJ/jam


Panjang pipa 73,1520 m 73,152 m

Annulus

Fluida steam steam



Suhu masuk 144oC 144oC


OD 4,5 in (0,1143 m) 2,88 in (0,0732 m)

ID 4,026 in (0,1023 m) 2,496 in (0,0634 m)

∆P 3,5467 Psi 0,02969 Psi


commit to user




Tabel 3.8Spesifikasi Reboiler(lanjutan)

Spesifikasi Reboiler 1 Reboiler 2

Inner pipe

Fluida bottom product C-01 bottom product C-02



Suhu masuk 100 oC 100 oC


OD 3,5 in (0,0889 m) 1,66 in (0,0422m)

ID 3,068 in (0,0779 m) 1,38 in (0,0351 m)

∆P 3,5495Psi 3,92311.10-7Psi

Uc 76,8438 Btu/j.ft2.F 12,5842 Btu/j.ft2.F

Ud 71,3602 Btu/j.ft2.F 12,0533 Btu/j.ft2.F

Rd required 0,001 j.ft2.F/Btu 0,0035 j.ft2.F/Btu

Rd 0,0016 j.ft2.F/Btu 0,0068 j.ft2.F/Btu


commit to user




3.10 Pompa

Tabel 3.9Spesifikasi Pompa

Spesifikasi Pompa 1 Pompa 2 Pompa 3 Pompa 4 Pompa 5

Kode alat P – 01A/B P – 02A/B P – 03A/B P – 04A/B P – 05A/B

Fungsi Mengalirkan larutan

pati dari crusher 2

ke reaktor likuifikasi

1

Mengalirkan larutan

dekstrin dari reaktor

likuifikasi 1ke

reaktor likuifikasi 2

Mengalirkan larutan

dekstrin dari reaktor

likuifikasi 2 ke

reaktor sakarifikasi1

Mengalirkan larutan

glukosa dari reaktor

sakarifikasi 1 ke

reaktor sakarifikasi 2

Mengalirkan larutan

glukosa dari reaktor

sakarifikasi 2 ke fermentor

dan seeding tank

Kapasitas 8,1131gpm 8,9107gpm 8,6963gpm 8,7034gpm 3,6752gpm

Tenaga pompa 149,1 Watt 1118,5 Watt 1118,5 Watt 372,85 Watt 312,85 Watt

Tenaga motor 200 Watt 1491,4 Watt 1491,4 Watt 500 Watt 500 Watt

NPSHrequired 0,349 m 0,371 m 0,365 m 0,366 m 0,206 m

NPSHavailable 11,154 m 9,642 m 9,141 m 9,174 m 10,022 m

Pompa berjenis pompa sentrifugal, dengan masing2 pompa berjumlah 2 buah; 1 beroperasi dan 1 stand by.


commit to user




Tabel 3.9SpesifikasiPompa (lanjutan)

Spesifikasi Pompa 6 Pompa 7 Pompa 8 Pompa 9 Pompa 10

Kode alat P – 06A/B P – 07A/B P – 08A/B P – 09A/B P – 10A/B

Fungsi Mengalirkan bibit

yeast dari seeding

tank ke reaktor

fermentor

Mengalirkan larutan

etanol dari

reaktorfermentor ke

tangki penampungan

Mengalirkan larutan

etanol dari tangki

penampungan ke

menara distilasi 1

Mengalirkanlarutan

alkohol dari

accumulator 1 ke refluk

MD 1 dan feed MD2

Mengalirkan larutan

alkohol dari accumulator

2 ke refluk MD 2 dan

tangki penampung

Kapasitas 3,7575gpm 25,3004gpm 25,3004 gpm 13,1894 gpm 1,8221 gpm

Tenaga pompa 149,1 Watt 1118,5 Watt 1118,5 Watt 5219,9 Watt 1491,4 Watt

Tenaga motor 200 Watt 1491,4 Watt 1491,4 Watt 6711,3 Watt 2273,1 Watt

NPSHrequired 0,209 m 0,745 m 0,745 m 0,483 m 0,129 m

NPSHavailable 11,897 m 11,224 m 22,926 m 33,353 m 30,150 m

Pompa berjenis pompa sentrifugal, dengan masing2 pompa berjumlah 2 buah; 1 beroperasi dan 1 stand by.


commit to user



BAB IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium 79

BAB IV

UNIT PENDUKUNG PROSESDAN LABORATORIUM

4.1 Unit Pendukung Proses

Unit pendukung proses atau yang lebih dikenal dengan sebutan

utilitas merupakan bagian penting untuk menunjang proses produksi dalam

pabrik. Utilitas di pabrik etanol yang dirancang meliputi unit pengadaan

air, unit pengadaan steam, unit pengadaan listrik, unit pengadaan bahan

bakar, danunit pengolahan limbah.

1. Unit pengadaan air

Unit ini bertugas menyediakan dan mengolah air untuk memenuhi

kebutuhan air sebagai berikut :

a. Air proses

b. Air pendingin

c. Air umpan boiler

d. Air konsumsi umum dan sanitasi

2. Unit pengadaan steam

Unit ini bertugas untuk menyediakan kebutuhan steam sebagai media

pemanas di reaktor likuifikasi danheat exchanger, sebagai media

sterilisasi di seeding tank.

3. Unit pengadaan listrik

Unit ini bertugas menyediakan listrik sebagai tenaga penggerak untuk

peralatan proses, keperluan pengolahan air, peralatan-peralatan


commit to user




elektronik atau listrik AC, maupun untuk penerangan. Penyediaan

lisrik didapat dari PLN dan dari generator sebagai cadangan bila listrik

dari PLN mengalami gangguan.

4. Unit pengadaan bahan bakar

Unit ini bertugas menyediakan bahan bakar untuk kebutuhan boiler

dan generator.

5. Unit pengolahan limbah

Unit ini bertugas untuk mengolah limbah yang berasal dari proses

fermentasi dan distilasi etanol.

4.1.1 Unit Pengadaan Air

4.1.1.1 Air Pendingin

Air pendingin yang digunakan adalah air sungai yang diperoleh

dari sungai Bengawan Solo yang tidak jauh dari lokasi pabrik. Alasan

digunakannya air sungai sebagai media pendingin adalah karena faktor-

faktor sebagai berikut :

a. Air sungai dapat diperoleh dalam jumlah yang besar dengan biaya

murah.

b. Mudah dalam pengaturan dan pengolahannya.

Air pendingin ini digunakan sebagai media pendingin pada

kondensor, fermentor dan heat exchanger. Hal-hal yang perlu diperhatikan

dalam pengolahan air sungai sebagai pendingin adalah :


commit to user




a. Partikel-partikel besar/makroba (makhluk hidup sungai dan konstituen

lain).

b. Partikel-partikel kecil/mikroba (ganggang dan mikroorganisme sungai).

Tabel 4.1Kebutuhan air pendingin

No Kode Alat Nama Alat Kebutuhan (kg/jam)

1 E – 01 Heat Exchanger 7653,5571



4 R – 02 A/B Reaktor Sakarifikasi 1537,2281

5 R – 03 A/B/C Reaktor Fermentor 4291,6450

6 CD – 01 Kondensor 18814,0686

7 CD – 02 Kondensor 1502,3671

Total kebutuhan air pendingin 40274,4288

Densitas air pada 30oC adalah =999,56kg/m3(Geankoplis, 2003)

Volume air yang dibutuhkan =40,2919 m3/jam

Untuk menghindari fouling yang terjadi pada alat-alat penukar

panas maka perlu diadakan pengolahan air sungai. Pengolahan dilakukan

secara fisis dan kimia. Pengolahan tersebut antar lain meliputi screening,

pengendapan, penggumpalan, chlorinasi, dandemineralisasi.

Tahapan pengolahan air sungai adalah air sungai dihisap dari

sungai ke bak penampungan dengan menggunakan pompa. Sebelum

masuk pompa, air dilewatkan pada traveling screen untuk menyaring


commit to user




partikel dengan ukuran besar. Di dalam bak penampungan air sungai

dibiarkan selama 24 jam agar kotoran yang masih terikut dapat

terendapkan secara gravitasi. Air sungai kemudian dialirkan ke flokulator.

Di dalam flokulator diinjeksikan larutan tawas 5%, larutan kapur 5%, dan

larutan polyelektrolit 5%. Dari flokulator air sungai kemudian dialirkan ke

dalam clarifieruntuk mengendapkan gumpalan partikel-partikel

halus.Endapan kemudian dikeluarkan sebagai blowdown, melalui bagian

bawah clarifier. Air sungai kemudian dialirkan ke saringan pasir untuk

menghilangkan partikel-partikel yang masih lolos di clarifier. Air sungai

yang sudah bersih kemudian dialirkan ke tangki klorinasi untuk proses

klorinasi dengan menambahkan kalsium hipokloritsebagai desinfektan

untuk mematikan kandungan biologis dalam air. Konsentrasi calsium

hipoklorit dijaga sekitar 0,2 – 0,5 ppm. Untuk menjaga pH air, ditambah

larutan Ca(OH)2 sehingga pH-nya sekitar 6,8 – 7,0.

Dari tangki klorinasi air dialirkan ke kation exchanger dan anion

exchanger yang merupakan unit penukar ion untuk menghilangkan

mineral terlarut dalam air, seperti Ca2+, Mg2+, Na+, HCO3-, SO4

-, Cl-.

Setelah melalui tahapan diatas maka air pendingin bisa dialirkan ke alat

proses. Air pendingin yang telah digunakan sebagai media pendingin

disirkulasikan kembali dengan mendinginkannya di cooling tower.

Pada cooling tower terjadi kehilangan air karena adanya penguapan,

drift dan blowdown sehingga memerlukan make-up air pendingin. Jumlah

make-up air pendingin yang diperlukan sebesar = 3,3550m3/jam.


commit to user




4.1.1.2 Air Proses

Kebutuhan air proses dapat dilihat pada tabel berikut :

Tabel 4.2Kebutuhan Air Proses


1 M Mixer 1264,4211

2 R – 01 A Reaktor Likuifikasi 91,5052

3 SD – 01 A/B Seeding tank 209,4158

Total kebutuhan air proses 1565,3420

Volume air yang dibutuhkan = 1,5660 m3/jam.

Rangkaian proses pengolahan air proses menjadi satu bagian dengan

proses pengolahan air pendingin.

4.1.1.3 Air Umpan Boiler

Beberapa hal yang perlu diperhatikan dalam penanganan air umpan

boiler adalah sebagai berikut :

a. Kandungan yang dapat menyebabkan korosi

Korosi yang terjadi di dalam boiler disebabkan karena air mengandung

larutan - larutan asam dan gas - gas yang terlarut.

b. Kandungan yang dapat menyebabkan kerak (scale forming)

Pembentukan kerak disebabkan karena adanya kesadahan dan suhu

tinggi, yang biasanya berupa garam - garam karbonat dan silikat.


commit to user




c. Kandungan yang dapat menyebabkan pembusaan (foaming)

Air yang diambil dari proses pemanasan bisa menyebabkan foaming

pada boiler dan alat penukar panas karena adanya zat - zat organik,

anorganik, dan zat - zat yang tidak larut dalam jumlah besar. Efek

pembusaan terjadi pada alkalinitas tinggi. (Everett, 1998)

Tabel 4.3Kebutuhan Air untuk Steam


1 R – 01 A Reaktor Likuifikasi 32,4510

2 SD – 01 A/B Seeding tank 33,2834

3 E – 03 Heat exchanger 85,7603

5 RE – 01 Reboiler 1362,5297

6 RE – 02 Reboiler 110,2775

Total kebutuhan air untuk steam 1624,3019

Volume air yang dibutuhkan = 1,6250m3/jam.

Diperkirakan air yang hilang sebesar 20% sehingga kebutuhan air untuk

make-up air umpan boiler sebesar = 0,3250 m3/jam.

Air sungai yang sudah bersih dari tangki klorinasi, kemudian

dipompa menjadi air umpan boiler melalui beberapa tahapan pengolahan

yang meliputi :


commit to user




1. Kation Exchanger

Kation exchanger berfungsi untuk mengikat ion-ion positif yang

terlarut dalam air lunak. Alat ini berupa silinder tegak yang berisi

tumpukan butir-buir resin penukar ion. Resin yang digunakan adalah

jenis C-300 dengan notasi RH2. Adapun reaksi yang terjadi dalam

kation exchanger adalah:

2NaCl + RH2 RNa2 + 2 HCl

CaCO3 + RH2 RCa + H2CO3

BaCl2 + RH2 RBa + 2 HCl

Apabila resin sudah jenuh maka pencucian dilakukan dengan

menggunakan larutan H2SO4 2%. Reaksi yang terjadi pada waktu

regenerasi adalah:

RNa2 + H2SO4 RH2 + Na2SO4

RCa + H2SO4 RH2 + CaSO4

RBa + H2SO4 RH2 + BaSO4

2. Anion Exchanger

Alat ini hampir sama dengan kation exchanger namun memiliki fungsi

yang berbeda yaitu mengikat ion-ion negatif yang ada dalam air lunak.

Dan resin yang digunakan adalah jenis C - 500P dengan notasi R(OH)2.

Reaksi yang terjadi di dalam anion exchanger adalah:

R(OH)2 + 2 HCl RCl2 + 2 H2O

R(OH)2 + H2SO4 RSO4 + 2 H2O

R(OH)2 + H2CO3 RCO3 + 2 H2O


commit to user




Pencucian resin yang sudah jenuh digunakan larutan NaOH 4%.

Reaksi yang terjadi saat regenerasi adalah:

RCl2 + 2 NaOH R(OH)2 + 2 NaCl

RSO4 + 2 NaOH R(OH)2 + 2 Na2SO4

RCO3 + 2 NaOH R(OH)2 + 2 Na2CO3

3. Deaerasi

Merupakan proses penghilangan gas - gas terlarut, terutama oksigen

dan karbondioksida dengan cara pemanasan menggunakan steam.

Oksigen terlarut dapat merusak baja. Gas – gas ini kemudian dibuang

ke atmosfer.

4. Tangki Umpan Boiler

Unit ini berfungsi menampung air umpan boiler dengan waktu tinggal

24 jam. Ke dalam tangki ini ditambahkan bahan-bahan yang dapat

mencegah korosi dan kerak, antara lain:

a. Hidrazin (N2H4)

Zat ini berfungsi untuk menghilangkan sisa-sisa gas terlarut

terutama gas oksigen sehingga dapat mencegah korosi pada boiler.

Adapun reaksi yang terjadi adalah:

N2H4(aq) + O2(g) N2(g) + 2 H2O (l)

b. NaH2PO4

Zat ini berfungsi untuk mencegah timbulnya kerak dengan kadar

12-17 ppm.


commit to user




4.1.1.4 Air Konsumsi Umum dan Sanitasi

Sumber air untuk keperluan konsumsi dan sanitasi juga berasal dari

air sungai. Air ini digunakan untuk memenuhi kebutuhan air minum,

laboratorium, kantor, perumahan, dan pertamanan. Air konsumsi dan

sanitasi harus memenuhi beberapa syarat, yang meliputi syarat fisik, syarat

kimia, dan syarat bakteriologis.

Syarat fisik :

a. Suhu di bawah suhu udara luar

b. Warna jernih

c. Tidak mempunyai rasa dan tidak berbau

Syarat kimia :

a. Tidak mengandung zat organik

b. Tidak beracun

Syarat bakteriologis :

Tidak mengandung bakteri – bakteri, terutama bakteri yang

pathogen.(Raymond D, 1999)

Jumlah air sungai untuk air konsumsi dan sanitasi = 200 kg/jam = 0,2001

m3/jam.


commit to user




Tahap pengolahan air konsumsi umum dan sanitasi:

Rangkaian proses pengolahan air konsumsi umum dan sanitasi menjadi

satu bagian dengan proses pengolahan air pendingin, air proses dan air

umpan boiler, hanya saja untuk air konsumsi umum dan sanitasi tidak

perlu melalui tahap demineralisasi. Dari tangki klorinasi kemudian

dialirkan ke tangki penampung air rumah tangga dan kantor dengan waktu

tinggal 24 jam. Skema pengolahan air sungai dapat dilihat pada gambar

4.1.


commit to user




Gambar 4.1Proses Pengolahan Air Sungai


commit to user




Tabel 4.4Total Kebutuhan Air Sungai

Kebutuhan Jumlah

kg/jam m3/jam

Air Proses 1565,3420 1,5660

Make up air pendingin 3353,5265 3,3550

Make up air umpan boiler 324,8604 0,3250

Air konsumsi umum dan sanitasi 200 0,2001

Total 5443,7289 5,4461

Dengan overdesign 10%, maka total air sungai yang harus disediakan

sebanyak 5988,1017kg/jam.

4.1.2 Unit Pengadaan Steam

Steam yang diproduksi pada pabrik etanol ini digunakan sebagai

media pemanas reaktor,reboiler, heat exchanger dan media sterilisasi.

Untuk memenuhi kebutuhan steam digunakan 1 buah boiler. Steam yang

dihasilkan dari boiler ini mempunyai suhu 144oC dan tekanan 3,87atm

dengan asumsi heat loss 10%. Steam yang dibutuhkan untuk proses dan

pemanas, ditambah heat loss sebesar 10% berjumlah 1786,7321kg/jam.

