Appendix

TBS 100%, 300C Ex. Steam 4,75%,

1100C

Steam 130%, 300C Kondensat 34,51%, 900C

Sterilizer

TBS masak 88%, 1000C

TKKS 31,82%, 900C

Steam 6,67%, 900C

Berondolan 68,18%, 900C

Berondolan terpisah dari biji 900C

Air panas 19,29%, 900C

Ampas presan 41,9%, 500C

Minyak kasar 41,26%, 900C

Steam 1300C

Biji 45%, 500C

Ampas 50%, 400C

Air 6%, 700C

Biji 99,2%, 600C

Air 94%, 300C Cangkang 45%,

300C

Kernel 55%, 300C

Ai r bekas 300C

Kernel

Steam 90%, Air 13,85%,

Lumpur 58,74%,900C

Minyak 41,26%, 900C

Lumpur 0,83% 900C

Minyak 99,17% 800C

Lumpur 70% 900C

Minyak 30% 900C

Kotoran 0,24% 800C Minyak 99,76%

800C

Minyak 96,538% 800C

Air 0,94%, 800C

Stripping

Digester

Pressing

Oil purifier

Hopper

Depericarper

Silo dryer

Nut Cracker

CST

Hidrocyclone

Kernel Dryer

Penampungan Kernel

Boiler

Sludge tank

Sludge Separator

Vacuum dryer

Tangki Timbun

Pengolahan Limbah

Gambar 2.1 Flow Diagram Proses pengolahan Kelapa Sawit

Universitas Sumatera Utara

Tabel LE.10 Data Perhitungan Internal Rate of Return (IRR)

Thn Laba Sebelum Pajak Pajak Laba Sesudah Pajak Depresiasi Net Cash Flow P/F pada i = 22%

PV pada i = 22 % P/F pada i = 23% PV pada i = 23 %

0 - - - - -516,070,347,595 1 -516,070,347,595 1 -516,070,347,5951 136,577,369,302 40,955,710,790 95,621,658,512 3,449,254,232 99,070,912,744 0.8197 81,205,666,184 0.8130 80,545,457,515

2

150,235,106,232 45,051,281,869 105,183,824,363 3,449,254,232 108,633,078,595 0.6719 72,986,481,185 0.6610 71,804,533,409

3

165,258,616,855 49,556,410,056 115,702,206,800 3,449,254,232 119,151,461,032 0.5507 65,617,530,229 0.5374 64,030,079,007

4

181,784,478,541 54,512,051,061 127,272,427,479 3,449,254,232 130,721,681,711 0.4514 59,007,647,906 0.4369 57,111,975,229

5

199,962,926,395 59,963,256,168 139,999,670,227 3,449,254,232 143,448,924,459 0.3700 53,075,994,816 0.3552 50,953,232,276

6

219,959,219,035 65,959,581,784 153,999,637,250 3,449,254,232 157,448,891,482 0.3033 47,750,796,843 0.2888 45,468,323,231

7

241,955,140,938 72,555,539,963 169,399,600,975 3,449,254,232 172,848,855,207 0.2486 42,968,252,630 0.2348 40,581,745,920

8

266,150,655,032 79,811,093,959 186,339,561,073 3,449,254,232 189,788,815,305 0.2038 38,671,584,730 0.1909 36,226,779,137

9

292,765,720,535 87,792,203,355 204,973,517,180 3,449,254,232 208,422,771,412 0.1670 34,810,213,776 0.1552 32,344,404,785

10

322,042,292,589 96,571,423,691 225,470,868,898 3,449,254,232 228,920,123,130 0.1369 31,339,038,223 0.1262 28,882,371,941 11,362,858,926 -8,121,445,144

%58,22IRR

%22%23x144.445.121.8.92611.362.858

.92611.362.858%22IRR


0

100

200

300

400

500

600

0 20 40 60 80 100 120

Kapasitas Produksi (%)

Bia

ya (M

ilyar

Rup

iah)

PenjualanBiaya tetapBiaya VariabelBiaya produksi


0

100

200

300

400

500

600

0 20 40 60 80 100 120

Kapasitas Produksi (%)

Bia

ya (M

ilyar

Rup

iah)

PenjualanBiaya tetapBiaya VariabelBiaya produksi

BEP = 30,39 %

Grafik LE-1.Grafik Break Even Point ( BEP )


NO KODE KETERANGAN NO KODE KETERANGAN 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19

LR-01 S-01 TP-01 HC-01 HT-01 P-05 KA-01 SP-01 DP-01 VS-01 T-01 P-01 T-04 T-02 P-02 T-03 SS-01 OP-01 VD-O1

LOADING RAMP STERILIZER THRESSER HOIST CRANE HOPPER TANKOS POMPA UMPAN BALIK SS DIGESTER SCREW PRESS DEPERICARPER VIBRATING SCREEN BAK RO POMPA CST SLUDGE TANK CONTINOUS SETTLING TANK POMPA UNTUK OIL TANK OIL TANK SLUDGE SEPERATOR OIL PURIFIER VACUUM DRYER

20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 33 34 35 36 37 38

P-04 ST-02 PC-02 FC-01 PD-01 VD-01 P-06 TS-01 NG-01 SC-01 HC-01 NC-01 P-07 T-05 KS-02 B-01 K-03 KU-01 KD-01

POMPA PC STRAINER PRE CLEANER FIBRE CYCLONE POLISHING DRUM VACUUM DRYER POMPA VD-01 SILO BIJI NUT GRADING SCREEN SILO CANGKANG HIDRO CYCLONE SEPERATOR NUT CYCLONE POMPA UNTUK T-05 TANGKI TIMBUN CPO KERNEL SILO POMPA DEPERICARPER TANGKI TIMBUN PKO BOILER KERNEL DRYER


KODE

KETERANGAN

KODE

KETERANGAN

KODE

KETERANGAN

TB-01

LR-01

ST-01

TP-01

HC-01

HT-01

P-05

KA-01

SP-01

DP-01

VS-01

P-03

T-01

P-01

L-02

TIMBANGAN

LOADING RAMP

STERILIZER

THRESSER

HOIST CRANE

HOPPER TANKOS

POMPA UMPAN BALIK SS

DIGESTER

SCREW PRESS

DEPERICARPER

VIBRATING SCREEN

POMPA SLUDGE TANK

BAK RO

POMPA CST

LORI

T-02

P-02

CBC

T-03

SS-01

OP-01

P-04

P-07

ST-02

FC

PC-02

K-03

P-04

T-05

T-04

CONTINOUS SETTLING TANK

POMPA OIL TANK

CAKE BREAKER CONVEYOR

OIL TANK

SLUDGE SEPERATOR

OIL PURIFIER

POMPA PC-01

POMPA T-05

STRAINER

FLOW CONTROL

PRE CLEANER

TANGKI TIMBUN PKO

POMPA T-05

TANGKI TIMBUN CPO

SLUDGE TANK

FC-01

L-03

PD-01

VD-01

P-06

TS-01

NG-01

SC-01

HC-01

LC

NC-01

KS-02

B-01

KU-01

KD-01

FIBRE CYCLONE

LORI

POLISHING DRUM

VACUUM DRYER

POMPA VD-01

SILO BIJI

NUT GRADING SCREEN

SILO CANGKANG

HYDRO CYCLONE

LEVEL CONTROL

NUT CYCLONE

KERNEL SILO

POMPA DEPERICARPER

BOILER

KERNEL DRYER


LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA BAHAN

Kapasitas Pengolahan : 30 ton TBS/jam

Basis perhitungan : 1 jam operasi

Satuan massa : Kilogram (kg)

1. Sterilizer

Tandan buah segar (TBS) dari lori dimasukkan ke dalam rebusan atau

sterilizer. Dalam sterilizer TBS direbus untuk peroses sterilisasi sebelum diproses

menjadi minyak. Temperatur perebusan 1250C – 1350C, lama perebusan 82-90

menit. Kebutuhan steam 27,26%, exause steam 4,75% dan kondensat yang

dibuang 34,51% sedangkan TBS yang masak 88% dari jumlah umpan yang

direbus (PT. Asian Agree, 2006).

Ex.Steam 4,75% TBS 100%

4 1

TBS masak 88% -TBS masak 98,27% -Air 1,73%

2 5

3

Steam 27,26% -Air 100% Sterilizer

Kondensat 34,51% -Minyak 0,55% -Kotoran 2,29% -Air 97,16%

Neraca Massa:

Neraca Massa Bahan Masuk

Alur 1:

1. TBS = 100% x 30.000 kg/jam = 30.000 kg/jam

Alur 2:

1. Air = 27,26% x 30.000 kg/jam = 8.178 kg/jam

LA-1


Neraca Bahan Keluar

Alur 3:

1. Kondensat = 34,51% x 30.000 kg/jam = 10.353 kg/jam

Minyak = 0,55 % x 10.353 kg/jam = 56,942 kg/jam

Air = 97,16% x 10.353 kg/jam = 10.058,975 kg/jam

Kotoran = 2,29% x 10.353 kg/jam = 237,084 kg/jam

Alur 4:

1. Exshaust steam = 4,75% x 30.000 kg/jam = 1.425 kg/jam

Alur 5:

1. TBS hasil rebusan = 88% x 30.000 kg/jam = 26.400 kg/jam

TBS masak = 98,27% x 26.400 kg/jam = 25.943,28 kg/jam

Air = 1,73% x 26.400 kg/jam = 456,72 kg/jam

Tabel LA.1 Neraca Massa pada Sterilizer Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam) Komposisi

Alur 1 Alur 2 Alur 3 Alur 4 Alur 5

Minyak

Air

TBS

TBS masak

Kotoran

Exshaust steam

-

-

30.000

-

-

-

8.178

-

-

-

-

-

56,942

10.058,975

-

-

237,084

-

-

-

-

-

-

1.425

-

456,72

-

25.943,28

-

-

Jumlah 30.000 8.178 10.353 1.425 26.400

Total 38.178 38.178


2. Stripping

TBS masak dari sterilizer diumpankan ke stripper drum untuk

merontokkan buah dari tandannya dengan cara bantingan akibat dari putaran

drum. Putaran stripper drum 33,95 rpm. Persentase tandan kosong 31,82% dan

grondolan buah kelapa sawit 68,18% (PT. Asian Agree, 2006).