Spesifikasi boiler yang dibutuhkan :

Kode : B-01

Fungsi : Memenuhi kebutuhan steam

Jenis : Boiler pipa api


commit to user




Jumlah : 1 buah

Tekanan steam : 58,66 psia (4 atm)

Suhu steam : 291,2 oF (144oC)

Efisiensi : 80 %

Bahan bakar : Industrial Diesel Oil (IDO)

Kebutuhan bahan bakar : 34,5L/jam

4.1.3 Unit Pengadaan Listrik

Kebutuhan tenaga listrik di pabrik etanol ini dipenuhi oleh PLN

dan generator pabrik. Hal ini bertujuan agar pasokan tenaga listrik dapat

berlangsung kontinyu meskipun ada gangguan pasokan dari PLN.

Generator yang digunakan adalah generator arus bolak-balik

karena :

a. Tenaga listrik yang dihasilkan cukup besar

b. Tegangan dapat dinaikkan atau diturunkan sesuai kebutuhan

Kebutuhan listrik di pabrik ini antara lain terdiri dari :

1. Listrik untuk keperluan proses dan utilitas

2. Listrik untuk AC (air conditioner)

3. Listrik untuk laboratorium dan instrumentasi

4. Listrik untuk penerangan


commit to user




Besarnya kebutuhan listrik masing – masing keperluan di atas

dapat diperkirakan sebagai berikut :

4.1.3.1 Listrik untuk keperluan proses dan utilitas

Kebutuhan listrik untuk keperluan proses dan keperluan

pengolahan air diperkirakan sebagai berikut :

Tabel 4.5Kebutuhan istrik untuk keperluan proses dan utilitas

No Nama Alat Σ hp kW Waktu operasi

(jam)

Total

kWh

1 Crusher 1 1 1 0,7457 1 0,7457

2 Crusher 2 1 10 7,5 1 7,5030

3 P-01 1 0,30 0,2237 2 0,4474

4 P-02 1 2 1,4914 2 2,9828

5 P-03 1 2 1,4914 1 1,4914

6 P-04 1 0,70 0,5220 1 0,5220

7 P-05 1 0,70 0,5220 1 0,5220

8 P-06 1 0,30 0,2237 1 0,2237

9 P-07 1 2 1,4914 1 1,4914

10 P-08 1 2 1,4914 3 4,4742

11 P-09 1 9 6,7113 3 20,1339

12 P-10 1 3 2,2371 3 6,7113

13 R-01 2 1 0,7457 2 1,4914

14 R-02 2 6 4,4742 1 4,4742

15 Mixer 1 2 1,4914 1 1,4914


commit to user




Tabel 4.5Kebutuhan Listrik untuk keperluan proses dan utilitas (lanjutan)

No Nama Alat Σ hp kW Waktu operasi

(jam)

Total

kWh

16 PWT-01 1 0,30 0,2237 24 5,3690

17 PWT-02 1 1 0,5220 24 12,5278

18 PWT-03 1 0,20 0,1492 24 3,5794

19 PWT-04 1 0,20 0,1492 24 3,5794

20 PWT-05 1 0,40 0,2983 24 7,1587

21 PWT-06 1 0,10 0,0746 24 1,7897

22 PWT-07 1 0,10 0,0746 24 1,7897

23 PWT-08 1 1 0,746 24 17,8968

24 PWT-09 1 0,10 0,0746 24 1,7897

25 PWT-10 1 0,20 0,1492 24 3,5794

26 PWT-11 1 0,20 0,1492 24 3,5794

27 PWT-12 1 0,20 0,1492 24 3,5794

28 PWT-13 1 0,20 0,1492 24 3,5794

29 Fan cooling tower 2 1 0,7457 24 17,8968

Total 47 35,0193 142,4001

Jadi jumlah listrik yang dikonsumsi untuk keperluan proses dan utilitas

sebesar 47 HP atau35,0193 kW. Untuk menghasilkan 1 liter etanol 95%

membutuhkan listrik sebesar 0,3560 kWh.


commit to user




4.1.3.2 Listrik untuk AC

Diperkirakan menggunakan tenaga listrik sebesar 1500 Watt atau 1,5 kW.

4.1.3.3 Listrik untuk Laboratorium dan Instrumentasi

Diperkirakan menggunakan tenaga listrik sebesar 1000 Watt atau 1 kW.

4.1.3.4 Listrik untuk Penerangan

Untuk menentukan besarnya tenaga listrik digunakan persamaan:

DU

FaL

.

.=

dengan :

L : Lumen per outlet

a : Luas area, ft2

F : foot candle yang diperlukan (tabel 13 Perry 3th ed)

U : Koefisien utilitas (tabel 16 Perry 3th ed)

D : Efisiensi lampu (tabel 16 Perry 3th ed)

Perhitungan jumlah lumen dapat dilihat pada Tabel 4.6

Tabel 4.6Jumlah lumen berdasarkan luas bangunan

No Bangunan Luas, m2 Luas, ft2 F U D lumen

1 Pos keamanan 15 161,45 20 0,42 0,75 10251,09

2 Parkir 158 1700,66 10 0,49 0,75 46276,37

3 Kantin 27 290,62 20 0,51 0,75 15195,74

4 Kantor 220 2368,00 35 0,60 0,75 184177,99

5 Ruang kontrol 28 301,38 40 0,56 0,75 28703,06


commit to user




Tabel 4.6Jumlah lumen berdasarkan luas bangunan (lanjutan)

No Bangunan Luas, m2 Luas, ft2 F U D lumen

6 Laboratorium 16 172,22 40 0,56 0,75 16401,75

7 Proses 504 5424,88 30 0,59 0,75 367788,40

8 Mushola 15 161,45 20 0,55 0,75 7828,11

9 Utilitas 144 1549,97 10 0,59 0,75 35027,47

10 Storage and loading 52 559,71 10 0,59 0,75 12648,81

11 Bengkel & Gudang 36 387,49 5 0,51 0,75 5065,25

12 Pemadam 6 64,58 20 0,51 0,75 3376,83

13 Jalan dan taman 468 5037,39 5 0,55 0,75 61059,24

14 Area perluasan 384 4133,24 5 0,57 0,75 48342,00

Total 2073 22313,04 842142,11

Jumlah lumen :

• untuk penerangan dalam ruangan = 571.306,60 lumen

• untuk penerangan bagian luar ruangan = 133.227,79 lumen

Untuk semua area dalam bangunan direncanakan menggunakan lampu

fluorescent 40 Watt dimana satu buah lampu instant starting daylight

40 W mempunyai 1920 lumen (Tabel 18 Perry 3th ed.).

Jadi jumlah lampu dalam ruangan = 1920

571.306,60

= 298 buah


commit to user




Untuk penerangan bagian luar ruangan digunakan lampu mercury 100

Watt, dimana lumen output tiap lampu adalah 3000 lumen (Perry 3th ed.).

Jadi jumlah lampu luar ruangan = 3000

133.227,79

= 45 buah

Total daya penerangan = ( 40 W x 298 + 100 W x 45 )

= 16.420 W

= 16,2 kW

Tabel 4.7Total Kebutuhan Listrik Pabrik

No Kebutuhan kW

1 Listrik untuk keperluan proses dan utilitas 35,02

2 Listrik untuk keperluan penerangan 15,94

3 Listrik untuk AC 1,5

4 Listrik untuk laboratorium dan instrumentasi 1

Total 53,46

Generator yang digunakan sebagai cadangan sumber listrik

mempunyai efisiensi 80 % kapasitas total untuk kebutuhan listrik

(beberapa alat yang membutuhkan genset), sehingga generator yang

disiapkan harus mempunyai output sebesar 27kW.

Spesifikasi generator yang diperlukan:

Kode : GU-01

Fungsi : Memenuhi kebutuhan listrik

Jenis : AC generator


commit to user




Jumlah : 1 buah

Kapasitas :27 kW

Tegangan : 220/360 Volt

Efisiensi : 80 %

Bahan bakar : Industrial Diesel Oil (IDO)

Kebutuhan bahan bakar : 3,2L/jam

4.1.4 Unit pengadaan bahan bakar

Unit pengadaan bahan bakar mempunyai tugas untuk memenuhi

kebutuhan bahan bakar boiler dan generator. Jenis bahan bakar yang

digunakan adalah industrial diesel oil.

Pemilihan industrial diesel oil sebagai bahan bakar didasarkan

pada alasan :

1. Mudah didapat karena ketersediaannya yang melimpah

2. Lebih ekonomis

Bahan bakar industrial diesel oil yang digunakan mempunyai

spesifikasi sebagai berikut :

• Heating Value : 18800 Btu/lb

• Density : 54,3187 lb/ft3

• Efisiensi bahan bakar : 80%

(www.transportation.anl.gov)

Kebutuhan bahan bakar dapat diperkirakan sebagai berikut :

Bahan bakar = h . . eff

alat Kapasitas

ρ


commit to user




a. Kebutuhan bahan bakar untuk boiler

Kapasitas boiler = 794885,2410Btu/jam

Kebutuhan bahan bakar = 1,2162 ft3/jam

= 34,4399L/jam

b. Kebutuhan bahan bakar untuk generator

Kapasitas generator = 27kW

= 92128,16Btu/jam

Kebutuhan bahan bakar = 0,1128 ft3/jam

= 3,1933 L/jam

Jadi kebutuhan IDO total = 37,7 L/jam

Untuk menghasilkan 1 liter etanol membutuhkan bahan bakar industrial

diesel oil(IDO) sebesar 0,0861 liter.

4.1.5 Unit Pengolahan Limbah

Limbah dari proses produksi pabrik etanol ini berupa limbah padat,

cair dan gas. Limbah ini diolah di Unit Pengolahan Limbah.

4.1.5.1 Pengolahan Limbah Padat

Limbah padat yang dihasilkan merupakan sludge (endapan sisa

proses fermentasi). Sludge ini kemudian ditampung dalam bak

penampungan dan dikeringkan. Sludge kering ini dapat digunakan sebagai

pupuk kompos.


commit to user




4.1.5.2 Pengolahan Limbah Cair

Sebelum limbah cair dibuang ke aliran sungai harus melewati

pengolahan terlebih dahulu di unit pengolahan limbah untuk menetralisasi

zat yang mungkin terkandung, sehingga tidak menimbulkan pencemaran

sungai.

Limbah yang dihasilkan oleh pabrik etanol adalah limbah cair

yang berasal dari air limbah proses. Air limbah proses adalah limbah cair

yang berasal dari hasil bawah menara distilasi (MD-01) dan hasil bawah

menara distilasi (MD-02).

Berikut diagram pengolahan limbah cair di pabrik etanol :

Gambar 4.2Skema Pengolahan Limbah

1. Bak Penampung

Limbah cair dari berbagai sumber ditampung dari bak penampung. Fungsi

unit ini adalah penampung sementara limbah cair dan untuk menurunkan

suhu limbah cair.


commit to user




2. Pipa pengaliran

Limbah cair yang sudah turun suhunya kemudian dialirkan menuju ke

sungai melalui pipa pengaliran.

4.1.5.3 Pengolahan Limbah Gas

Limbah gas berasal dari gas hasil pembakaran bahan bakar boiler

dan fermentor berupa CO2dan H2O. Gas tersebut langsung dibuang ke

udara bebas.

4.2 Laboratorium

Laboratorium memiliki peranan sangat besar di dalam suatu pabrik

untuk memperoleh data – data yang diperlukan. Data – data tersebut

digunakan untuk evaluasi unit-unit yang ada, menentukan tingkat efisiensi,

dan untuk pengendalian mutu.

Pengendalian mutu atau pengawasan mutu di dalam suatu pabrik

pada hakekatnya dilakukan dengan tujuan mengendalikan mutu produk

yang dihasilkan agar sesuai dengan standar yang ditentukan. Pengendalian

mutu dilakukan mulai bahan baku, saat proses berlangsung, dan juga pada

hasil atau produk.

Pengendalian rutin dilakukan untuk menjaga agar kualitas dari

bahan baku dan produk yang dihasilkan sesuai dengan spesifikasi yang

diinginkan. Dengan pemeriksaan secara rutin juga dapat diketahui apakah

proses berjalan normal atau menyimpang. Jika diketahui analisa produk


commit to user




tidak sesuai dengan yang diharapkan maka dengan mudah dapat diketahui

atau diatasi.

Laboratorium yang mempunyai tugas pokok antara lain :

a. Sebagai pengontrol kualitas bahan baku dan pengontrol kualitas

produk

b. Sebagai pengontrol terhadap proses produksi

c. Sebagai pengontrol terhadap mutu air pendingin, air umpan boiler, dan

lain-lain yang berkaitan langsung dengan proses produksi

Dalam menjalankan tugasnya, laboratorium dibagi menjadi :

1. Laboratorium mikroorganisme

2. Laboratorium fisik

3. Laboratorium analitik

4. Laboratorium penelitian dan pengembangan

4.2.1 Laboratorium Mikroorganisme

Bagian ini bertugas untuk mengamati fase pertumbuhan

mikroorganisme selama proses di seeding tank maupun di fermentor.

4.2.2 Laboratorium Fisik

Bagian ini bertugas mengadakan pemeriksaan atau pengamatan

terhadap sifat – sifat bahan baku, produk, dan air. Pengamatan yang

dilakukan yaitu antara lain:


commit to user




• specific gravity

• viskositas

• kandungan air

4.2.3 Laboratorium Analitik

Bagian ini mengadakan pemeriksaan terhadap bahan baku dan

produk mengenai sifat-sifat kimianya.Analisa yang dilakukan antara lain:

• Analisa komposisi produk utama

• Analisa komposisi bahan setengah jadi

• Analisa komposisi bahan baku

4.2.4 Laboratorium Penelitian dan Pengembangan

Bagian ini bertujuan untuk mengadakan penelitian, misalnya :

• Diversifikasi bahan baku

• Perlindungan terhadap lingkungan


commit to user




4.2.5 Prosedur Analisa Bahan Baku

4.2.5.1 Densitas

Alat : Hydrometer

Cara pengujian :

a. Menuang sampel ke dalam gelas ukur 1 liter (usahakan tidak terbentuk

gelembung).

b. Memasukkan termometer ke dalam gelas ukur.

c. Memasukkan hydrometer yang telah dipilih sesuai dengan sampel.

d. Memasukkan hydrometer terapung pada sampel sampai konstan lalu

membaca skala pada hydrometer tersebut.

e. Mengkonversi menggunakan tabel yang tersedia.

4.2.5.2 Viskositas

Alat : Viskometer tube, bath, stopwatch, termometer.

Cara pengujian :

a. Mengisikan sampel dengan volume tertentu (sesuai dengan kapasitas

kapiler) ke dalam viskometer tube yang telah dipilih.

b. Memasukkan sampel ke dalam bath, diamkan selama 15 menit agar

temperatur sampel sesuai dengan temperatur bath/temperatur

pengetesan.

c. Pengetesan dilakukan dengan mengalirkan sampel melalui kapiler

sambil menghitung alirnya.


commit to user




4.2.5.3 Kadar pati dan glukosa

Alat : Spektrofotometer

Cara pengujian :

a. Mengambil 1 ml larutan sampel yang sudah diencerkan, kemudian

dimasukkan kedalam tabung reaksi.

b. Menambah 1 ml Nelson.

c. Memanaskan larutan sampai mendidih, selama 20 menit

d. Didinginkan sampai suhu 25oC.

e. Menambahkan Reagen Arsenomolybdat dan mengocoknya

f. Menambahkan 7 ml aquadest dan mengocoknya kembali sampai

homogen

g. Mengambil larutan dan dimasukkan dalam kuvet, kemudian di analisa

dengan alat spektrofotometer.

4.2.6 Prosedur Analisa Produk

Analisa produk etanol meliputi analisa konsentrasi etanol dan

kadar impuritas yang terdapat dalam produk etanol.

4.2.6.1 Konsentrasi Etanol

Alat : Spindle Alkoholmeter

Cara pengujian :

Etanol dimasukkan dalam gelas ukur besar, kemudian spindle

alcoholmeter dimasukkan dalam gelas ukur tersebut. Analisis ini

dilakukan pada suhu 20oC.


commit to user




4.2.6.2 Kadar impuritas produk etanol

Alat : Gas Chromathography

Cara pengujian :

Sampel etanol sebanyak 1 mikroliter diinjeksikan ke injection port yang

terletak di bagian atas GC. Jika lampu kuning menyala maka hasil akan

keluar pada kertas recorder. Lama analisis etanol sekitar 20 menit.

4.2.7 Prosedur Analisa Air

Air yang dianalisis antara lain:

1. Air baku

2. Air proses

3. Air demineralisasi

4. Air umpan boiler

5. Air limbah

Parameter yang diuji antara lain warna, pH, kandungan klorin,

tingkat kekeruhan, total kesadahan, jumlah padatan, total alkalinitas,

sulfat, silika, dan konduktivitas air.

Alat-alat yang digunakan dalam laboratorium analisa air ini antara

lain:

1. pH meter, digunakan untuk mengetahui tingkat keasaman/kebasaan air

2. Spektrofotometer, digunakan untuk mengetahui konsentrasi suatu

senyawa teralrut dalam air


commit to user




3. Spectroscopy, digunakan untuk mengetahui kadar silika, sulfat,

hidrazin, turbiditas, kadar fosfat, dan kadar sulfat

4. Peralatan titrasi, untuk mengetaui jumlah kandungan klorida,

kesadahan dan alkalinitas.