-TBS 98,27% -Air 1,73%

5

Tandan kosong 31,82% -Minyak 0,02%

Brondolan Buah kelapa sawit 68,18% -Brondolan 98,44% -Air 1,56%

6 7 Stripping -Jenjangan kosong 99,28% -Brondolan 0,7%

Neraca Massa:


Alur 5:

1. TBS hasil rebusan = 88% x 30.000 kg/jam = 26.400 kg/jam

TBS masak = 98,27% x 26.400 kg/jam = 25.943,28 kg/jam

Air = 1,73% x 25.943,28 kg/jam = 456,72 kg/jam

Neraca Bahan Keluar

Alur 6:

1. Tandan kosong = 31,82% x 26.400 kg/jam = 8.400,48 kg/jam

Minyak = 0,02 % x 8.400,48 kg/jam = 1,680 kg/jam

Jenjangan kosong = 99,28% x 8.400,48 kg/jam = 8.339,997 kg/jam

Brondolan = 0,7% x 8.400,48 kg/jam = 58,803 kg/jam

Alur 7:

1. Brondolan buah kelapa sawit = 68,18% x 26.400 kg/jam = 17.999,52 kg/jam

Brondolan = 98,44% x 17.999,52 kg/jam = 17.718,727 kg/jam

Air = 1,56% x 17.999,52 kg/jam = 280,793 kg/jam


Tabel LA.2 Neraca Massa pada Stripping Masuk kg/jam) Keluar (kg/jam) Komposisi

Alur 5 Alur 6 Alur 7

Minyak

TBS masak

Air

Janjangan kosong

Brondolan

-

25.943,28

456,72

-

-

1,680

-

-

8.339,997

58,803

-

-

280,793

-

17.718,727

Jumlah 26.400 8.400,48 17.999,52

Total 26.400 26.400

3. Digester

Brondolan dari stripping diumpankan ke alat Digester, pada alat ini daging

buah dilepaskan dari bijinya dengan cara di dalam alat pengaduk brondolan

diremas dengan pisau pengaduk berputar sambil dipanaskan pada temperatur 90-

950C. Kebutuhan steam 6,67% dari jumlah umpan.

-Brondolan 98,44% -Air 1,56%

Brondolan terpisah dari biji 106,67%% -Brondolan 92,6% -Air 7,4%

Steam 6,67% -Air 100%

7

9

8 Digester

Neraca Massa:


Alur 7:


Air = 1,56 % x 17.999,52 kg/jam = 280,793 kg/jam

Neraca Bahan Keluar

Alur 8:

1. Air = 6,67% x 17.999,52 kg/jam = 1.200,568 kg/jam


Alur 9:

1. Brondolan terpisah dari biji = 106,67% x 17.999,52 = 19.200,088 kg/jam


Air = 7,4% x 19.200,088 kg/jam = 1.420,807 kg/jam

Tabel LA.3 Neraca Massa pada Digester Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam) Komposisi


Brondolan

Air

Minyak

Serat

17.718,727

280,793

-

-

-

1.200,568

-

-

17.779,281

1.420,807

-

-

Jumlah 17.999,52 1.200,568 19.200,088

Total 19.200,088 19.200,088

4. Pressing

Massa adukan yang berasal dari alat pengadukan, dialirkan ke dalam alat

pengempaan atau pengepresan (SP-01) dengan penambahan air panas 19,29%

dari jumlah massa yang akan dipress. Hasil presan minyak kasar 58,1% dan

ampas presan 41,9%. F9 = 32.000,147 kg/jam-Brondolan 92,6% -Air 7,4%

F11 = 41,9%F9

-Biji 43,79% -Air 1% -Serat 55,21%

F12 = 58,1%F9

-Minyak 41,37% -Air 45,6% -Kotoran 8,21% -FFA = 4,82%

F10 = 19,29%-Air 100%

9

10 11

12

Pressing


Neraca Massa:

Neraca Massa Bahan Masuk:

Alur 9:

1. Brondolan terpisah dari biji = 106,67% x 17.999,52 = 19.200,088 kg/jam


Air = 7,4% x 19.200,088 kg/jam = 1.420,807 kg/jam

Alur 10:

F10 = 19,29% x 19.200,088 kg/jam = 3.703,697 kg/jam

Air = 100% x 3.703,697 kg/jam = 3.703,697 kg/jam

Neraca Massa Bahan Keluar :

Alur 11:

Jumlah umpan yang masuk = F9 + F10 = 19.200,088 kg/jam + 3.703,697 kg/jam

= 22.903,785 kg/jam.

F11 = 41,9% x 22.903,785 kg/jam = 9.596,686 kg/jam.

Biji = 43,79% x 9.596,686 kg/jam = 4.202,389 kg/jam

Air = 1% x 9.596,686 kg/jam = 95,967 kg/jam

Serat = 55,21% x 9.596,686 kg/jam = 5.298,330 kg/jam

Alur 12:

F12 = 58,1% x 22.903,785 kg/jam = 13.307,099 kg/jam.

Minyak = 41,37% x 13.307,099 kg/jam = 5.505,515 kg/jam

Air = 45,60% x 13.307,099 kg/jam = 6.068,037 kg/jam

Kotoran = 8,21% x 13.307,099 kg/jam = 1.092,513 kg/jam

FFA = 4,82% x 13.307,099 kg/jam = 641,402 kg/jam


Tabel LA.4 Neraca Bahan Pada Pressing

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

Komposisi Alur 9 Alur 10 Alur 11 Alur 12

Brondolan

Air

Minyak

Kotoran

Serat

FFA

Biji

17.779,281

1.420,807

-

-

-

-

-

-

3.703,697

-

-

-

-

-

-

95,967

-

-

5.298,330

-

4.202,389

-

6.068,037

5.505,515

1.092,513

-

641,402

-

Jumlah 19.200,008 3.703,693 9.596,686 13.307,099

Total 22.903,785 22.903,785

5.Countinous Settling Tank (CST)

Minyak kasar dari pressan dialirkan ke Continous Settling Tank, pada alat

ini kotoran lumpur (Sludge) dipisahkan dari minyak berdasarkan gaya berat

(gravitasi). Persentase minyak dan lumpur yang dipisahkan 41,26% dan 58,74%

dan diperkirakan minyak yang diumpankan balik dari Sludge separator 21,18%

dari jumlah minyak yang dipisahkan.

F14 = F12 = 22.178,498 kg/jam -Minyak 41,37% -Air 45,6%

-Kotoran 8,21% -FFA = 4,82%

F16 = 41,26%F12

-Minyak 95,5% -Air 0,5% -Kotoran 0,2% -FFA 3,8%

F15 = 58,74%F9

-Minyak 5,9% -Air 6,01% -Kotoran 88,09%

F25 = 21,18%F14

-Minyak 83,35% -Kotoran 1,04% -Air 15,61%

14

25

16

15

CST


Neraca Massa:

Neraca Bahan Masuk:

Alur 14

F14 = 13.307,099 kg/jam.


Air = 45,60% x 13.307,099 kg/jam = 6.068,037 kg/jam


FFA = 4,82% x 13.307,099 kg/jam = 641,402 kg/jam

Alur 25

F25 = 21,18% x 13.307,099 kg/jam = 2.349,173 kg/jam


Kotoran = 1,04% x 2.349,173 kg/jam = 29,312 kg/jam

Air = 15,61% x 2.349,173 kg/jam = 439,959 kg/jam

Neraca Bahan Keluar:

Alur 15

F15 = 58,74% (F25 + F14)

= 58,74% x (2.818,444 + 13.307) = 9.472,143 kg/jam

Minyak = 5,9% x 9.472,143 kg/jam = 558,856 kg/jam

Air = 6,01% x 9.472,143 kg/jam = 569,276 kg/jam


Alur 16

F16 = 41,26% x (F25 + F14)

= 41,26% x (2.818,444 + 13.307,099) = 5.518,693 kg/jam


Air = 0,5% x 5.518,693 kg/jam = 27,593 kg/jam


FFA = 3,8 x 5.518,693 kg/jam = 209,710 kg/jam


Tabel LA.5 Neraca Massa pada Continous Settling Tank

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

Komposisi Alur 14 Alur 25 Alur 15 Alur 16

Minyak

Air

Kotoran

FFA

5.505,515

6.068,037

1092,513

641,402

2.349,173

439,959

29,959

-

558,856

569,276

8.344,011

-

5.270,352

27,593

11,037

209,710

Jumlah 13.307,099 2.818,444 9.472,143 5.518,693

Total 16.125,543 16.125,543

6.Sludge Tank

Lumpur yang masih mengandung minyak dari CST dialirkan ke sludge tank.

Pada alat ini minyak terikut dipisahkan lasgi dari lumpur dengan gaya gravitasi.

Komposisi lumpur dan minyak dalam sludge Tank 0,83% dan 99,17%.

F15 -Minyak 5,9% -Air 6,01% -Kotoran 88,09%

F24 = 99,17% -Minyak 26,35% -Air 70,8% -Kotoran 2,85%

F23 = 0,83% F15 -Air 70% -Kotoran 30%

15

23 24 Sludge Tank

Neraca Massa:

Neraca Bahan Masuk:

Alur 15

F15 = 9.472,143 kg/jam.

Minyak = 5,9% x 9.472,143 kg/jam = 558,856 kg/jam

Air = 6,01% x 9.472,143 kg/jam = 569,276 kg/jam




Alur 23

F23 = 0,83% F19

= 0,83% x 9.472,143 kg/jam = 78,619 kg/jam

Air = 70% x 78,619 kg/jam = 55,033 kg/jam

Kotoran = 30% x 78,619 kg/jam = 23,586 kg/jam

Alur 24

F24 = 99,17% x 9.472,143 kg/jam = 9.393,524 kg/jam


Air = 70,8% x 9.393,524 kg/jam = 6.650,615 kg/jam


Tabel LA.6 Neraca Massa pada Sludge Tank Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)

Komposisi Alur 15 Alur 23 Alur 24

Minyak

Air

Kotoran

558,856

569,278

8.344,811

-

55,033

23,586

2.475,194

6.650,615

267,715

Jumlah 9.472,143 78,619 9.393,524

Total 9.472,143 9.472,143

7. Sludge Separator

Minyak yang dikutip dari Sludge Tank dialirkan ke sludge separator

melalui stainer dan precleaner. Pada sludge separator minyak dipisahkan lagi

dari lumpur pada temperatur 900C. Komposisi minyak dan lumpur yang

dipisahkan 30% dan 70%. F24 = 15.655,875 kg/jam -Minyak 26,35% -Air 70,8% -Kotoran 2,85%