5. Conductivity meter, untuk mengetahui konduktivitas suatu zat yang

terlarut dalam air

Air demineralisasi yang dihasilkan unit demineralisasi juga diuji

oleh laboratorium ini. Parameter yang diuji antara lain pH, konduktivitas

dan kandungan silikat (SiO2), kandungan Mg2+, Ca2+.


commit to user



BAB V Manajemen Perusahaan 107

BAB V

MANAJEMEN PERUSAHAAN

5.1 Bentuk Perusahaan

Bentuk perusahaan yang direncanakan adalah koperasi.Koperasi

merupakan salah satu bentuk badan usaha yang beranggotakan orang –

orang atau badan hukum dengan melandaskan kegiatannya berdasarkan

prinsip koperasi sekaligus sebagai gerakan ekonomi rakyat yang

berdasarkan atas azas kekeluargaan.

Usaha bersama atas azas kekeluargaan berarti dalam menjalankan

ketentuan – ketentuan seperti yang terdapat pada kehidupan keluarga.

Segala sesuatu dikerjakan bersama – sama untuk kepentingan bersama.

Jadi, inti dari koperasi adalah kerja sama.

Pabrik etanol yang akan didirikan mempunyai :

∗ Bentuk perusahaan : Koperasi Primer

∗ Lapangan usaha : Industri Etanol

∗ Lokasi perusahaan : Wonogiri, Jawa Tengah

Alasan dipilihnya bentuk perusahaan ini didasarkan atas beberapa

faktor, antara lain :

1. Pengelolaan dilakukan secara terbuka dengan masyarakat dan

keanggotaannya bersifat sukarela dan terbuka.


commit to user




2. Modal koperasi berupa simpanan pokok, simpanan wajib, dana

cadangan dan hibah dari anggota, sehingga modal koperasi lebih

mudah untuk diperoleh.

3. Struktur organisasi tidak rumit yaitu terdiri dari rapat anggota,

pengurus harian, dan badan pengawas.

4. Pembagian SHU (Sisa Hasil Usaha) dilakukan secara adil dan

sebanding dengan besarnya jasa usaha masing – masing anggota.

5. Koperasi dapat membangun dan mengembangkan potensi dan

kemampuan ekonomi anggota pada khususnya dan masyarakat pada

umumnya.

5.2 Struktur Organisasi

Struktur organisasi merupakan salah satu faktor penting yang dapat

menunjang kelangsungan dan kemajuan perusahaan, karena berhubungan

dengan komunikasi yang terjadi dalam perusahaan demi tercapainya

kerjasama yang baik antar karyawan. Struktur organisasi terdiri dari 3

macam yaitu :

1. Line System

Sistem ini digunakan pada perusahaan kecil dimana pemilik perusahaan

sebagai pemegang komando tertinggi dan memberi perintah secara

langsung kepada bawahannya.


commit to user




2. Line and Staff System

Sistem ini digunakan pada sebagian besar perusahaan.Garis wewenang

lebih sederhana, praktis dan tegas. Seorang karyawan hanya akan

bertanggung jawab pada seorang atasan saja.

3. Functional System

Sistem ini menempatkan setiap karyawan pada bidangnya masing –

masing sesuai keahlian.Wewenang karyawan terbatas pada bidang

keahliannya.Biasanya struktur ini digunakan pada perusahaan besar dan

kompleks.

Dari 3 macam struktur organisasi diatas, maka dipilihSistem Line

and Staffuntuk bentuk perusahaan koperasi ini.Pada sistem ini, garis

wewenang lebih sederhana, praktis dan tegas, sehingga seorang karyawan

hanya akan bertanggung jawab pada seorang atasan saja. Untuk kelancaran

produksi, perlu dibentuk staff ahli yang terdiri dari orang-orang yang ahli

di bidangnya.

Ada 2 kelompok orang yang berpengaruh dalam menjalankan

organisasi garis dan staff ini, yaitu:

1. Sebagai garis atau lini, yaitu orang-orang yang melaksanakan tugas

pokok organisasi dalam rangka mencapai tujuan.

2. Sebagai staff, yaitu orang - orang yang melakukan tugas sesuai dengan

keahliannya, dalam hal ini berfungsi untuk memberi saran - saran

kepada unit operasional.


commit to user




Struktur pabrik etanol adalah sebagai berikut :

Gambar 5.1Struktur organisasi pabrik etanol

5.3 Tugas dan Wewenang

5.3.1 Kepala Koperasi

Kepala koperasi merupakan pimpinan tertinggi dalam perusahaan

dan bertanggung jawab sepenuhnya terhadap maju mundurnya

perusahaan.Kepala koperasi bertanggung jawab kepada Rapat Anggota

Tahunan (RAT) atas segala tindakan dan kebijakan yang telah diambil

sebagai pimpinan perusahaan.Kepala koperasi membawahi manajer

pabrik.

Tugas kepala koperasi antara lain :

1. Melaksanakan kebijakan perusahaan dan mempertanggungjawabkan

pekerjaannya secara berkala atau pada masa akhir pekerjaannya pada

Rapat Anggota Tahunan.


commit to user




2. Melakukan kerja sama atau hubungan dengan pihak lain.

5.3.2 Manager Pabrik

Tugas dari manager pabrik antara lain :

1. Bertanggung jawab kepada kepala koperasi dalam bidang proses

administrasi dan keuangan, produksi, dan laboratorium.

2. Mengkoordinir kerja sama antara bagian administrasi dan keuangan,

produksi, dan laboratorium.

3. Mengatur, serta mengawasi pelaksanaan pekerjaan kepala – kepala

bagian yang menjadi bawahannya.

5.3.3 Kepala Administrasi dan Keuangan

Tugas dari kepalaadministrasi dan keuangan antara lain :

1. Bertanggung jawab kepada manager pabrik dalam bidang administrasi

dan keuangan.

3. Menyelenggarakan pencatatan utang piutang, administrasi persediaan

kantor dan pembukuan, serta masalah perpajakan.

4. Menghitung penggunaan uang perusahaan dan mengamankan uang.

5. Mengadakan perhitungan tentang gaji dan insentif karyawan

6. Mengkoordinir, mengatur, serta mengawasi pelaksanaan pekerjaan

staff yang menjadi bawahannya.


commit to user




5.3.4 Kepala bagian Laboratorium

Tugas dari kepala bagian Laboratorium antara lain :

1. Bertanggung jawab kepada manajer pabrik dalam hal pengelolaan

laboratorium.

2. Mengawasi dan menganalisa mutu bahan baku dan bahan pembantu.

3. Mengawasi dan menganalisa mutu produksi.

4. Mengawasi hal - hal yang berhubungan dengan buangan pabrik.

5. Mengkoordinir staff yang menjadi bawahannya.

5.3.5 Kepala bagian Produksi

Tugas dari kepala bagian produksi antara lain :

1. Bertanggung jawab kepada manajer pabrik dalam hal proses produksi.

2. Mengkoordinir staff yang menjadi bawahannya.

5.4 Pembagian Jam Kerja Karyawan

Pabrik etanol direncakan beroperasi 350 hari dalam satu tahun dan

proses produksi berlangsung 24 jam per hari. Sisa hari yang bukan hari

libur digunakan untuk perawatan, perbaikan, shutdown. Sedangkan

pembagian jam kerja karyawan digolongkan dalam dua golongan yaitu :

5.4.1 Karyawan non shift

Karyawan non shift adalah karyawan yang tidak menangani proses

produksi secara langsung. Yang termasuk karyawan harian adalah kepala

koperasi, manager, kepala bagian, dan staff.


commit to user




Karyawan harian dalam satu minggu akan bekerja selama 5 hari

dengan pembagian kerja sebagai berikut :

Jam kerja :

• Hari Senin – Kamis : pukul 07.00 – 16.00

• Hari Jum’at : pukul 07.00 – 17.00

Jam istirahat :

• Hari Senin – Kamis : pukul 12.00 – 13.00

• Hari Jum’at : pukul 11.00 – 13.00

5.4.2 Karyawan Shift

Karyawan shift adalah karyawan yang secara langsung menangani

proses produksi atau mengatur bagian - bagian tertentu dari pabrik yang

mempunyai hubungan dengan masalah keamanan dan kelancaran

produksi. Yang termasuk karyawan shift ini adalah operator produksidan

staff laboratorium yang harus selalu siaga untuk menjaga keselamatan

serta keamanan pabrik.

Para karyawan shiftakan bekerja secara bergantian selama 24 jam

dengan pengaturan sebagai berikut:

• Day Shift : pukul 07.00 – 15.00

• Swing Shift : pukul 15.00 – 23.00

• Night Shift : pukul 23.00 – 07.00


commit to user




Tgl 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10

Day D D A A B B C C C D

Swing C C D D A A B B B C

Night B B C C D D A A A B

Off A A B B C C D D D A

Tgl 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20

Day D A A B B B C C D D

Swing C D D A A A B B C C

Night B C C D D D A A B B

Off A B B C C C D D A A

Tgl 21 22 23 24 25 26 27 28

Day A A A B B C C D

Swing D D D A A B B C

Night C C C D D A A B

Off B B B C C D D A

• Jadwal untuk tanggal selanjutnya berulang ke susunan awal

Kelancaran produksi dari suatu pabrik sangat dipengaruhi oleh

faktor kedisiplinan karyawannya dan mempengaruhi kelangsungan dan

kemajuan perusahaan.Untuk itu seluruh karyawan perusahaan dikenakan

absensi.Masalah absensi digunakan pimpinan perusahaan sebagai salah

satu dasar dalam mengembangkan karier para karyawan di perusahaan.


commit to user




5.5 Status Karyawan dan Sistem Upah

Pada pabrik ini sistem upah karyawan berbeda - beda tergantung

pada status, kedudukan, tanggung jawab, dan keahlian. Menurut status

karyawan dapat dibagi menjadi dua golongan, yaitu :

5.5.1 Karyawan Tetap

Yaitu karyawan yang diangkat dan diberhentikan dengan surat

keputusan kepala koperasi dan mendapat gaji bulanan sesuai dengan

kedudukan, keahlian, dan masa kerjanya.

5.5.2 Karyawan Harian

Yaitu karyawan yang diangkat dan diberhentikan Rapat Anggota

Tahunan tanpa surat keputusan kepala koperasidan mendapat upah harian

yang dibayar tiap akhir pekan.

5.6 Penggolongan Jabatan, Jumlah Karyawan, dan Gaji

5.6.1 Penggolongan Jabatan

1. Kepala koperasi : Sarjana Ekonomi / Teknik / Hukum

2. Manager Pabrik : Sarjana Teknik Kimia

3. Kepala Bagian : Sarjana Teknik Kimia / Ekonomi

4. Staff : D3 atau SMA

5. Sopir, Keamanan, Pesuruh : SMA / Sederajat


commit to user




5.6.2 Jumlah Karyawan dan Gaji

Jumlah Karyawan harus ditentukan dengan tepat, sehingga semua

pekerjaan dapat diselenggarakan dengan baik dan efektif.

Tabel 5.1 Jumlah karyawan menurut jabatan dan jumlah gaji

No. Jabatan Jumlah Gaji

1 Kepala koperasi 1 Rp 3.500.000,00

2 Manajer Pabrik 1 Rp 3.000.000,00

3 Kabag Adm. dan keuangan 1 Rp 2.500.000,00

4 Kabag Laboratorium 1 Rp 2.500.000,00

5 Kabag Produksi 1 Rp 2.500.000,00

6 StaffLaboratorium 4 Rp 2.000.000,00

7 StaffProduksi 9 Rp 2.000.000,00

8 StaffAdm. dan keuangan 2 Rp 1.000.000,00

5.7 Kesejahteraan Sosial Karyawan

Kesejahteraan sosial yang diberikan oleh perusahaan pada para

karyawan, antara lain:

i. Gaji Pokok

Diberikan berdasarkan golongan karyawan yang bersangkutan.

ii. Tunjangan

Berupa tunjangan jabatan diberikan berdasarkan jabatan yang

dipegang oleh karyawan dan tunjangan lembur diberikan kepada

karyawan yang bekerja di luar jam kerja berdasarkan jam lembur.


commit to user




iii. Cuti

Cuti tahunan yang diberikan kepada karyawan selama 12 hari dalam

1 tahun.Cuti sakit diberikan kepada karyawan yang menderita sakit

berdasarkan keterangan dokter.

iv. Pakaian Kerja

Diberikan kepada setiap karyawan setiap tahun sejumlah tiga pasang.

v. Pengobatan

Bagi karyawan yang menderita sakit yang diakibatkan oleh kecelakaan

kerja ditanggung perusahaan sesuai dengan undang - undang yang

berlaku.Bagi karyawan yang menderita sakit tidak diakibatkan oleh

kecelakaan kerja diatur berdasarkan kebijakan perusahaan.

vi. Asuransi Tenaga Kerja

Asuransi tenaga kerja diberikan perusahaan bila jumlah karyawan

lebih dari 10 orang atau gaji karyawan lebih besar dari

Rp. 1.000.000,00 per bulan.

(Masud, 1989)

5.8 Manajemen Perusahaan

Manajemen produksi merupakan salah satu bagian dari manajemen

perusahaan yang fungsi utamanya adalah menyelenggarakan semua

kegiatan untuk memproses bahan baku menjadi produk dengan mengatur

penggunaan faktor - faktor produksi sedemikian rupa sehingga proses

produksi berjalan sesuai dengan yang direncanakan.


commit to user




Manajemen produksi meliputi manajemen perancangan dan

pengendalian produksi. Tujuan perencanaan dan pengendalian produksi

mengusahakan perolehan kualitas produk sesuai target dalam jangka

waktu tertentu. Dengan meningkatnya kegiatan produksi maka selayaknya

diikuti dengan kegiatan perencanaan dan pengendalian agar penyimpangan

produksi dapat dihindari.

Perencanaan sangat erat kaitannya dengan pengendalian dimana

perencanaan merupakan tolak ukur bagi kegiatan operasional sehingga

penyimpangan yang terjadi dapat diketahui dan selanjutnya dikembalikan

pada arah yang sesuai.

5.8.1 Perencanaan Produksi

Dalam menyusun rencana produksi secara garis besar, hal yang

perlu dipertimbangkan yaitu faktor internal dan faktor eksternal. Faktor

internal adalah kemampuan pabrik sedangkan faktor eksternal adalah

faktor yang menyangkut kemampuan pasar terhadap jumlah produk yang

dihasilkan.

1. Kemampuan Pabrik

Kemampuan pabrik ditentukan oleh beberapa faktor, antara lain :

» Bahan Baku

Dengan pemakaian yang memenuhi kualitas dan kuantitas, maka

akan mencapai jumlah produk yang diinginkan.


commit to user




» Tenaga kerja

Kurang terampilnya tenaga kerja akan menimbulkan kerugian,

sehingga diperlukan pelatihan agar kemampuan kerja sesuai

dengan yang diinginkan.

» Peralatan

Dipengaruhi oleh keandalan dan kemampuan mesin yaitu jam kerja

efektif dan beban yang diterima.

2. Kemampuan Pasar

Dapat dibagi menjadi 2 kemungkinan, yaitu :

∗ Kemampuan pasar lebih besar dibandingkan kemampuan pabrik,

maka rencana produksi disusun secara maksimal.

∗ Kemampuan pasar lebih kecil dari kemampuan pabrik.

5.8.2 Pengendalian Produksi

Setelah perencanaan produksi disusun dan proses produksi

dijalankan, perlu adanya pengawasan dan pengendalian produksi agar

proses berjalan baik. Kegiatan proses produksi diharapkan menghasilkan

produk dengan mutu sesuai dengan standard dan jumlah produk sesuai

dengan rencana dalam jangka waktu sesuai jadwal.

a. Pengendalian Kualitas

Penyimpangan kualitas terjadi karena mutu bahan baku tidak baik,

kerusakan alat, dan penyimpangan operasi. Hal - hal tersebut dapat

diketahui dari monitor atau hasil analisis laboratorium.


commit to user




b. Pengendalian Kuantitas

Penyimpangan kuantitas terjadi karena kesalahan operator, kerusakan

mesin, keterlambatan bahan baku serta perbaikan alat yang terlalu

lama.

Penyimpangan perlu diketahui penyebabnya, baru dilakukan

evaluasi.Kemudian dari evaluasi tersebut diambil tindakan seperlunya

dan diadakan perencanaan kembali dengan keadaan yang ada.

c. Pengendalian Waktu

Untuk mencapai kuantitas tertentu perlu adanya waktu tertentu pula.

d. Pengendalian Bahan Proses

Bila ingin dicapai kapasitas produksi yang diinginkan maka bahan

proses harus mencukupi sehingga diperlukan pengendalian bahan

proses agar tidak terjadi kekurangan.


commit to user



BAB VI Analisa Ekonomi 121

BAB VI

ANALISA EKONOMI

Pada perancangan pabrik etanol ini dilakukan evaluasi atau penilaian

investasi dengan maksud untuk mengetahui apakah pabrik yang dirancang dapat

menguntungkan atau tidak jika didirikan. Yang terpenting dari perancangan ini

adalah estimasi harga dari alat - alat, karena harga tersebut dipakai sebagai dasar

untuk estimasi analisa ekonomitentang kelayakan investasi modal dalam suatu

kegiatan produksi suatu pabrik dengan meninjau kebutuhan modal investasi,

besarnya laba yang diperoleh, lamanya modal investasi dapat dikembalikan, dan

terjadinya titik impas.

Pada perancangan pabrik etanol ini, kelayakan investasi modal dalam

sebuah pabrik dapat diperkirakan dan dianalisa meliputi:

a. Profitability

b. Percent Return on Investment (ROI)

c. Pay Out Time (POT)

d. Break Even Point (BEP)

e. Shut Down Point (SDP)

f. Discounted Cash Flow (DCF)


commit to user




Untuk meninjau faktor - faktor di atas perlu dilakukan penafsiran terhadap

beberapa faktoryaitu :

1. Penafsiran modal industri (Total Capital Investment), yang terdiridari:

- Fixed Capital Investment (Modal tetap)

- Working Capital (Modal Kerja)

2. Penentuan biaya produksi total (Production Costs), yang terdiridari:

- Biaya pengeluaran (Manufacturing Costs)

- Biaya pengeluaranUmum (General Expense)

3. Total pendapatan penjualan produke tanol

6.1 PenafsiranHargaPeralatan

Hargaperalatan proses tiapalattergantungpadakondisiekonomi yang

sedangterjadi. Untukmengetahuihargaperalatan yang

pastisetiaptahunsangatsulitsehinggadiperlukansuatumetodeataucarauntukm

emperkirakanhargasuatualatdari data peralatanserupatahun-

tahunsebelumnya. Penentuanhargaperalatandilakukandenganmenggunakan

data indekshargapadaTabel 6.1.

Denganasumsikenaikanindeks linear,

makadapatditurunkanpersamaanleast

squaresehinggadidapatkanpersamaanberikut:

Y = 3,607 X - 6823 …………………..(6 - 1)

Dengandimasukkannilai X adalahtahun 2012

saatpabrikdirencanakanberdiri, makadidapatindekshargaalatyaitu 434,284.


commit to user




Hargaalatdan yang lainnyadiperkirakanpadatahunevaluasi

(2012).Sedangkanhargaalatpadatahun-

tahunsebelumnyadilihatdarigrafikpadareferensi.Untukmengestimasihargaa

lattersebutpadamasayang akan dating digunakanpersamaan:

Ey.Ex 7NyNx9………………………(6 – 2)

Dengan :

Ey = Hargapembelianpadatahun y

Ex = Hargapembelianpadatahun x

Ny = Indekshargapadatahun y

Nx = Indekshargapadatahun x

Tabel 6.1Indekshargaalat

No Tahun Indeks

1 1991 361,3

2 1992 358,2

3 1993 359,2

4 1994 368,1

5 1995 381,1

6 1996 381,7

7 1997 386,5

8 1998 389,5

9 1999 390,6


commit to user




Tabel 6.1Indekshargaalat (lanjutan)

No Tahun Indeks

10 2000 394,1

11 2001 394,3

12 2002 390,4

(Peters & Timmerhaus, 2003)

Gambar 6.1GrafikLinierisasiIndeksHarga

6.2 DasarPerhitungan

Kapasitasproduksi : 148.000 liter/tahun

Satutahunoperasi : 350 hari

Pabrikdidirikan : 2012

Hargabahanbakugaplek : Rp 508/kg

Hargabioetanol : Rp 13.220/liter (www.isroi.wordpress.com)

y = 3.607x - 6823.

R² = 0.862

355

360

365

370

375

380

385

390

395

400

405

1990 1992 1994 1996 1998 2000 2002 2004

ind

ex

tahun


commit to user




6.3 PenentuanTotal Capital Investment (TCI)

Asumsi–asumsidanketentuan yang digunakandalamanalisaekonomi :

1. Pendirianpabrikdimulaiawaltahun

2012danmulaiberoperasipadaakhirtahun 2012. Proses yang

dijalankanadalah proses batch.

2. Kapasitasproduksiadalah 148.000 liter/tahun

3. Jumlahharikerjaadalah 350 hari per tahun

4. Shut downpabrikdilaksanakanselama 15

haridalamsatutahununtukperbaikanalat-alatpabrik

5. Modal kerja yang diperhitungkan selama 1 tahun

6. Umur alat - alat pabrik diperkirakan 15 tahun.

7. Nilairongsokan (Salvage Value) adalah 0.

8. Situasipasar, biaya dan lain–

laindiperkirakanstabilselamapabrikberoperasi

9. Kurs rupiah terhadap dolar adalah 1 USD = Rp 9.030,00 (BRI, 2011).

Kurs rupiah yang dipakai 1 USD = Rp 10.000,00

10. Bunga deposito sebesar 6% (BRI, 2011)

11. Tarif pajak perseroan hasil laba perusahaan adalah sebagai berikut:

• Rp 0 – Rp 50.000.000 : 10%

• Rp 50.000.000 – Rp 10.000.000 : 15%

• > Rp 100.000.000 : 30%

(www.pajak.go.id)


commit to user




6.4 HasilPerhitungan

6.4.1 Fixed Capital Invesment (FCI)

Tabel6.2Fixed Capital Invesment

No Keterangan Total

1 Purchase Equipment Cost (PEC) Rp2.117.662.918

3 Electricity Rp 42.353.258

4 Bangunan Rp 825.000.000

5 Tanah danperbaikan Rp451.400.000

6 Utilitas Rp225.742.540

JumlahPhysical Plant Cost (PPC) Rp3.662.158.717

7 Engineering & Construction Rp56.435.635

JumlahDirect Plan Cost (DPC) Rp3.718.594.352

8 Contractor’s fee Rp37.185.944

Jumlah Fixed Capital Invesment(FCI) Rp3.755.780.296

6.4.2 Working Capital Investment (WCI)

Tabel 6.3Working Capital Investment

No. Jenis Total

1. PersediaanBahanbaku Rp17.083.783

2. PersediaanBahandalam proses Rp280.264.879

3. Available Cash Rp105.297.571

Working Capital Investment (WCI) Rp402.646.232


commit to user




6.4.3 Total Capital Investment (TCI)

TCI = FCI + WCI = Rp4.158.426.528

6.4.4 Direct ManufacturingCost (DMC)

Tabel 6.4Direct ManufacturingCost

No. Jenis Total

1. HargaBahan Baku Rp265.550.735

2. GajiPegawai Rp366.000.000

3. Supervisi Rp66.000.000

4. Maintenance Rp37.557.803

5. Utilitas Rp199.396.149

Direct Manufacturing Cost Rp934.504.687

6.4.5 Indirect Manufacturing Cost(IMC)

Tabel6.5Indirect ManufacturingCost

No. Jenis Total

1. Laboratory Rp16.740.000

2. Packaging Rp15.644.266

3. Shipping Rp35.000.000

Indirect ManufacturingCost Rp79.384.266


commit to user




6.4.6 Fixed Manufacturing Cost (FMC)

Tabel 6.6Fixed Manufacturing Cost

No. Jenis Total

1. Depresiasi Rp211.766.292

2. Property Tax Rp37.557.803

3. Asuransi Rp37.557.803

Fixed Manufacturing Cost Rp286.881.898

6.4.7 Total Manufacturing Cost (TMC)

TMC = DMC + IMC + FMC

= Rp1.302.330.850

6.4.8 General Expense (GE)

Tabel 6.7General Expense

No. Jenis Total Rp.

1. Administrasi Rp 80.000.000

General Expense (GE) Rp 80.000.000

6.4.9 Total Production Cost (TPC)

TPC = TMC + GE= Rp1.382.330.850


commit to user




6.4.10 AnalisaKelayakan

Diketahui:

- Fixed manufacturing Cost ( Fa ) = Rp286.881.898

- Variabel Cost ( Va )

- Raw material = Rp265.550.735

- Packaging + transport = Rp50.644.266

- Utilitas = Rp199.396.149 +

Va = Rp515.591.150

- Regulated Cost ( Ra )

- Labor = Rp366.000.000

- Payroll overhead = Rp12.000.000

- Supervisi = Rp 66.000.000

- Laboratorium = Rp18.300.000

- General Expense = Rp 80.000.000

- Maintenance = Rp37.557.803+

Ra = Rp 579.857.803

- Penjualan (Sa)

Jumlahprodukbioetanol = 423 liter/hari

= 148.050 liter/tahun

Hargajual = Rp 13.220/liter

Hargajualpertahun Sa= Rp1.957.160.888


commit to user




- Keuntungan (profit)

• KeuntunganSebelumPajak

Profitsebelumpajak = hargajual – production cost

= Rp574.830.038

• KeuntunganSetelahPajak

Dengannilaipajakperseroanataslabaperusahaansebesar

Profit sesudahpajak = Profit sebelumpajak – nilaipajak

=Rp419.881.027

AnalisaEkonomi

a. Break Event Point (BEP)

BEP . Fa0,3RaSa – Va - 0,7Ra>100%

BEP = 44,5%

b. Shut Down Point (SDP)

SDP . 0,3RaSa – Va - 0,7Ra >100%

SDP = 16,8%

c. Percent Return on Investment (% ROI)

%ROI. profitFCI >100% %ROI sebelumpajak = 15,31%

%ROI setelahpajak = 11,18%


commit to user




d. Pay Out Time (POT)

POT. FCI Profit depresiasi

POT sebelumpajak = 4,8 tahun

POT setelahpajak = 5,9 tahun

e. Discounted Cash Flow (DCF)

Future value analysis

Persamaan:

(FC+WC)(1+ i)n = WC+ SV+C((1+ i)n-3+ (1 + i)n-4+ … + (1+ i)0)

Dilakukan trial harga i

untukmemperolehhargakeduasisipersamaansama, didapatnilai i

16,51%

Rp-

Rp500,00

Rp1.000,00

Rp1.500,00

Rp2.000,00

Rp2.500,00

0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100

Ha

rga

(d

ala

m j

uta

)

kapasitas produksi %

Gambar6.2GrafikAnalisaKelayakan


commit to user




Tabel 6.8AnalisaKelayakan

Keterangan Perhitungan Batasan

1. Percent Return on Investment (% ROI)

ROI sebelumpajak 15,31% min. 10 %

ROI setelahpajak 11,18% -

Bungadeposito 6%

2. Pay Out Time (POT)

POT sebelumpajak 4,8tahun maks.5th

POT setelahpajak 5,9tahun -

3. Break Even Point (BEP) 44,5% 40 - 60 %

4. Shut Down Point (SDP) 16,8% -

5. Discounted Cash Flow(DCF) 16,51% -

Bungapinjaman bank 14-15%


commit to user




KESIMPULAN

Analisa yang dilakukan untuk mendapatkan beberapa parameter kelayakan

ekonomi, antara lain :

1. Percent Return On Investment (ROI) sebelumpajaksebesar 15,31%

2. Pay Out Time (POT) sebelumpajakselama 4,8 tahun

3. Break Event Point (BEP) sebesar 44,5%

4. Shut Down Point (SDP) 16,8 %

5. Discounted Cash Flow (DCF) sebesar 16,51 %

6. Biayaproduksiuntuk 1 liter etanolsebesarRp 8.538,00

Dari parameter yang dianalisa didapatkan nilai yang memenuhi batasan

untuk setiap parameternya, sehingga pabrik ini dapat dinyatakan layak didirikan

secara ekonomi untuk pabrik beresiko rendah.


commit to user

A-107

DAFTAR PUSTAKA

Aries, Robert S., 1955, Chemical Engineering Cost Estimation, McGraw Hill

Book Company, New York

Backhurst, J.R., J.H. Harker, 1983, Process Plant Design, Heinemann Educational

Books, London

Branan, Carl. R., 1994, Rules of Thumb for Chemical Engineers, Gulf Publishing

Company, Texas

Brownell, Lloyd E., Edwin H. Young, 1959, Process Equipment Design, John

Wiley and Sons Inc., New York

Brown, George Granger, 1950, Unit Operations, John Wiley and Sons Inc., New

York

Faith, W.L., Donald B. Keyes, Ronald L. Clark, 1950, Industrial Chemicals, John

Wiley and Sons Inc., USA

Fessenden, Ralp J., Joan S. Fessenden, 1997, Kimia Organik, PenerbitErlangga,

Jakarta

Foggler, H. Scott, 1999, Elements of Chemical Reaction Engineering, Prentice

Hall PTR, New Jersey

Geankoplis, Christie J., 1993, Transport Process and Unit Operations, Prentice

Hall International Inc., Singapore

Kern, Donald.Q., 1983, Process Heat Transfer, McGraw Hill Book Company,

Japan

Lee G. C., Kim C.H., 1992, A kinetic Model and Simulation of Starch

Saccharification and Simultaneous Ethanol Fermentation by

Amyloglucosidase and Zymomonasmobilis. Bioprocess engineering 7

(1992) 335 - 341.

Ludwig, Ernest E., 1965, Applied Process Design for Chemical and Petrochemical

Plants, Vol.2, Gulf Publishing Company, Texas

McCabe, Julian L., dkk, 1985, OperasiTeknik Kimia, PT GeloraAksaraPratama,

Jakarta


commit to user

A-108

Perry, Robert H., Don W. Green, James O. Maloney, 1999, Perry’s Chemical

Engineers’ Handbook, McGraw Hill Company Inc., USA

Peters, Max S., Klaus D. Timmerhaus, Ronald E. West, 2003, Plant Design and

Economics for Chemical Engineers, McGraw Hill Company Inc., New

York

Pudjaatmaka, A. Hadyana, L. Setiono, 1985, Buku Teks Analisis Anorganik

Kualitatif Makro dan Semimikro, PT Kalman Media Pustaka, Jakarta

Powell, Sheppard T., 1954, Water Conditioning for Industry, McGraw Hill

Company Inc., New York

Raposo, S., Pardao J., 2009 Kinetic Modelling of Bioethanol Production Using

Agro-industrial by-products, International Journal Of Energy And

Environment, Issue 1, Volume 3, 2009

Rase, Howard.F., 1977, Chemical Reactor Design For Process Plants, John Willey

and Sons Inc., Canada

Richardson, J.F., J.M. Coulson, R.K. Sinnott, 1989, An Introduction to Chemical

Engineering Design, Vol.6, Pergamon Press, New York

Smith, J.M., H.C. Van Ness, M.M. Abbott, 2001, Introduction to Chemical

Engineering Thermodynamics, McGraw Hill Company Inc., New York

Ulrich, Gael D., 1984, A Guide to Chemical Engineering Process Design and

Economics, John Willey and Sons Inc., Canada

Vilbrant, Dryden, 1959, Chemical Engineering Plant Design, McGraw Hill

Kogakusha, Tokyo

Wallas, Stenley.M., 1988, Chemical Process Equipment, Butterworth Publishers,

USA

Wankat, Philip C., 1944, Equilibrium Staged Separations, Prentice Hall PTR,

New Jersey

Yaws, Gari.L., 1999, Chemical Properties Handbook, McGraw Hill Handbook,

Texas

www.bps.go.id

www.cct-cv.com

www.flow-velocity-water-pipes-d_385.html


commit to user

A-109

www.isroi.wordpress.com

www.novoenzyme.com

www.powderandbulk.com

www.sinar-electric.com

www.transportation.anl.gov/modeling_simulation/GREET/index.html

www.wikipedia.com


commit to user

A-110

LAMPIRAN


commit to user

A-1

LAMPIRAN A

SIFAT FISIS BAHAN

1. Critical Properties

Komponen BM

(g/gmol)

Tf

(K)

Tb

(K)

Tc

(K)

Pc

(bar) Zc Ω

H2O 18 273,15 373,15 647,13 220,55 0,229 0,345

CO2 44 216,58 197,70 304,19 73,82 0,247 0,288

C2H5OH 46,069 159,05 351,44 516,25 63,84 0,248 0,637

2. Heat Capacity

KapasitasPanasCairan

Cp = A+ BT+CT2+DT3 (Cp = J/mol.K dan T = K)

Komponen A B C D

H2O 9,2053E+01 -3,9953E-02 -2,1103E-04 5,3169E-07

C2H5OH 5,9342E+01 3,6358E-01 -1,2164E-03 1,8030E-06

KapasitasPanasUap

Cp = A + BT + CT2 + DT3 + ET4 (Cp = J/mol.K dan T = K)

Komponen A B C D E

H2O 3,3933E+01 -8,4186E-03 2,9906E-05 -1,7825E-08 3,6934E-12

C2H5OH 2,7091E+01 1,1055E-01 1,0096E-04 -1,5046E-07 4,6601E-11

Pati = 65,43 J/mol.K

Dekstrin = 434,7 J/mol.K

Glukosa = 115 J/mol.K


commit to user

A-2

3. Vapour Pressure

log P. ABTC logTDTET2 (P = mmHg dan T = K)

Komponen A B C D E

H2O 29,8605 -3152,2 -7,3037 2,4247E-09 1,8090E-06

C2H5OH 23,8442 -2864,2 -5,0474 3,7448E-11 2,7361E-07

4. Heat of Vaporation

∆Hvap.A H1- TTcJn

(∆Hvap = KJ/mol)

Komponen A Tc n

H2O 52,063 647,13 0,321

C2H5OH 43,122 516,25 0,079

5. Density

ρ.AB-71- TTc9n Komponen A B n Tc

H2O 0,34710 0,27400 0,28571 647,13

CO2 0,46382 0,26160 0,29030 304,19

C2H5OH 0,2657 0,26395 0,2367 516,25

Pati = 1500 kg/m3

Dekstrin = 1540 kg/m3

Glukosa = 1544 kg/m3

α-amilase = 1260 kg/m3

β-amilase = 1170 kg/m3

yeast = 950 kg/m3


commit to user

A-3

6. Viscocity

µ = A + BT + CT2 (µ liquid=mikropoise dan T=K)

Komponen A B C

H2O -36,826 4,29E-01 -1,62E-05

Pati = 2,07 centipoise

α-amilase = 5 centipoise

β-amilase = 5 centipoise

7. Surface Tension

σ.A H1- TTcJn

(σ = dyne/cm)

Komponen A Tc n

H2O 132,674 647,13 0,995

C2H5OH 67,036 516,25 1,2286

8. Thermal Konductivity

k = A + BT +CT2 (k = W/m.K)

Komponen A B C

H2O 0,00053 4,7093E-05 4,9551E-08

C2H5OH -0,00556 4,3620E-05 8,5033E-08


commit to user

B-1

LAMPIRAN B

NERACA MASSA

A. Komponen

1. Pati

2. Serat

3. Air

4. Dekstrin

5. Glukosa

6. Etanol

7. CO2

8. Enzim Alpha Amilase

9. Enzim Beta Amilase

10. Yeast Saccharomyces Cereviseae

11. Urea

12. Ammonium Fospat

B. Data yang diketahui

• Komposisi gaplek yang digunakan (% berat)

- Pati : 84%

- Air : 15,6%

- Serat : 0,6%

C. Perhitungan Neraca Massa

• Basis perhitungan :

Dari untuk menghasilkan 1 liter etanol 95% maka dibutuhkan gaplek sebesar 2,4

kg gaplek. Sehingga untuk menghasilkan 400 liter etanol dibutuhkan gaplek

sebesar 1120 kg gaplek.