F25 = 30%F24

-Minyak 82,85% -Air 15,11% -Kotoran 2,04%

F26 = 70% F24 -Minyak 0,9% -Air 96% -Kotoran 3,1%

24 26 25 Sludge Separator


Neraca Massa:

Neraca Bahan Masuk:

Alur 24

F24 = 9.393,524 kg/jam


Air = 70,8% x 9.393,524 kg/jam = 6.650,615 kg/jam



Alur 25

F25 = 30% F24

= 30% x 9.393,524 kg/jam = 2.818,057 kg/jam

Minyak 82,85% x 2.818,057 kg/jam = 2.334,760 kg/jam

Air 15,11% x 2.818,057 kg/jam = 425,809 kg/jam

Kotoran 2,04% x 2.818,057 kg/jam = 57,488 kg/jam

Alur 26

F26 = 70% F24

= 70% x 9.393,524 kg/jam = 6.575,467 kg/jam

Minyak 0,9% x 6.575,467 kg/jam = 59,179 kg/jam

Air 96% x 6.575,467 kg/jam = 6.312,448 kg/jam


Tabel LA.7 Neraca Massa pada Sludge Separator Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)


Minyak

Air

Kotoran

2.475,194

6.650,615

267,715

2.334,760

425,809

57,488

59,179

6.312,448

203,840

Jumlah 9.393,524 2.818,057 6.575,467

Total 9.393,524 9.393,524


8. Oil Purifier

Minyak dari oil tank ke oil purifier untuk dipisahkan kotorannya. Komposisi

kotoran yang dipisahkan 0,24% dan minyak yang telah dipisahkan 99,76%.

F16 = 11.088,998 kg/jam -Minyak 95,5% -Air 0,5% -Kotoran 0,2% -FFA 3,8%

F18 = 99,76%F16


F17 = 0,24% F16 -Air 70% -Kotoran 30%

16 17 18 Oil Purifier Neraca Massa:

Neraca Bahan Masuk:

Alur 16

F16 = 5.518,693 kg/jam


Air = 0,5% x 5.518,693 kg/jam = 27,643 kg/jam


FFA = 3,8% x 5.518,693 kg/jam = 210,091 kg/jam


Alur 17

F17 = 0,24% F16

= 0,24% x 5.528,693 kg/jam = 13,269 kg/jam

Air 70% x 13,269 kg/jam = 9,288 kg/jam

Kotoran 30% x 13,269 kg/jam = 3,981 kg/jam

Alur 18

F18 = 99,76% F16

= 99,76% x 5.528,693 kg/jam = 5.515,424 kg/jam




Air 0,47 x 5.528,693 kg/jam = 25,922 kg/jam

FFA 3,68% x 5.528,693 kg/jam = 202,968 kg/jam

Tabel LA.8 Neraca Massa pada Oil Purifier Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)


Minyak

Air

Kotoran

FFA

5.279,902

27,643

11,057

210,091

-

9,288

3,981

-

5.277,158

9,376

25,922

202,968

Jumlah 5.518,693 13,269 5.515,424

Total 5.518,693 5.518,693

9. Vacuum Dryer

Minyak dari oil purifier diumpankan ke vacuum dryer. Pada alat ini

kandungan air pada minyak dihilangkan 0,94%. Selanjutnya minyak dikirimkan

ke tangki timbun CPO.

F20 = F18 – F19


F19 = 0,94% F18 -Air 100%

18

20

F18 = 11.062,384 kg/jam -Minyak 95,68% -Air 0,47% -Kotoran 0,17% -FFA 3,689%

19

Vacuum dryer Neraca Massa:

Neraca Bahan Masuk:

Alur 18

F18 = 5.515,424 kg/jam

Minyak = 95,68 % x 5.515,424 kg/jam = 5.277,158 kg/jam

Air = 0,47% x 5.515,424 kg/jam = 9,376 kg/jam


FFA = 3,68% x 5.515,424 kg/jam = 202,968 kg/jam



Alur 19

F19 = 0,94% x 5.515,424 kg/jam = 51,845 kg/jam

Air 100% x 51,845 kg/jam = 51,845 kg/jam

Alur 20

F20 = F18 – F19 = 5.515,424 – 51,845 = 5.463,579 kg/jam



Air 0,002 x 5.463,579 kg/jam = 0,109 kg/jam

FFA 3,31% x 5.463,579 kg/jam = 180,845 kg/jam

Tabel LA.9 Neraca Massa pada Vacuum dryer Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)


Minyak

Air

Kotoran

FFA

5.277,158

9,376

25,922

202,968

-

-

51,845

-

5.274,430

8,195

0,109

180,845

Jumlah 5.515,424 51,845 5.463,579

Total 5.515,424 5.515,424

10. Depericarper

Ampas yang keluar dari presan dialirkan ke depericarper untuk

memisahkan ampas dan biji. Komposisi ampas 55% dan Biji 45 %.

F22 = 45% F11

-Biji 96,77% -Ampas 1% -Air 2,3%

F21 = 55%% F11 -Ampas 96% -Biji 4%

11

22

F11 = 15.994,477 kg/jam -Biji 43,79% -Air 1% -Serat 55,21%

21

Depericarper


Neraca Massa:

Neraca Bahan Masuk:

Alur 11

F11 = 9.596,686 kg/jam

Biji = 43,79 % x 9.596,686 kg/jam = 4.202,389 kg/jam

Air = 1% x 9.596,686 kg/jam = 95,967 kg/jam

Serat = 55,21% x 9.596,686 kg/jam = 5.298,330 kg/jam


Alur 21

F21 = 55% x 9.596,686 kg/jam = 5.278,177 kg/jam

Ampas 96% x 5.278,177 kg/jam = 5.067,050 kg/jam

Biji 4% x 5.278,177 kg/jam = 211,127 kg/jam

Alur 22

F22 = 45% x 9.596,686 kg/jam = 4.318,509 kg/jam

Biji 96,77% x 4.318,509 kg/jam = 4.175,998 kg/jam

Ampas 1% x 4.318,509 kg/jam = 43,185 kg/jam

Air 2,3% x 4.318,509 kg/jam = 99,326 kg/jam

Tabel LA.10 Neraca Massa pada Depericarper Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)


Ampas

Biji

Air

5.298,330

4.202,389

95,967

6.067,050

211,127

-

43,185

4.175,998

99,326

Jumlah 9.596,686 5.278,177 4.318,509

Total 9.596,686 9.596,686


11. Silo Drayer

Biji dari polshing drum melalui timba biji dimasukkan ke silo biji untuk

diperam selama 18 jam dengan suhu 800C, tengah 700C dan bawah 600C. Pada

silo drayer air diuapkan dari biji 6%.

F24 -Biji 99,2% -Ampas 0,8%

F23 = 6% F22

-Air 100%

22

24 23

F22 = 7.197,515 kg/jam -Biji 96,7% -Ampas 1%% -Air 2,3%

Silo drayer Neraca Massa:

Neraca Bahan Masuk:

Alur 22

F22 = 4.318,509 kg/jam


Ampas = 1% x 4.318,509 kg/jam = 43,185 kg/jam

Air = 2,3% x 4.318,509 kg/jam = 99,326 kg/jam


Alur 23

F23 = 6% x 4.318,509 kg/jam = 259,111 kg/jam

Air 100% x 259,111 kg/jam = 259,111 kg/jam

Alur 24

F24 = F22 – F24 = 4.318,509 – 259,111 = 4.059,398 kg/jam

Biji 99,2% x 4.059,398 kg/jam = 4.026,923 kg/jam

Ampas 0,8% x 4.059,398 kg/jam = 32,475 kg/jam


Tabel LA.11 Neraca Massa pada Silo drayer Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)


Ampas

Biji

Air

43,185

4.175,998

99,326

-

-

259,111

32,475

4.026,923

-

Jumlah 4.318,509 259,111 4.059,398

Total 4.318,509 4.318,509

12. Nut Crackers

Biji kelapa sawit yang telah dikeringkan pada silo drayer diumpankan dari

alur 24 untuk proses pemecahan. Biji kelapa sawit yang telah dipecah memiliki

komposisi produk cangkang 20,94% dan inti (kernel) 79,06%.

24 25 F24

-Biji 99,2% -Ampas 0,8%

Nut Crackers F25

-Biji 99,2% -Ampas 0,8%

Neraca Massa:

Neraca Bahan Masuk:

Alur 22

F24 = 4.059,398 kg/jam


Ampas = 0,8% x 4.059,398 kg/jam = 32,475 kg/jam


Alur 25

F25 = F24 = 4.059,398 kg/jam

Kernel 79,06% x 4.059,398 kg/jam = 3.209,360 kg/jam

Cangkang 20,94% x 4.059,398 kg/jam = 850,038 kg/jam


Tabel LA.12 Neraca Massa pada Nut crackers Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)

Komposisi Alur 24 Alur 25

Ampas

Biji

Cangkang

Kernel

4.026,923

32,475

-

-

-

-

850,038

3.209,360

Jumlah 4.059,398 4.059,398

Total 4.059,398 4.059,398

13. Hidrocyclone

Campuran pecahan yang keluar dari nut crackers dimasukkan ke dalam

hidrocyclone. Didalam hidrocyclone terjadi pemisahan inti dengan cangkang

berdasarkan perbedaan berat jenis (gravitasi). Inti kernel akan naik atas

hidrocyclone sedangkan cangkang akan turun kebagian bawah hidrocyclone.

F27 = F26 -Air 100%

F28 = 45% F25

-Cangkang 99% -Kernel 1%

F29 = 55% F25 -Kernel 86,25% -Air 13,75%

25

26

29

27 28

Hidrocyclone

F25 -Kernel 79,06% -Cangkang 20,94%

F26 = 94% F25 -Air 100%

Neraca Massa:

Neraca Bahan Masuk:

Alur 25

F25 = 4.059,398 kg/jam

Kernel = 79,06 % x 4.059,398 kg/jam = 3.209,360 kg/jam

Cangkang = 20,94% x 4.059,398 kg/jam = 850,038 kg/jam


Alur 26:

F26 = 94% F25 = 94% x 4.059,398 kg/jam = 3.815,834 kg/jam

Air = 100% x 3.815,834 kg/jam = 3.815,834 kg/jam


Alur 27

F27 = F26 = 3.815,834 kg/jam

Air = 3.815,834 kg/jam

Alur 28:

F28 = 45% F25 = 45% x 4.059,398 kg/jam = 1.826,729 kg/jam

Cangkang = 99% x 1.826,729 kg/jam = 1.808,462 kg/jam

Kernel = 1% x 1.826,729 kg/jam = 18,267 kg/jam

Alur 29:

F29 = 55% F25 = 55% x 4.059,398 kg/jam = 2.232,669 kg/jam

Kernel = 86,25% x 2.232,669 kg/jam = 1.925,677 kg/jam

Air = 13,75% x 2.232,669 kg/jam = 306,992 kg/jam

Tabel LA.11 Neraca Bahan pada hidrocyclone Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)

Komposisi Alur 25 Alur 26 Alur 27 Alur 28 Alur 29

Kernel

Cangkang

Air

3.209,360

850,038

-

-

-

3.815,834

-

-

3.815,834

18,267

1.808,462

-

1.925,677

-

306,992

Jumlah 4.059,398 3.815,834 3.815,834 1.826,729 2.232,669

Total 7.875,232 7.875,232

14. Kernel drayer

Inti kernel dari Hidrocyclone diumpankan ke kernel drayer. Pada alat ini

kandungan air pada kernel diuapkan 13,85%. Selanjutnya inti kernel disimpan

di Palm kernel oil.


LA-20

30 31

29

Kernel Drayer F30 = 13,85% F29

Air 100% F31

F29 = 3.271,115 kg/jamKernel 86,25% -Air 13,75%

-Air 0,1% -Kernel 99,9%

Neraca Massa:

Neraca Bahan Masuk:

Alur 29

F29 = 2.232,669 kg/jam

Kernel = 86,25 % x 2.232,669 kg/jam = 1.925,677 kg/jam

Cangkang = 13,75% x 2.232,669 kg/jam = 306,992 kg/jam


Alur 30

F30 = 13,85% F29 = 13,85% x 2.232,669 kg/jam = 309,225 kg/jam

Air = 309,225 kg/jam

Alur 31:

F31 = F29 – F30 = 2.232,669 – 309,225 kg/jam = 1.923,444 kg/jam

Air = 0,1% x 1.923,444 kg/jam = 1,923 kg/jam

Kernel = 99,9% x 1.923,444 kg/jam = 1.921,521 kg/jam

Tabel LA.14 Kernel Drayer

Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam) Komposisi


Kernel

Air

1.925,677

306,992

-

309,225

1.921,521

1,923

Jumlah 2.232,669 309,225 1.923,444

Total 2.232,669 2.232,669


LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Basis Perhitungan : 1 jam operasi

Satuan : kJ

Suhu referensi : 250C = 298 K

Dari Perry (1997), diketahui kapasitas panas (Cp) zat cair untuk ikatan (J/ml K).

Ikatan Cp

-CH3

-CH2-

= CH-

-CO2-

-CH

-COOH

36,82

30,38

21,34

60,67

20,92

79,91

Sehingga diperoleh Cp untuk masing-masing senyawa:

Cp Oktanoat (C8H16O2) = 1 (-CH3) + 6 (-CH2-) + 1 (-COOH)

= 1(36,82) + 6 (30,38) + 1 (79,91)

= 36,82 + 182,28 + 79,91

= 299,01 J/mol K

= 2,076 kJ/kg K

Cp Dektanoat (C10H20O2) = 1 (-CH3) + 8 (-CH2-) + 1 (-COOH)

= 1(36,82) + 8 (30,38) + 1 (79,91)

= 36,82 + 243,04 + 79,91

= 359,77 J/mol K

= 2,091 kJ/kg K

Cp Laurat (C12H24O2) = 1 (-CH3) + 6 (-CH2-) + 1 (-COOH)

= 1(36,82) + 24 (30,38) + 1 (79,91)

LB-1


= 36,82 + 303,8 + 79,91

= 420,53 J/mol K

= 2,102 kJ/kg K

Cp Miristat (C14H28O2) = 1 (-CH3) + 12 (-CH2-) + 1 (-COOH)

= 1(36,82) + 12 (30,38) + 1 (79,91)

= 36,82 + 364,56 + 79,91

= 481,29 J/mol K

= 2,110 kJ/kg K

Cp Palmitat (C16H32O2) = 1 (-CH3) + 14 (-CH2-) + 1 (-COOH)

= 1(36,82) + 14 (30,38) + 1 (79,91)

= 36,82 + 425,32 + 79,91

= 542,05 J/mol K

= 2,117 kJ/kg K

Cp Stearat (C18H36O2) = 1 (-CH3) + 16 (-CH2-) + 1 (-COOH)

= 1(36,82) + 16 (30,38) + 1 (79,91)

= 36,82 + 486,08 + 79,91

= 602,81 J/mol K

= 2,122 kJ/kg K

Cp Oleat (C18H34O2) = 1 (-CH3) + 14 (-CH2-) + 2(=CH-) + 1 (-COOH)

= 1(36,82) + 14 (30,38) + 2 (21,34) + 1 (79,91)

= 36,82 + 425,32 + 42,68 + 79,91

= 584,73 J/mol K

= 2,073 kJ/kg K

Cp Linoleat (C18H34O2) = 1 (-CH3) + 12 (-CH2-) + 4(=CH-) +1 (-COOH)

= 1(36,82) + 12 (30,38) + 4 (21,34) + 1 (79,91)

= 36,82 + 364,56 + 85,36 + 79,91

= 566,65 J/mol K

= 2,023 kJ/kg K


Cp Linolenat (C18H34O2)= 1 (-CH3) + 10 (-CH2-) + 6(=CH-)1 (-COOH)

= 1(36,82) + 10 (30,38) + 6 (21,34) + 1 (79,91)

= 36,82 + 303,8 + 128,04 + 79,91

= 548,57 J/mol K

= 2,770 kJ/kg K

Cp Minyak sawit = Cp Laurat + Cp Miristat + Cp Palmitat + Cp Stearati +

Cp Oleat + Cp Linoleat + Cp Linolenat

= 2,102 + 2,110 + 2,117 + 2,112 + 2,073 + 2,023 + 2,77

= 15,307 kJ/kg K.