• Basis operasi : 1 batch (3 jam)


commit to user

B-2

1. NM di sekitar Crusher 1

Komposisi umpan masuk crusher :

Pati = 84% berat gaplek

= 84% x 1120 kg = 940,8 kg

Analog perhitungan diatas untuk serat dan air

• NM total

F1 – F3 = F2

Asumsi 1% berat gaplek adalah serat keras yang tidak dapat hancur.

Sehingga nilai F3 adalah 1% dari F1, maka dapat dihitung:

Komponen Input (kg) Output (kg)

Arus F1 F2 F3

Air 172,48 170,76 1,72

Serat 6,72 6,65 0,07

Pati 940,8 931,39 9,41

total arus 1120 1108,8 11,2

Total 1120 1120

2. NM di sekitar Crusher 2

Asumsi:

Semua arus F2 dapat dihancurkan, dan dilanjutkan ke mixer.


commit to user

B-3

3. NM di sekitar Mixer

• NM total

F2 + F4 = F5

Dengan konsentrasi pati pada F5 adalah 19%, maka dapat diketahui arus F5,

sehingga dapat dicari jumlah air (F4) yang ditambahkan.

NM pati

in - out = acc

931,39 = 19% x F5

F5 = 4902,06 kg

maka air (F4) yang ditambahkan

F2 + F4 = F5 F4

= 3793,26 kg air

4. NM di sekitar Reaktor Likufikasi

Konsentrasi pati pada umpan reaksi likuifikasi adalah 19% berat dari total massa

arus masuk reaktor

Menghitung kebutuhan air dan enzim dari perbandingan arus masuk pada data

BERDC Indonesia Ethanol Plant.

Dari perhitungan sebelumnya F5 = 4902,06 kg

Dari exist plant F5 = 25000 kg

F6 = 5300 kg


commit to user

B-4

Sehingga diperoleh,

air yang ditambahkan F6 = 274,52 kg

alpha amilase enzim F7 = 0,98 kg

dari neraca panas, diinjeksikan

steam F8 = 97,35 kg

maka total arus keluar F9 = 5274,91 kg

• PERHITUNGAN KONVERSI

Pati (C6H10O5)60 mula-mula = 19% F5

= 931,392 kg = 931392 gram

BM pati = 9720 gr/mol

mol mul-mula = 95,82 mol

Air (H2O) mula-mula = 80,86% *F5 + F6

= 3964,02 (274,52 kg)

= 4238,53 kg

BM air = 18 gr/mol

mol mula-mula = 235474,11mol

Desktrin (C12H22O11) terbentuk = 15% (F5 + F6 + F7)

= 776,63 kg

BM = 342 gr/mol

mol mula-mula = 2270,86 mol

• Reaksi likuifikasi

Reaksi C6H10O52n + n H2O alpha amilase n C12H22O11

pati air dekstrin maltosa

Mula-mula 95,82 235474,11 0 mol

reaksi 75,70 2270,86 2270,86 mol

sisa 20,13 233203,25 2270,86 mol


commit to user

B-5

konversi likuifikasi = reaktan bereaksi

reaktan mula-mula x 100%

= 75,70 mol

95,82 mol x 100 %

=79,00%

maka, komposisi arus masuk dan keluar reaktor Likuifikasi R-01

Arus Input (kg) Generasi Reaksi

Output (kg)


Pati 931,39 0 0 0 0 735,76 195,63

Dekstrin 0 0 0 0 776,63 0 776,63

Air 3964,02 274,52 0 97,35 0 40,88 4295,01

Serat 6,65 0 0 0 0 0 6,65

Alpa amilase 0 0 0,98 0 0 0 0,98

Total Arus 4902,06 274,52 0,98 97,35 776,634 776,6339 5274,91

Total 5274,91 776,63 776,63 5274,91

5. NM di sekitar Reaktor Sakarifikasi

Konsentrasi dekstrin hasil keluaran reaksi likuifikasi adalah 15% berat dari total

massa arus keluar.

Menghitung enzim dari perbandingan arus masuk pada data BERDC Indonesia

Ethanol Plant.



F10 = 3 kg

Jadi,

Enzim yang ditambahkan F10 = 0,5 kg


commit to user

B-6

• PERHITUNGAN KONVERSI

Air (H2O) mula-mula = 81,42% F9

= 4295,01 kg

BM = 18 gr/mol

mol mula - mula = 238611,74 mol

Desktrin (C12H22O11) mula-mula = 15% F9

= 776,63 kg

BM = 342 gr/mol

mol mula-mula = 2270,86 mol

Glukosa (C6H12O6) terbentuk = 15% F11

= 791,31kg

BM = 180 gr/mol

Mol terbentuk = 4396,18 mol

• Reaksi Sakarifikasi

Reaksi C12H22O11 + H2O beta amilase 2 C6H12O6

destrin maltosa air glukosa

mula2 2270,86 238611,74 0 mol

reaksi 2198,09 2198,09 4396,18 mol

sisa 72,77 236413,66 4396,18 mol

konversi sakarifikasi = reaktan bereaksi

reaktan mula-mula x 100%

= 2198,09 mol

2270,86 mol x 100 %

= 96,80%


commit to user

B-7

Maka, komposisi masuk dan keluar reaktor sakarifikasi R-02


Output (kg)

Komponen F9 F10 F11

Pati 195,63 0 0 0 195,63

Dekstrin 776,63 0 0 751,75 24,89

Air 4295,01 0 0 39,57 4255,45

Serat 6,65 0 0 0 6,65

Alpa amilase 0,98 0 0 0 0,98

Glukosa 0 0 791,31 0 791,31

Beta amilase 0 0,50 0 0 0,50

Total Arus 5274,91 0,50 791,31 791,31 5275,41

Total 5275,41 791,31 791,31 5275,41

6. NM di sekitar split arus

Dari data BERDC Indonesia Ethanol Plant , diketahui perbandingan split arus

menuju fermentor dan seeding tank F13:F12 adalah 1:10,5667.

• NM total

F11 = F12 + F13

F11 = F12 + 10,5667F12

F12 = 499,25 kg

F13 = 4776,16 kg

Lar glukosa

F11

ke fermentor

F13

ke seeding tank

F12


commit to user

B-8

7. NM di sekitar Seeding tank

Menghitung kebutuhan air dan enzim dari perbandingan arus masuk pada data

BERDC Indonesia Ethanol Plant.


Dengan kandungan glukosa 15%.F12= 74,89 kg


F14 = 0,6 kg

F17 = 200 kg

F18 = 1000 kg

Jadi,

air yang ditambahkan F18 = 209,42 kg

yeast F14 = 0,98 kg

steam F17 = 33,28 kg

urea = 1% glukosa F15 = 0,75 kg

phosphate = 0,5%glukosa F16 = 0,15 kg

maka total arus keluar F19 = 742,95 kg

Pada seeding tank, glukosa, urea, dan phosphate merupakan nutrient bagi yeast,

sehingga

NM yeast

In – reaksi + generasi - out = acc = 0

F14 + (15%F12 + F15 + F16) = Xyeast19.F19

Xyeast19.F19 = 75,89 kg

Xyeast19 = 10,21%


commit to user

B-9

NM air, dekstrin, pati, serat, alfa amylase, beta amylase

In – out = acc = 0

In = out

Maka, diperoleh arus masuk dan keluar dari seeding tank:


Output (kg)

Komponen F12 F14 F15 F16 F17 F18 F19

Pati 18,51 0 0 0 0 0 0 0 18,51

Dekstrin 2,36 0 0 0 0 0 0 0 2,36

Air 402,72 0 0 0 33,28 209,42 0 0 645,42

Serat 0,63 0 0 0 0 0 0 0 0,63

Alpa amlse 0,09 0 0 0 0 0 0 0 0,09

Glukosa 74,89 0 0 0 0 0 0 74,89 0

Beta amlse 0,05 0 0 0 0 0 0 0 0,05

Yeast 0 0,10 0 0 0 0 75,79 0 75,89

Urea 0 0 0,75 0 0 0 0 0,75 0

Posphat 0 0 0 0,15 0 0 0 0,15 0

Total Arus 499,25 0,10 0,75 0,15 33,28 209,42 75,79 75,79 742,95

Total 742,95 75,79 75,79 742,95

8. NM di sekitar Reaktor fermentasi

Konsentrasi glukosa hasil keluaran reaksi sakarifikasi adalah 15% berat dari total

massa arus keluar

Diketahui konversi reaksi fermentasi adalah sebesar 87,8%

fermentor

Lar glukosa

F13

Lar seeding

F19Lar etanol

Sedikit ampas

F21

Exhaust CO2

F20

Sludge

F22


commit to user

B-10

Neraca Massa Glukosa

in - out + generasi - reaksi = acc

15%*F13 - Xglukosa21*F21 + 0 - input*konversi = 0

716,42 - Xglukosa21*F21 - 3980,13*87,8% = 0

dengan

BM glukosa : 180 gr/mol

mol glukosa mula-mula : 3980,13 mol

• Reaksi Fermentasi

C6H12O6 Zymase 2 C2H5OH + 2 CO2

Glukosa Etanol Karbondioksida

mula2 3980,13 0 0 mol

reaksi 3494,56 6989,12 6989,12 mol

sisa 485,58 6989,12 6989,12 mol

• NM total

F13 + F19 = F20 + F21 + F22

Neraca Massa CO2

in - reaksi + generasi – out = acc

307,52 = X20CO2*F20

X20CO2 = 100%

Neraca Massa serat, pati, dekstrin, glukosa, yeast, alfa amylase,

beta amylase.

Asumsi semua padatan terendapkan pada dasar fermentor, dan dikeluarkan

melalui blowdown R-03.

In – reaksi + generasi – out = acc

X13.F13 + X19.F19 = X22.F22

Dari perhitungan perancangan reaktor, total endapan yang dibuang adalah setinggi

level batas head bawah, dan dapat dihitung banyaknya larutan etanol 6,67%

volum yang ikut terbuang adalah 42,999 kg.


commit to user

B-11

Maka arus blowdown F22 mempunyai komposisi sbb:

Komposisi Berat (kg) %

Etanol 2,87 0,66%

Glukosa 87,40 20,10%

Air 40,131 9,23%

Pati 195,63 44,98%

Serat 6,65 1,53%

Dekstrin 24,89 5,72%

Alpha 0,98 0,23%

Beta 0,50 0,11%

Yeast 75,89 17,45%

Total 434,94 100,00%

Maka, komposisi arus masuk dan keluar reaktor fermentor R-03:


Output (kg)


Pati 177,12 18,51 0 0 0 0 195,63

Dekstrin 22,53 2,36 0 0 0 0 24,89

Air 3852,72 645,42 0 0 0 4458,01 40,13

Serat 6,02 0,63 0 0 0 0 6,65

Alpa amilase 0,89 0,09 0 0 0 0 0,98

Glukosa 716,42 0,00 0 629,02 0 0 87,40

Beta amilase 0,45 0,05 0 0 0 0 0,50

Yeast 0 75,89 0 0 0 0 75,89

CO2 0 0 307,52 0 307,52 0 0

Etanol 0 0 321,50 0 0 318,63 2,87

Total Arus 4776,16 742,95 629,02 629,02 307,52 4776,65 434,94

Total 5519,11 629,02 629,02 5519,11


commit to user

B-12

9. NM di sekitar Menara Destilasi 1

Dari tabel Neraca Massa Fermentor, komposisi umpan distilasi F23 sebagai

berikut:

Arus masuk F23 = 4776,65 kg

Etanol : 318,63 kg = 6926,7671 mol

Air : 4458,01 kg = 247667,4424 mol

total = 254594,2095 mol

% massa etanol = 318,63 kg

4776,65 kg x 100 %

= 6,67%

% mol etanol = 6926,7671 mol

254594,2095 mol x 100%

= 2,72% Xf (fraksi mol etanol feed)

% volum etanol = 443736 ml

5072000 ml x 100 %

= 8,75%

• Mencari nilai fraksi mol etanol top dari % volum top yang dikehendaki

menghitung densitas zat liquid pda suhu top kolom

T top = 93,07 C = 366,22 K

zat A B n Tc (K) Tmin (K) Tmax (K)

etanol 0,2657 0,26395 0,2367 516,25 159,05 516,25


commit to user

B-13

density = A × B-71-TTc9n

(sumber: Chem Prop Handbook Carl L Yaws, Mc Grawhill, 1999 pg.185)

jd, ρ etanol : 0,7181 gr/ml

ρ air : 0,9632 gr/ml

maka

menghitung konversi %volum ke %mol, basis volum 1 liter = 1000

ml

Komponen volum (ml) massa (gr) mol

air 300 288,96 16,05

etanol 700 502,65 10,93

total 1000 791,61 26,98

%tase 70% 63,50% 40,50%

• NM Total (mol)

Fin -Fout = acc = 0

F23 = F24 + F25

254594,21 = F24 + F25 ......(1)

Diketahui

F23 = 254594,21 mol

X23 = 2,72 %

X24 = 40,50 % (dari hasil perhitungan)

X25 = 0,05 % (ditentukan nilainya)

Jadi,

Neraca massa etanol

Fin - Fout = acc

F23.X23 – F24.X24 - F25.X25 = 0

6926,77 - 0,4050.F24 - 0,0005.F25 = 0

6926,77 = 0,4050.F24 + 0,0005.F25 ...(2)


commit to user

B-14

eliminasi pers (1) dan (2)

254594,21 = F24 + F25

926,77 = 0,4050.F24 + 0,0005.F25

Menjadi

254594,21 = F24 + F25

13853534,11 = 809,993.F24 + F25 –

-13598939,90 = -808,993.F25

F24 = 16809,71 mol

maka F25 = 237784,50 mol

Jadi komponen masuk dan keluar di sekitar Menara Destilasi 1

Arus Input (kg) Output (kg)


Etanol 318,63 313,16 5,47

Air 4458,01 180,03 4277,98

Total Arus 4776,65 493,20 4283,45

Total 4776,65 4776,65

10. NM di sekitar Menara Destilasi 2

Menara

Destilasi

2

Lar etanol-air

70% vol

F24

Lar etanol produk

95%vol

F26

Residu

F27


commit to user

B-15

Arus masuk F24 = 493,20 kg

komponen massa mol Xmol

air 180,03 10001,84 59,50%

etanol 313,16 6807,87 40,50%

total 493,20 16809,71 100%

• Mencari nilai fraksi mol etanol top dari % volum top yang dikehendaki

menghitung densitas zat liquid pada suhu top kolom

T top = 82,969C = 356,119 K

Didapat

ρ etanol : 0,7292 gr/ml

ρ air : 0,9724 gr/ml

maka

menghitung konversi %volum ke %mol, basis volum 1 liter = 1000

ml

Komponen volum (ml) massa (gr) mol

air 50 48,62 2,70

etanol 950 692,78 15,06

total 1000 741,40 17,76

%tase 95% 93,44% 84,79%

• NM Total (mol)

Fin -Fout = acc = 0

F24 = F26 + F27

16809,71 = F26 + F27 ......(1)

Diketahui

F24 = 16809,71 mol

X24 = 40,50 %

X26 = 84,79 % (dari hasil perhitungan)

X27 = 0,05 % (nilainya ditentukan)


commit to user

B-16

Jadi,

Neraca massa etanol

Fin - Fout = acc

40,05%F24 - 84,79%F26 - 0,05%F27 = 0

6807,87 = 0,8479.F26 + 0,0005.F27 ....(2)

eliminasi pers (1) dan (2)

16809,71 = F26 + F27

6807,87 = 0,8479F26 + 0,0005F27

menjadi

16809,71 = F26 + F27

13615749,61 = 1695,84F26 + F27 -

-13598939,90 = - 1694,84F26

F26= 8023,71 mol

maka F27= 8786,00 mol

maka komponen masuk dan keluar di sekitar Menara Distilasi II

Arus Input (kg) Output (kg)


Etanol 313,16 312,96 0,20

Air 180,03 21,96 158,07

Total Arus 493,20 334,92 158,27

Total 493,20 493,20


commit to user

C-1

LAMPIRAN C

NERACA PANAS

Trefrensi : 25 oC = 298,15 K

Basis : 1 operasi batch

• Data – data panas jenis (Cp) komponen (www.wikipedia.com).

Komponen Cp (kJ/kmol.K)

Pati 65,43

Dekstrin 434,70

Serat 65,43

Glukosa 115,00

Yeast 75,55

Urea 94,76

Posphat 81,05

Air f(T)

Steam f(T)

Etanol F(T)

• Konstanta untuk nilai Cp air dan etanol (Yaws, 1999)

× Cp liquid

Cpliquid = A + BT + CT2 + DT3

Komponen A B C D

etanol 5,9342E+01 3,6358E-01 -1,2164E-03 1,8030E-06

air 9,2053E+01 -3,9953E-02 -2,1103E-04 5,3169E-07

× Cp vapor

Cpvapor = A + B T + C T2 + D T3 + E T4

Komponen A B C D E

etanol 2,7091E+01 1,1055E-01 1,0096E-04 -1,5046E-07 4,6601E-11

air 3,3933E+01 -8,4186E-03 2,9906E-05 -1,7825E-08 3,6934E-12


commit to user

C-2

× Untuk nilai Cp fungsi suhu

C = ∫CpdT

= A(T-Tref) + MNB(T

2-Tref2) + MOD(T

3-Tref3) + MPE(T

4-Tref4)

× Untuk nilai Cp konstan

C =Cp ∆T

= Cp (T-Tref)

maka, entalpi (∆H) komponen

∆H = Q = n ∫CpdT

= n.C

• Panas pembentukan komponen (www.wikipedia.com)

× ∆Hf air = -285840 kJ/kmol

× ∆Hf pati = -57992400 kJ/kmol

× ∆Hf dekstrin = -2199180 kJ/kmol

• Panas Reaksi (www.wikipedia.com)

× ∆Hr298 reaksi sakarifikasi = -4,17 kJ/mol

× ∆Hr298 reaksi fermentasi = -116 kJ/mol

1. Neraca panas di sekitar Crusher 1 (CR-01)

input – output = acc = 0

input = output

• Panas Masuk Arus F1

T masuk = 30°C = 303,15 K

∆H = Q = n.Cp.(Tin-Tref)

Panas yang dibawa masuk oleh pati

∆H = Q = n.Cp.(Tin-Tref)

= 0,0968mol (65,43kJ/kmol.K)(303,15K-298,15K)

= 31,66 kJ


commit to user

C-3

Untuk perhitungan ∆H komponen lain pada arus masuk, analog dengan

perhitungan di atas.

Komponen F (kg) BM (kg/kmol) n (kmol) C (kJ/kmol) ∆H (kJ)

Air 172,48 18 9,5822 45,36 434,63

Serat 6,72 9720 0,0007 327,15 0,23

Pati 940,80 9720 0,0968 327,15 31,66

Total 1120,00 9,6797 466,52

• Panas Keluar Arus F2

T keluar = 30°C = 303,15 K

∆H = Q = n.Cp.(Tout-Tref)

Panas yang dibawa keluar oleh pati

∆H = Q = n.Cp.(Tout-Tref)

= 0,0958mol (65,43kJ/kmol.K)(303,15K-298,15K)

= 31,35 kJ


Air 170,76 18 9,4864 45,36 430,28

Serat 6,65 9720 0,0007 327,15 0,22

Pati 931,39 9720 0,0958 327,15 31,35

Total 1108,80 9,5829 461,85

• Panas KeluarArus F3

T keluar = 30°C = 303,15 K


Air 1,72 18 0,0958 45,36 4,35

Serat 0,07 9720 0,0000 327,15 0,00

Pati 9,41 9720 0,0010 327,15 0,32

Total 11,20 0,0968 4,67


commit to user

C-4

Maka

Input – output = 0

466,54 kJ – (461,85 + 4,67) kJ = 0

Neraca Panas di Sekitar Crusher 1

Komponen ∆Hin (kJ) ∆Hout (kJ)

Arus F1 F2 F3

Air 434,63 430,28 4,35

Serat 0,23 0,22 0,00

Pati 31,66 31,35 0,32

Total panas 466,52 461,85 4,67

Total 466,52 466,52

2. Neraca panas di sekitar Crusher 2 (CR-02)

Di dalam CR-02, tidak terdapat perubahan suhu dan massa, maka

∆Hin = ∆Hout

∆H in -∆H out = 0

• Panas Masuk Arus F2 = Panas Keluar Arus F2


Air 170,76 18 9,4864 45,36 430,28

Serat 6,65 9720 0,0007 327,15 0,22

Pati 931,39 9720 0,0958 327,15 31,35

Total 1108,80 9,5829 461,85

3. Neraca panas di sekitar Mixer (M)

Pada mixer, diambil asumsi tidak ada panas pelarutan.


(sama dengan perhitungan F2 sebelumnya)


commit to user

C-5


T masuk = 30°C = 303,15 K


Air 3793,2632 18 210,7368 45,36 9558,54

Total 3793,2632 210,7368 9558,54


T keluar = 30°C = 303,15 K


Air 3964,0184 18 220,2232 45,36 9988,82

Serat 6,6528 9720 0,0007 327,15 0,22

Pati 931,3920 9720 0,0958 327,15 31,35

Total 4902,0632 220,3197 10020,39

Maka,

Input – output = acc = 0

461,85 kJ + 9558,54 kJ – 10020,39 kJ = 0

Neraca Panas di sekitar Mixer

Komponen ∆Hin (kJ) ∆Hout (kJ)

Arus F2 F4 F5

Air 430,28 9558,54 9988,82

Serat 0,22 0,00 0,22

Pati 31,35 0,00 31,35

Total panas 461,85 9558,54 10020,39

Total 10020,39 10020,39


commit to user

C-6

4. Neraca panas di sekitar Reaktor Likuifikasi


T masuk = 30°C = 303,15 K

Komponen F (kg) BM (kg/kmol) n (kmol) C (kJ/kmol) ∆H(kJ)

Air 274,52 18 15,2509 45,36 691,74

total arus 274,52 15,2509 691,74


Tidak ada panas yang dibawa masuk dan keluar oleh enzim alfa amylase

sebagai katalis reaksi likuifikasi.

• Panas Reaksi Likuifikasi

Reaksi yg terjadi (basis perjam):

reaksi (C6H10O5)60 + 30(H2O) alfaamilase30(C12H22O11)

pati + air Dekstrin maltosa

Mula-mula 31,94 73407,75 0 mol

reaksi 25,23 757,00 757,00 mol

sisa 6,71 72650,75 757,00 mol

Menghitung Panas Reaksi Standar

∆Hf air = -285840 kJ/kmol

∆Hf pati = -57992400 kJ/kmol

∆Hf dekstrin = -2199180 kJ/kmol

Maka,

∆HR298 =n bereaksi[(∆Hfdekstrin) - (∆Hfpati + ∆Hf air)]

= [(30( -2199189))-(1(-57992400)+30(-285840))]

= 592200 kJ panasreaksi untuk 1 kmolpati

Panas reaksi untuk 25,23mol pati

∆HR = 592200 kJ/kmol ×1 kmol

1000 mol × 25,23 mol

= 14943,0923 kJ


commit to user

C-7

selama 1 batch, panas reaksi (3 jam)

∆HR = 3 × 14943,0923 kJ

= 44829,2768 kJ


T keluar = 80°C = 353,15K

Komponen F (kg) BM (kg/kmol) n (kmol) C (kJ/kmol) Q (kJ)

Pati 195,63 9720 0,0201 3598,65 72,43

Dekstrin 776,63 342 2,2709 23908,50 54292,84

Air 4295,01 18 238,6117 500,50 119424,24

Serat 6,65 9720 0,0007 3598,65 2,46

Alpaamlse 0,98 - - - -

Total 5274,91 240,9034 173791,97

• Perubahan entalpi pada proses likuifikasi

∆H = ∆H1 + ∆HR + ∆H2

∆H = 207909,1098 kJ

Karena system menyerap panas, maka perlu digunakan pemanas pada

reaktor untuk mempertahankan suhuo perasi.


commit to user

C-8

Neraca panas di sekitar Reaktor Likuifikasi

Komponen Qin Qout

F5 F6 F7 F11

Pati 31,35 - - 72,43

Air 9988,82 691,74 - 119424,24

Serat 0,22 - - 2,46

Dekstrin - - - 54292,84

Alpa amlse - - - -

Total 10020,39 691,74 0,00 173791,97

Reaksi - 44829,28

Steam 207909,11 -

Total 218621,25 218621,25

5. Neraca panas di sekitar Reaktor Sakarifikasi


T masuk = 55°C = 328,15 K


Pati 195,63 9720 0,0201 1962,90 39,51

Dekstrin 776,63 342 2,2709 13041,00 29614,28

Air 4295,01 18 238,6117 2266,17 540735,59

Serat 6,65 9720 0,0007 1962,9 1,34


Total 5273,9317 240,9034 570390,72


Tidak ada panas yang dibawa masuk dan keluar oleh enzim beta amylase

sebagai katalis reaksi sakarifikasi.


commit to user

C-9

• Panas Reaksi Sakarifikasi

reaksi C12H22O11 + H2O beta amilase 2 C6H12O6

Dekstrin maltosa air glukosa

Mula-mula 258,88 1431,67 0 kg

0,7570 79,5372 0 kmol

reaksi 0,7327 0,7327 1,4654 kmol

sisa 0,0243 78,8046 1,4654 kmol

Diketahui

∆Hr298 = -4,17 kJ/mol

jadi ∆Hr = -3055,34 kJ

untuk 1 batch

∆Hr = -9166,03 kJ


T keluar = 55°C = 328,15K


Pati 195,63 9720 0,0201 1962,90 39,51

Dekstrin 24,89 342 0,0728 13041,00 949,01

Air 4255,45 18 236,4137 2266,17 535754,34

Serat 6,65 9720 0,0007 1962,90 1,34


Glukosa 791,31 180 4,3962 3450 15166,81

Beta amlse 0,50 - - - -

Total 5275,41 240,9034 551911,01


commit to user

C-10

• Perubahan entalpi pada proses sakarifikasi:

∆H = ∆H1 + ∆HR +∆H2

= -27645,73 kJ

Karena system mengeluarkan panas, maka perlu digunakan pendingin

pada reaktor untuk mempertahankan suhu operasi.

Neraca Panas di sekitar Reaktor Sakarifikasi

Komponen Qin Qout

F5 F6 F11

Pati 39,51 - 39,51

Dekstrin 29614,28 - 949,01

Air 540735,59 - 535754,34

Serat 1,34 - 1,34

Alpaamlse - - -

Glukosa - - 15166,81

Beta amlse - - -

Total 570390,72 0,00 551911,01

Reaksi 9166,0271


Total 579556,75 579556,75


commit to user

C-11

6. Neraca panas di sekitar Reakto Fermentasi

• Panas masuk Arus F13

T masuk = 35°C = 308,15 K

Komponen F

(kg)

BM

(kg/kmol)

n

(kmol)

C

(kJ/kmol)

Q

(kJ)

Pati 177,12 9720 0,0182 654,30 11,92

Dekstrin 22,53 342 0,0659 4347,00 286,40

Air 3852,72 18 214,0401 754,45 161481,53

Serat 6,02 9720 0,0006 654,30 0,41


Glukosa 716,42 180 3,9801 1150,00 4577,15

Beta amlse 0,45 - - - -

Total 4776,1610 218,1050 166357,41


T masuk = 35°C = 308,15 K

Komponen

Fin

(kg)

BM

(kg/kmol)

n

(kmol)

C

(kJ/kmol)

Q

(kJ)

Pati 18,51 9720 0,0019 654,30 1,25

Dekstrin 2,36 342 0,0069 4347,00 29,94

Air 645,42 18 35,8568 754,45 27052,00

Serat 0,63 9720 0,0001 654,30 0,04


Yeast 75,89 - - 755,5 565,82

Beta amlse 0,05 - - - -

Total arus 742,95 35,8657 27649,04


commit to user

C-12

• Panas Reaksi fermentasi

reaksi C6H12O6 yeast2 C2H5OH + 2 CO2

glukosa etanol karbondioksida

mula-mula 3980,13 0 0 mol

reaksi 3494,56 6989,12 6989,12 mol

sisa 485,58 6989,12 6989,12 mol

∆Hr298 = -116 kJ/mol

∆HR = -116 kJ/mol × 3494,56mol

= -405368,71 kJ

• Panas keluar Arus F20

Tkeluar = 35°C = 308,15K


CO2 307,5211 44 6,9891 48576,5230 339506,94

Total 307,5211 6,9891 339506,94



Air 4455,15 18 247,5081 754,45 186731,28

Etanol 321,50 46 6,9891 750,73 5246,92

Total 4776,6452 254,4972 191978,20


commit to user

C-13

• Panas keluarArus F22

Komponen Fin (kg) BM (kg/kmol) n (kmol) C (kJ/kmol) Q (kJ)

Pati 195,63 9720 0,0201 654,30 13,1690

Dekstrin 24,89 342 0,0728 4347,00 316,3365

Air 40,131 18 2,2295 754,45 1682,0340

Serat 6,65 9720 0,0007 654,30 0,4478


Glukosa 87,40 180 0,4856 1150,00 558,4128

Beta amlse 0,50 - - - -

Yeast 75,89 - - -755,5 565,82

etanol 2,87 46 0,0623 750,7267 46,8067

Total arus 434,9426 2,8710 3183,0245

• Panas yang harus dihilangkan dari reaktor

∆H = ∆H1 + ∆HR + ∆H2

∆H = -64706,9982 kJ

Karena system mengeluarkan panas, maka perlu digunakan pendingin

pada reaktor untuk mempertahankan suhu operasi.


commit to user

C-14

Neraca Panas di sekitar Reaktor Fermentasi

Komponen Qin Qout

F13 F19 F20 F21 F22

Pati 11,9228 1,2463 - - 13,1690

Dekstrin 286,3993 29,9372 - - 316,3365

Air 161481,5270 27051,9999 - 186731,2832 1682,0340

Serat 0,4055 0,0424 - - 0,4478

Alpaamlse - - - - -

Glukosa 4577,1543 - - - 558,4128

Beta amlse - - - - -

Yeast - 565,8176 - - 565,8176

CO2 - - 339506,9353 - -

Etanol - - - 5246,9160 46,8067

Total 166357,41 27649,04 339506,94 191978,20 3183,02

Reaksi 405368,7051


Total 599375,16 599375,16

7. Neraca panas di sekitarMenara Destilasi 1


T masuk = 99,098°C = 372,248 K


Air 4458,01 18 247,6674 6687,2678 1656218,52

Etanol 318,63 46 6,9268 5244,4361 36326,99

Total 4776,65 254,5942 1692545,51


commit to user

C-15


Tkeluar = 88,953°C = 362,103K


Air 180,03 18 10,0018 5789,1859 57902,50

Etanol 313,16 46 6,8079 4440,1010 30227,65

Total arus 493,20 16,8097 88130,15


Tkeluar = 100,004°C = 373,154K


Air 4277,98 18 237,6656 6766,4892 1608161,76

Etanol 5,47 46 0,1189 5316,7466 632,12

Total arus 4283,45 237,7845 1608793,88

• Dari perhitungan NP di MD1, di dapat

Qc = 2.904.351,39 kJ/jam

Qc = 8.713.054,18 kJ/batch

Qr = 2.905.810,90 kJ/jam

Qc = 8.717.432,69 kJ/batch

Neraca Panas di sekitar Menara Destilasi 1



Etanol 36.326,99 30.227,65 632,12

Air 1.656.218,52 57.902,50 1.608.161,76

Jumlah 1.692.545,51 88.130,15 1.608.793,88

1.696.924,02

Reboiler 8.717.432,69 -

Kondenser - 8.713.054,18

Total 10.409.978,20 10.409.978,20


commit to user

C-16

8. Neraca panas di sekitar Menara Destilasi 2


T masuk = 88,953°C = 362,103K


Air 21,96 18 1,2202 5055,9269 6169,40

Etanol 312,96 46 6,8035 3804,8397 25886,16

Total 334,92 8,0237 32055,56


Tkeluar = 100,004°C = 373,154K


Air 158,07 18 8,7816 6766,4892 59420,64

Etanol 0,20 46 0,0044 5316,7466 23,36

Total arus 158,27 8,7860 59444,00

• Dari perhitungan NP di MD2, di dapat

Qc = 231.828,76 kJ/jam

Qc = 695.486,2732 kJ/batch

Qr = 232.951,89 kJ/jam

Qc = 698.855,6823 kJ/batch

Neraca Panas di sekitar Menara Destilasi 2



Etanol 30.227,65 25.886,16 23,36

Air 57.902,50 6.169,40 59.420,64

Jumlah 88.130,15 32.055,56 59.444,00

91.499,56

Reboiler 698.855,68 -

Kondenser - 695.486,27

Total 786.985,83 786.985,83


commit to user

Fungsi : Mereaksikan

katalis enzim

glukosa.

Jenis : Reaktor Tangki Berpengaduk

Alasan Pemilihan :

1. Reaksi dijalankan pada fase cair

2. Reaksi dijalankan pada kondisi isotermal sehingga suhu dalam reaktor yang

harus selalu sama. Kondisi ini dapat diperoleh dengan

berpengaduk karena ada pengadukan sehingga suhu di semua sisi reaktor sama.

A. Kondisi Operasi

T =

P operasi = 1 atm

Waktu tinggal = 1

Konversi = 95,86

B. Reaksi di reaktor

(C12H22O11) +

Dekstrin

- Merupakan reaksi

- Karena reaksi bersifat

menjaga agar suhu reaksi tetap pada

pendingin.

C. Neraca Massa

Waktu operasi = 350 hari/tahun

Kapasitas = 400 L/hari

LAMPIRAN D

REAKTOR SAKARIFIKASI

Mereaksikan reaktan dekstrin dengan air menggunakan

katalis enzim Beta amylase sehingga menghasilkan

glukosa.

Reaktor Tangki Berpengaduk

Reaksi dijalankan pada fase cair

Reaksi dijalankan pada kondisi isotermal sehingga suhu dalam reaktor yang

harus selalu sama. Kondisi ini dapat diperoleh dengan pemakaian reaktor

karena ada pengadukan sehingga suhu di semua sisi reaktor sama.

= 55°C

= 1 atm

= 1 jam

= 95,86%

(H2O) 2(C6H12O6)

Air Glukosa

Merupakan reaksi irreversible

Karena reaksi bersifat eksotermis atau mengeluarkan panas, maka untuk

menjaga agar suhu reaksi tetap pada 550C maka diperlukan adanya

= 350 hari/tahun

= 400 L/hari

D-1

dekstrin dengan air menggunakan

sehingga menghasilkan

Reaksi dijalankan pada kondisi isotermal sehingga suhu dalam reaktor yang

pemakaian reaktor

karena ada pengadukan sehingga suhu di semua sisi reaktor sama.

panas, maka untuk

C maka diperlukan adanya


commit to user

D-2

Basis = 1 jam operasi

Komponen Input (kg/jam) Output (kg/jam)

F9 F10 F11

Pati 65,21 - 65,21

Dekstrin 258,88 - 10,73

Air 1431,67 - 1418,48

Serat 2,22 - 2,22

α-amilase 0,33 - 0,33

β-amilase - 0,16 0,16

Glukosa - - 263,77

Total 1758,47

D. Konstanta Kecepatan Reaksi

Untuk kinetika reaksi enzimatis biasanya digunakan persamaan Michaelis-

Menten Kinetics, dengan persamaan :

QR . QSTUVWXYZ[ WXY Maka kecepatan reaksi sakarifikasi,

Dimana:

(-ra) = vo , kecepatan pembentukan glukosa

Vmaks = (-ramaks), kecepatan maksimum pembentukan glukosa

[S] = CA , konsentrasi dekstrin

KM = konstanta Michelis-Menten


commit to user

D-3

Reaksi Sakarifikasi :

(C12H22O11) + 2(H2O) 2(C6H12O6)

A B C

- dCAdt .-rA -rA.-ramaksWCAYKMWCAY

dengan CA= CAO(1-X) , maka

-rA.-ramaksWCAO1-XYKMWCAO1-XY

dari jurnal didapat nilai :

Vmaks= (-ramaks) = 30 gr/L.h

KM = 10,5 gr/L

sehingga, persamaan kecepatan reaksinya :

-rA. 30 gr l.h⁄ WCAO1-XY10,5 gr/lWCAO1-XY Maka nilai –rA= 11,5647 gr/L.jam

E. Menghitung Laju Alir Volumetrik

Data densitas umpan :

Komponen Densitas (kg/m3) Massa (kg/jam)

Pati 1500 65,21

Dekstrin 1540 258,88

Air 971,83 1431,67

Serat 1500 2,22

α-amilase 1170 0,33

β-amilase 1260 0,16

Total 1.758,47


commit to user

D-4

Densitas campuran = M

∑fraksi massadensitas

= 1068,4878 kg/m3

Kecepatan laju alir volumetrik = massa total

densitas campuran

= 1,6458 m3/jam = 1645,76 L/jam

F. Menghitung Optimasi Jumlah Reaktor

Menghitung volume reaktor :

V=CAoVo(Xn-X0)

-ramax(CAo)(1-Xn)Km+(CAo)(1-Xn)

dimana :

CAo = konsentrasi C12H22O11 mula-mula (mol/L)

Vo = kecepatan laju alir volumetrik (L/jam)

Xn = konversi akhir

Xo = konversi awal

(-ramax) = kecepatan maksimum pembentukan dekstrin (gr/L.jam)

Km = konstanta Michelis-Menten (gr/L)

Didapat indeks harga reaktor dengan rumus :

Brownell hal.17

dengan :

N = jumlah reaktor

V1 = volume reaktor bila tidak diseri

VN,i = volume masing-masing reaktor

0.6

1

iN,N V

VNC

=


commit to user

Plot grafik antara volume reaktor dengan indeks harga reaktor,

dipilih reaktor yang paling minimal

Dari grafik didapatkan jumlah reaktor yang optimum adalah 2

harga yang minimum.

G. Menghitung Dimensi Utama Reaktor

1. Kondisi operasi

T = 550C

P = 1 atm

Diambil over design

Volume perancangan

2. Pemilihan bahan k

Dipakai : Stainless steel

Spesifikasi : Tensile Strength

Allowable stresses

Corrosin Allowance

k antara volume reaktor dengan indeks harga reaktor,

tor yang paling minimal indeks harga reaktornya.

Dari grafik didapatkan jumlah reaktor yang optimum adalah 2 reaktor dengan

harga yang minimum.

Menghitung Dimensi Utama Reaktor

over design = 20 %

Volume perancangan = Volume operasi (1 + over design)

= Volume operasi (1 + 20%)

= 257,5381 (1 + 20%)

= 309,0458 ft3

Pemilihan bahan konstruksi

Stainless steel SA-167

Tensile Strength = 75.000 psi

Allowable stresses = 17.000 lb/in2

Corrosin Allowance = 0,125 in

Appendiks D Brownell

D-5

k antara volume reaktor dengan indeks harga reaktor, kemudian

reaktor dengan

Appendiks D Brownell


commit to user

D-6

3. Menentukan diameter dan tinggi reaktor

Jenis head : Flanged and dished head (torispherical)

Alasan : Tekanan reaktor dalam kisaran 15 – 200 psi

Asumsi H = D

Volume reaktor = Volume silinder + 2 Volume head

= ¼(π)(D2)(H) + 2(0,000049)(D/12)3

= 0,7536 (D3)

maka, D =`volume reaktor

0,7536

3

D = 2,2644 m

= 89,1497 in

Sehingga nilai,

H = D = 2,2644 m

= 89,6497 in

4. Menentukan tebal reaktor

ts = Pbc

defg,hP C Pers.13.1 Brownell

dengan :

ts = tebal reaktor (in)

P = internal pressure (psia)

ri = inside radius (in)

f = tensile strength (psi)

e = efisiensi pengelasan 80% (dipakai single welded butt joint)

C = allowable stresses (lb/in2)

diperoleh nilai ts = 0,1829 in

dipakai tebal shell standar = 0,1875 in


commit to user

D-7

5. Menentukan tebal head

ODs = ID + 2(tebal shell standar)

Dari tabel 5.7 Brownell untuk ODs = 90 in dan ts = 0,1875 in diperoleh :

icr = 5,5

r = 90

maka, untuk icr > 6% berlaku :

W = MPi3 `7 j

klj9m sehingga,

t head = PbnW

Ndefg,NP C diperoleh t head = 0,2278 in

dipakai tebal head standar = 0,25 in

sehingga OD head = ID +2(tebal head standar)

= 89,6497 in

6. Menentukan tinggi reaktor

Dari tabel 5.8 Brownell untuk tebal head standar = 0,25 in diperoleh range

sf = 1,5 – 2,5 dipakai sf = 2

Dari persamaan fig. 5.8 Brownell diperoleh :

a = IDN = 44,5748 in

AB = a – icr = 39,0748 in

BC = r – icr = 84,5000 in

O D

Abic r

B

ra

IDt

s f

O A


commit to user

D-8

AC = `BC2-AB2 = 74,9227 in

b = r – AC = 15,0773 in

OA = sf + b + tebal head

= 17,3273 in

Tinggi reaktor = tinggi silinder + 2(tinggi head)

= H + 2(OA)

= 123,8043 in

= 3,1446 m

7. Menentukan tinggi cairan dalam reaktor

Volume head =( 0,000049DO = 0,9831 m3

Volume cairan dalam reaktor = volume cairan – volume head

= 6,3096 m3

Luas tangki = πIDN = 4,0251 m2

Tinggi cairan dalam reaktor = volume cairan dalam reaktor

luas tangki

= 1,5675 m

H. Menghitung Dimensi dan Daya Pengadukan

1. Menentukan dimensi pengaduk

Jenis pengaduk : Flat Blade Turbin

Pertimbangan : Karena viskositas larutan adalah 0,5773 cP

(Rase fig. 8.4)


commit to user

D-9

Data viskositas umpan :

Komponen Massa (kg/jam) fraksi Viskositas (cP) xi/µi

Pati 65,21 0,0371 2,07 0,0179

Dekstrin 258,88 0,1472 1,5 0,0981

Air 1431,67 0,8142 0,504 1,6154

Serat 2,22 0,0013 2,07 0,0006

α-amilase 0,33 0,0002 5 3,7169.10-5

β-amilase 0,16 0,0001 5 1,8926.10-5

Total 1.758,47 1 1,7321

Viskositas campuran = M

∑fraksi massaviskositas

= 0,5773 cP

Dari fig. 477 Brown untuk 6 blade plate turbine with 4 baffle diperoleh :

Dt/Di = 3

ZL/Di = 3,3

Zi/Di = 1,025

L/Di = 0,25

W/Di = 0,17

B/Di = 0,2

dengan :

Di = diameter pengaduk

Dt = diameter dalam reaktor

Zi = jarak pengaduk dari dasar reaktor

ZL = tinggi cairan dalam reaktor

W = lebar baffle

L = panjang blade

B = lebar blade

Maka nilai :

Di = 0,7548 m = 29,7181 in

Zi = 0,7737 m = 30,4610 in


commit to user

D-10

L = 0,1887 m = 7,4295 in

W = 0,1283 m = 5,0521 in

B = 0,1510 m = 5,9436 in

2. Menghitung daya pengadukan

Persamaan kecepatan pengadukan :

stuv2wx . iywxz600 m

N

Pers. 8.8 Rase

Dimana :

WELH = Water Equivalent Liquid Height (ft)

Di = diameter pengaduk (ft)

N = kecepatan pengadukan (rpm)

• Menentukan WELH

WELH = ZL > ~xx Qx xx = 5,4954 ft

• Menentukan jumlah turbin

Number of Turbine = WELH

D

= 1 turbin

• Menentukan kecepatan putar

N = 600

π.Di`WELH

2.Di

= 81,2729 rpm

= 1,3545 rps

• Menentukan Nre

Nre = N7Di29(ρ)

µ

= 1418445,5


commit to user

D-11

Dari fig. 8.8 Rase dengan nilai Nre = 1418445,5 maka diperoleh nilai

Np = 5,5

Besarnya daya pengadukan yang dibutuhkan :

P = 3,52. 10fONp 7 hN,P9 NODi

dengan :

P = daya (Hp)

N = kecepatan putar (rps)

ρ = densitas (lb/ft3)

Di = diameter pengaduk (ft)

maka didapat P = 4,3929 HP

Untuk P perancangan = P + 0,5 + (10%.P)

= 6 HP

I. Neraca Panas dan Perancangan Jaket Pendingin

1. Panas reaksi standar

∆HR 298 = -3.055,34 kJ

2. Panas reaktan masuk reaktor

∆H1 = ∑k . ~k . ∆ = -190.130,24 kJ

3. Panas reaktan keluar reaktor

∆H2 = ∑k . ~k . ∆ = 183.970,34 kJ

4. Panas yang harus ditambahkan ke reaktor

∆H = ∆H1 + ∆HR + ∆H2


commit to user

D-12

= -9.215,24 kJ

Untuk menjaga agar sistem suhunya tetap 55°C maka digunakan media

pendingin berupa jaket.

5. Menentukan massa air pendingin

Banyaknya pendingin yang ditambahkan adalah

m = ∆

Cp air = -226,38 kJ/kmol

maka massa pendingin = 40,7076 kmol

= 732,74 kg

6. Menentukan ΔT LMTD

Suhu fluida panas T1 = 55°C = 131 F

T2 = 55°C = 131 F

Suhu fluida dingin t1 = 30°C = 86 F

t2 = 33°C = 93 F

maka ∆T LMTD = ∆T2-∆T1log

∆T2∆T1

= 97,27 F

7. Menentukan luas transfer panas yang dibutuhkan

Ap = Q

U . ∆T LMTD Ud = 10 Btu/ft2.F (Kern, 1950)

Ap = 8,98 ft2

(karena luas transfer massa < 120 ft2 maka dipilih penukar panas berupa

jaket)

8. Menentukan tinggi jaket

Tinggi jaket = tinggi cairan dalam reaktor

= 6,5871 ft

= 2,0077 m

9. Menentukan lebar jaket

Laju alir air pendingin (v) = 25,2977 ft3/jam

Waktu tinggal air pendingin (t) = 0,9493 jam


commit to user

D-13

Volume air pendingin = v . t

= 24,0142 ft3

Volume reaktor setinggi jaket = P . DN. Hj 0,000049. DO

Volume total (pendingin+reaktor) = P . DjN. Hj 0,000049. DjO

v . t P . DN. Hj 0,000049. DO .

P . DjN. Hj 0,000049. DjO v. t π

4 . DN. Hj 0,000049. DO 3 π4 . DjN. Hj 0,000049. DjO . 0

Trial nilai Dj, diperoleh :

Dj = 7,80 ft

= 2,3774 m

maka,

Lj . MN . Dj 3 OD

= 0,15 ft

= 0,0462 m

10. Menentukan tebal jaket

tj . P.bd.Efg,h.P c

= 0,0104 ft

= 0,0032 m

J. Perancangan Pipa Pemasukan dan Pengeluaran

Diameter pipa optimum = 3,9 . g,P. g,MO Pers. 6.32 Wallas

dengan :

Di,opt = diameter pipa optimum (in)

Q = debit (ft3/s)

ρ = densitas (lbm/ft3)


commit to user

D-14

1. Ukuran pipa pemasukan larutan dekstrin (F9)

Komponen Massa (kg/jam) fraksi Densitas (kg/m3) xi/ρi

Pati 65,21 0,0371 1500 0,0247

Dekstrin 258,88 0,1472 1540 0,0956

Air 1431,67 0,8142 999,6 0,8145

Serat 2,22 0,0013 1500 0,0008

α-amilase 0,33 0,0002 1170 0,0002

β-amilase 0,17 0,0001 1260 0,0001

Total 1.758,47 1 0,9359

Densitas campuran = 1068,49 kg/m3 = 66,24 lb/ft3

Flow rate = 1758,47 kg/jam = 3876,76 lb/jam

Q = ¡ = 0,0163 ft

3/s

maka Di,opt = 1,0539 in

Dari tabel 11 Kern didapat diameter pipa standar:

IPS = 1,25 in

SN = 40

OD = 1,66 in

ID = 1,38 in

2. Ukuran pipa pengeluaran larutan glukosa (F11)

Komponen Massa (kg/jam) fraksi Densitas (kg/m3) xi/ρi

Pati 65,21 0,0371 1500 0,0247

Dekstrin 8,30 0,0047 1540 0,0031

Air 1418,48 0,8067 999,6 0,8070

Serat 2,22 0,0013 1500 0,0008

α-amilase 0,33 0,0002 1170 0,0002

Glukosa 263,77 0,1500 1540 0,0974

β-amilase 0,17 0,0001 1260 0,0001

Total 1758,47 1,0000 0,9333


commit to user

D-15

Densitas campuran = 1071,50 kg/m3 = 66,43 lb/ft3


Q = ¡ = 0,0162 ft

3/s


Dari tabel 11 Kern didapat diameter pipa standar :

IPS = 1,25 in

SN = 40

OD = 1,66 in

ID = 1,38 in

3. Ukuran pipa pemasukan air pendingin

Densitas air pendingin = 1023,0130 kg/m3 = 63,42 lb/ft3


Q = ¡ = 0,0071 ft

3/s


Dari tabel 11 Kern didapat diameter pipa standar :

IPS = 0,75 in

SN = 40

OD = 1,050 in

ID = 0,824 in


commit to user

D-16

REAKTOR SAKARIFIKASI

Keterangan:

Satuan dimensi = inch


commit to user

E-1

LAMPIRAN E

ANALISIS EKONOMI

Tabel 1Indekshargaalatuntuktahun 1991-2002

Tahun Indeks

1991 361,3 1992 358,2 1993 359,2 1994 368,1 1995 381,1 1996 381,7 1997 386,5 1998 389,5 1999 390,6 2000 394,1 2001 394,3 2002 390,4

(Tabel 6-2 hal. 238 Peters & Timmerhaus,ed.5, 2003)

Gambar 1Grafiklinearisasiindekshargaalat

Dari data tersebutdiperolehpersamaanlinier : y = 3,607x – 6823

- Sehinggadiketahuiindekshargaalatpadatahun2010 adalah

427,07sedangkanpadatahun2012 adalah 434,284.

- Dari Aries dan Newton, indekshargatahun 1954 adalah 185

y = 3.607x - 6823.

R² = 0.862

355

360

365

370

375

380

385

390

395

400

405

1990 1992 1994 1996 1998 2000 2002 2004

ind

ex

tahun


commit to user

E-2

>>MencariHargaTangkiTahun 2012

- hargatangkikapasitas yang samathn 1954 adalah$38.000

- indekstahun 1954 (Nx) = 185

- indekstahun2012 (Ny) = 434,284

- hargatangkikapasitas yang samatahun 2012

Ey.NyNx Ex Ey = (434,284/185)($38.000)

Ey =$89.204

>>MencariHargaTangkidengankapasitasberbeda

- dikethargatangkikapasitas200literpadatahun2010adalah Rp25.000.000

- untukmencarihargatangkidengankapasitas lain padatahun yang samaadalah

Eb.Ea HcbcaJ0,6

dengan

E = hargaalat

c =kapasitasalat

misal, untukmencarihargatangkikapasitas 6000 liter

Ea = Rp192.403.409

• data yang adatahun 2010

Alat kapasitas satuan harga

tangkivertical head torishperical 0,2 m3 Rp25.000.000

pompa 500 watt Rp2.183.000

MD 2 m Rp22.000.000

Untuksemuaalat, caraperhitungan analog denganperhitungan di atas.


commit to user

E-3

DaftarAlat Proses

No NamaAlat KodeAlat Jumlah Kapasitas satuan JumlahHargaAlat

1 Crusher 01 CR - 01 1 0,6 ton/jam Rp 3.813.344

2 Crusher 02 CR - 02 1 0,6 ton/jam Rp 3.813.344

3 Mixer M 1 0,4817 m3 Rp 32.309.038

4 ReaktorLiquifikasi R - 01 2 11,2829 m3 Rp 428.687.965

5 ReaktorSakarifikasi R - 02 2 8,7512 m3 Rp 368.068.523

6 ReaktorFermentasi R - 03 3 6,2052 m3 Rp 449.193.569

7 Seeding Tank SD 3 0,8534 m3 Rp 136.606.970

8 Accumulator 1 ACC - 01 1 0,4932 m3 Rp 32.769.275

9 Accumulator 2 ACC - 02 1 0,0683 m3 Rp 10.007.510

10 Broth Tank V - 01 1 5,7462 m3 Rp 142.983.684

11 TangkiStorage V -02 1 3,5574 m3 Rp 107.235.272

12 MenaraDestilasi 1 C - 01 1 18,5850 m Rp 85.226.828

13 MenaraDestilasi 2 C - 02 1 11,4985 m Rp 63.894.617

14 Double pipe E - 01 1 1,5579 m Rp 5.281.832

15 Double pipe E - 02 1 1,0788 m Rp 2.640.916

16 Double pipe E - 03 1 0,8702 m Rp 2.288.794

17 Double pipe E - 04 1 3,6575 m Rp 3.169.099

18 Condenser 1 shell and tube CD - 01 1 1,8288 m Rp 35.212.216

19 Condenser 2 CD - 02 1 36,5760 m Rp 36.972.827

20 Reboiler 1 RB - 01 1 65,8368 m Rp 36.972.827

21 Reboiler 2 RB - 02 1 73,1520 m Rp 54.578.935

22 Centrifugal P - 01A/B 2 220,650 watt Rp 2.038.261










32 Conveyor BE 1 1 ton/jam Rp 14.084.886

33 Bin B 1 5 m3 Rp 2.816.977

Total Purchased Equipment Cost (PEC) 49 buahalat Rp 2.117.662.918


commit to user

E-4

DaftarAlatUtilitas

No NamaAlat KodeAlat Jumlah Kapasitas satuan HargaAlat

1 PompaUtilitas PU-01 1 223,7100 watt Rp 1.379.399,15





6 PompaUtilitas PU-06 1 74,5700 watt Rp 823.682,39








14 BakPengendap BU-01 1 18,9211 m2 Rp 19.240.682,79

15 Flokulator FLO 1 1880,2198 galon Rp 9.389.837,84

16 Tangki Tawas TU-01 1 777,9237 galon Rp 5.164.410,81

17 TangkiKapur TU-02 1 1598,0539 galon Rp 7.277.124,32

18 Clarifier CL 1 9401,0990 galon Rp 24.648.324,32

19 Filter F 1 594,3280 galon Rp 4.694.918,92

20 Bakpenampung BU-02 1 6,3070 m2 Rp 6.413.561,27

21 TangkiKaporit TU-04 1 31,5877 galon Rp 1.173.729,73

22 TangkiSanitasi TU-05 1 1530,8695 galon Rp 7.042.378,38

23 Kation Exchanger KE 1 69,2043 galon Rp 1.643.221,62

24 Anion Exchanger AE 1 69,2043 galon Rp 1.643.221,62

25 Tangkideminwater TU-06 1 7829,9608 galon Rp 21.127.135,14

26 Deaerator DE-01 1 103,6081 galon Rp 2.112.713,51

27 TangkiBFW TU-07 1 1243,3159 galon Rp 6.103.394,59

28 Tangkibahanbakar TB-01 1 1323,0621 galon Rp 6.807.632,43

29 Generator GU-01 1 27 kW Rp 25.795.253,57

30 Boiler BO-01 1 313,4391 ft2 Rp 37.559.400,00

31 Cooling Tower CT 1 7,4068 m2 Rp 7.531.894,15

32 Fan Cooling Tower FCT 2 1 hp Rp 11.787.306,22

Total Utilitas Rp 225.742.540


commit to user

E-5

CAPITAL INVESTMENT

Purchase Equipment cost

1. PEC Murni = Rp 2.117.662.918

(harga PEC sudahmeliputibiayapengangkutan, asuransi, instalasidan

piping)

2. Electricity (2%PEC) = Rp 42.353.258

3. Building

Luasbangunan 11m x 15m x 2 lantai @ Rp2.500.000/m2

= Rp 825.000.000

4. Land and yard improvement

Luastanah61m x 37m @Rp200.000/m2 =Rp 451.400.000

5. Utilitas = Rp 225.742.540

Physical Plant Cost (PPC) = Rp 3.662.158.717

6. Engineering and cronstruction (25% PEC) = Rp 56.435.635

Direct Plan Cost (DPC) = Rp3.718.594.352

7. Contractor's Fee (1% DPC) = Rp 37.185.944

Fixed Capital Investment ( FCI ) = Rp3.755.780.296

WORKING CAPITAL INVESTMENT

1. Raw material inventory

diestimasisenilai 1 bulanbahanbaku

kebutuhangaplek =1120 kg/hari

= 33600 kg/bulan

harga =Rp508/kg

jadi, raw material inventory = Rp 17.083.783

2. In process inventory

diambilhold up time =0,1bulan

Biaya = (0,5 * MC / bulan * total hold up time)

= Rp5.264.879


commit to user

E-6

no namabarang jumlah harga/unit harga total

1 mobil pick up 1 Rp 100.000.000 Rp 100.000.000

2 truk 1 Rp 175.000.000 Rp 175.000.000

total Rp 275.000.000

Total in process inventory = Rp280.264.879

3. available cost

nilainyasamadengan 1 bulan manufacturing cost = Rp105.297.571

total working capital investment (WCI) = Rp402.646.232

TOTAL CAPITAL INVESTMENT

TCI =FCI + WCI

=Rp4.158.426.528

MANUFACTURING COST

(basisperhitunganpertahun)

1. Direct manufacturing cost

a. Raw Material

Kebutuhanbahanbakuselama 1 tahun = 350hariproduksi

No Bahan kg/hari kg/tahun Harga/kg Harga/tahun

1 Gaplek 1120 392000 508 Rp199.310.802

2 Urea 0,74 259 3.105 Rp804.247

3 Beta amilase 0,50 175 122.027 Rp21.354.729

4 Alfaamilase 0,98 343 122.027 Rp41.855.268

5 Posphat 0,15 53 23.289 Rp1.222.673

6 Yeast 0,10 35 28.982 Rp1.003.015

total 299.939 Rp265.550.735


commit to user

E-7

b. Labor

No Jabatan Jumlah Gaji/bulan Gaji/tahun

1 Staff produksi 9 Rp2.000.000 Rp 216.000.000

2 KabagProduksi 1 Rp2.500.000 Rp 30.000.000

3 Staff Laboratorium 4 Rp2.000.000 Rp 96.000.000

4 Staff Adm. & Keu 2 Rp1.000.000 Rp 24.000.000

Total 16 Rp6.700.000 Rp366.000.000

c. Supervisi


1 Manager Pabrik 1 Rp3.000.000 Rp36.000.000

2 KabagLaboratorium 1 Rp 2.500.000 Rp 30.000.000

Total 2 Rp5.500.000 Rp 66.000.000

d. Maintenance (simple, light use 1%FC) =Rp37.557.803

e. Utilitas

no Utilitas Kebutuhan/th satuan Harga/satuan harga

1 solar 39514,86 liter Rp4.576 Rp180.820.525

2 listrik 19964,00 kWh Rp930 Rp18.575.624

total biayautilitas per tahun Rp199.396.149

Total direct manufacturing cost = Rp 934.504.687

2. Indirect manufacturing cost

a. Laboratory (5% labor) =Rp 18.300.000

b. Payroll Overhead (biayakesehatan&asuransipegawai)

Rp 50000 x 20 orang x 12 bulan = Rp 12.000.000


commit to user

E-8

c. Packaging

Menggunakan drum 55gallon

harga = Rp 400/gallon

produksetahun = 39110,66 galon = Rp 15.644.266

d. Shipping (Pengantaran)

Asumsi Rp100.000/hari = Rp35.000.000

Total direct manufacturing cost = Rp 80.944.266

3. Fixed manufacturing cost

a. Depresiasi (8-10% FCI)

Depresiasi = PEC/lifetime

lifetime = 10 tahun = Rp 211.766.292

b. Property Taxes (1% FCI) = Rp37.557.803

c. Insurance (1%FCI) = Rp 37.557.803

Total fixed manufacturing cost = Rp286.881.898

Maka, total manufacturing cost

Komponen Total

1. Direct manufacturing cost Rp 934.504.687

2. Indirect manufacturing cost Rp 80.944.266

3. Fixed manufacturing cost Rp 286.881.898

TOTAL MC Rp 1.302.330.850


commit to user

E-9

GENERAL EXPENSE

Meliputi

1. Administrasi

a. Management Salary


1 KepalaKoperasi 1 Rp3.500.000 Rp42.000.000

2 Kabag Adm. &Keuangan 1 Rp2.500.000 Rp30.000.000

Total 2 Rp5.500.000 Rp 72.000.000

b. Legal fee and Auditing, disediakantiaptahun = Rp3.000.000

c. Peralatankantortiaptahun = Rp 5.000.000

biaya total administrasi =Rp80.000.000

biaya total GE = Rp 80.000.000

Jadi,

PRODUCTION COST

PC = MC + GE

= Rp1.382.330.850

SALES (PENJUALAN)

Hasilpenjualan

jumlahproduketanol = 423 liter/hari

= 148050liter/tahun

harga = Rp13.220/liter

hasilpenjualan 1 tahun= Rp1.957.160.888/tahun


commit to user

E-10

• Profit before tax

keuntungan =hasilpenjualan - total biayaproduksi

profit =Rp 574.830.038

• Pajak (tax)

TarifPajak = (pajak.go.id)

- tarif 1 = 10% (Rp50.000.000) = Rp 5.000.000

- tarif 2 = 15% (Rp50.000.000) = Rp 7.500.000

- tarif 3 = 30%(Rp474.830.038) = Rp142.449.011 +

total = Rp154.949.011

maka,

• Profit after tax

profitafter tax =Rp419.881.027

= Rp 2.836/liter

ANALISA KELAYAKAN

1. Percent Return on Investment

ROI = (profit/FCI) * 100 %

Untukindustrial fermentation productdenganlow riskROI = min. 10%

(Aries-Newton)

a. Percent Return on Investment sebelumpajak

Profit sebelumpajak =Rp574.830.038

FCI = Rp3.755.780.296

ROI =15,31%

b. Percent Return on Investment setelahpajak

Profit setelahpajak =Rp419.881.027

ROI = 11,18%


commit to user

E-11

2. Pay Out Time ( POT )

POT = ( FCI / ( Profit + depresiasi ) )

Untukindustriprodukfermentasidenganrisikorendahmax accetable POT = 5

tahun

a. Pay Out timeSebelumpajak

FCI = Rp 3.755.780.296

Depresiasi = Rp 211.766.292

POT =4,8tahun

b. Pay Out timeSetelahpajak

POT = 5,9tahun

3. Break Even Point (BEP)

range BEP antara 40 - 60 %

a. Fixed manufacturing Cost ( Fa ) = Rp286.881.898

b. Variabel Cost ( Va )

- Raw material = Rp 265.550.735

- Packaging + transport = Rp 50.644.266

- Utilitas = Rp 199.396.149

= Rp515.591.150

c. Regulated Cost ( Ra )

- Labor = Rp366.000.000

- Supervisi = Rp66.000.000

- Payroll Overhead = Rp 12.000.000

- Laboratorium = Rp18.300.000

- General Expense = Rp80.000.000

- Maintenance = Rp 37.557.803

= Rp579.857.803

d. Penjualan (Sa)

Total Penjualanprodukselama 1 tahun = Rp1.957.160.888


commit to user

E-12

jadi

BEP = (Fa + 0,3 Ra)/(Sa - Va - 0,7 Ra) x 100 %

=44,5%

4. Shut Down Point ( SDP )

SDP = ((0,3 Ra ) / ( Sa - Va - 0,7 Ra )) x 100 %

= 16,8%

5. Discounted Cash Flow ( DCF )

Future value analysis

Persamaan:

(FC+WC)(1+ i)n = WC+ SV+C((1+ i)n-3+ (1 + i)n-4+ … + (1+ i)0)

Dimana :

- FC = Rp3.755.780.296

- WC = Rp406.037.732

- SV =salvage value = nilaibarangrongsokan

** Salvage Value

Depresiasi =(original value-Salvage value)/service time

Original value = Rp2.117.662.918

Depresiasi = Rp211.766.292

Service time =10th (tabel 7.8 Peter Timmerhouse)

SV = Rp 0

diperkirakanumurpabrik

- n = 12 thn

- C = labasetelahpajak+finance + besarnyadepresiasi

= Rp631.647.318

dilakukan trial harga i untukmemperolehhargakeduasisipersamaansama.


commit to user

Dengantrial and error

( FC + WC )(1 + i )n

WC+SV+C((1+ i )n-3+( 1 + i )

dapatdibuattabelkelayakanekonomi

Parameter Kapasitas

Sa

Ra

Va

Fa

SDP

Grafikkelayakanekonomi

Rp-

Rp500,00

Rp1.000,00

Rp1.500,00

Rp2.000,00

Rp2.500,00

Ha

rga

(d

ala

m j

uta

)

trial and errordiperolehnilai i = 16,51%

1+i =116,51%

=Rp26.044.207.822

+( 1 + i )n-4 +...+ (1+ i)0) = Rp26.044.207.822

selisihpembuatnol = Rp 0

kelayakanekonomi

(%) nilai (rupiah) dalamjuta rupiah

0 Rp - Rp -

100 Rp 1.957.160.888 Rp 1.957,16

0 Rp 460.839.239 Rp 460,84

100 Rp 1.382.330.850 Rp 1.382,33

0 Rp 286.881.898 Rp 286,88

100 Rp 515.591.150 Rp 515,59

0 Rp 286.881.898 Rp 286,88

100 Rp 286.881.898 Rp 286,88

0 Rp 286.881.898 Rp 286,88

100 Rp 2.244.042.786 Rp 2.244,04

Grafikkelayakanekonomi

Rp500,00

Rp1.000,00

Rp1.500,00

Rp2.000,00

Rp2.500,00

0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100

kapasitas produksi %

Ra

Profit

Va

Sa

SDP line

BEPSDP Fa

E-13

Rp26.044.207.822

Rp26.044.207.822

dalamjuta rupiah


commit to user

E-14

Documents

perpustakaantunstactid7 digilibtunstactid7 - eprints.uns.ac.id · perpustakaantunstactid7 digilibtunstactid7 7 7 7 7 7 7 7 7 7 7 7 7 7 7 7 7 7 7 7 commit to user TUGAS AKHIR PRARANCANGAN