Cp Minyak inti sawit = Cp Oktanoat + Cp Dekanoat + Cp Laurat +

Cp Miristat + Cp Palmitat + Cp Stearat + Cp Oleat +

Cp Linoleat + Cp Linolenat.

= 2,076 + 2,091 + 2,102 + 2,110 + 2,117 + 2,122 + 2,073

+ 2,023 + 2,770

= 6,866 kJ/kg.K

Cp Kernel = Cp Minyak inti sawit + Cp abu

= 14,474 + 0,88

= 20,354 kJ/kg.K

Dari Perry (1997), diketahui kapasitas untuk zat padat (J/mol.K)

Atomil elemen E

C

H

O

N

10,89

7,56

13,42

18,74

Sehingga diperoleh Cp untuk masing-masing zat padat adalah :

Cp Sellulosa (C6H10O5) = 6 (C) + 10 (H) + 5 (O)

= 6 (10,89) + 10 (7,56) + 5 (13,42)


= 65,34 + 75,6 + 67,1

= 208,04 j/mol K

= 1,284 kJ/kg.K

Cp Pentosan (C5H8O4) = 5 (C) + 8 (H) + 4 (O)

= 5 (10,89) + 8 (7,56) + 4 (13,42)

= 54,45 + 60,48 + 53,68

= 168,61 J/mol.K

= 1,277 kJ/kg.K

Cp Lignin (C6H12O6) = 6 (C) + 12 (H) + 6 (O)

= 6 (10,89) + 12 (7,56) + 6 (13,42)

= 65,34 + 90,72 + 80,52

= 236,58 J/mol.K

= 1,442 kJ/kg.K

Cp Abu = 0,882 kJ/kg K

Cp Acid Solvent (C2H3O2) = 2 (C) + 3 (H) + 2 (O)

= 2 (10,89) + 3 (7,56) + 2 (13,42)

= 21,78 + 22,68 + 26,84

= 71,3 J/mol.K

= 1,208 kJ/kg.K

Cp Nitrogen (N2) = 2 (N)

= 2 (18,74)

= 37,48 J/mol.K

= 1,338 kJ/kg.K

Cp Air = 4,1774 kJ/kg K ……………………..(Perry, 1997)


Cp Serat (C6H10O5) = 6 (C) + 10 (H) + 5 (O)

= 6 (10,89) + 10 (7,56) + 5 (13,42)

= 65,34 + 75,6 + 67,1

= 208,04 J/mol.K

= 1,284 kJ/kg.K

Cp Cangkang = Cp Selulosa + Cp Pentosan + Cp Lignin + Cp Abu + Cp Acid

Solvent + Cp Nitrogen + Cp air

= 1,284 + 1,277 + 1,442 + 1,0882 + 1,208 + 1,338 + 4,1774

= 11,6084 kJ/kg K

Cp Kelapa Sawit = Cp Minyak Sawit + Cp Minyak inti Sawit + Cp

Cangkang + Cp Serat

= 15,307+19,474+11,6084+1,284

= 47,6734 kJ/kg K

Cp Biji = Cp Kernel + Cp Cangkang

= 20,354 + 11,6084

= 31,9624 kJ/kg K


1. Sterilizer T = 1100C Ex.Steam

T = 300C TBS

T = 1000C TBS Air

2

4 1

5

3

T =1300C Steam

Sterilizer

T = 900C

-Minyak -Kotoran -Air

Panas Masuk :

Alur 1 :

Q = m x Cp x T = 30.000 kg x 47,6734 kJ/kg K x 5 K

= 7.151.010 kJ

Alur 2 :

Q = m x Cp x T = 8.178 kg x 2,176 kJ/kg K x 105 K

= 1.868.509,44 kJ

Total panas masuk = 9.019.519,44 kJ

Panas Keluar :

Alur 3 :

Q = m x Cp x T

Q Minyak = 56,942 kg x 15,307 kJ/kg K x 65 K

= 56.654,728 kJ

Q Air = 10.058,975 kg x 4,2164 kJ/kg K x 65 K

= 2.756.823,042 kJ

Q Kotoran = 237,084 kg x 0,882 kJ/kg K x 65 K

= 13.592,026 kJ

Alur 4 :

Q Ex.Steam = 1.425 kg x 4,1453 kJ/kg K x 85 K

= 502.099,463 kJ

Alur 5 :

Q = m x Cp x T

Q TBS = 25.943,28 kg x 47,6734 kJ/kg K x 75 K

= 92.760.327,36 kJ


Q Air = 456,72 kg x 4,2164 kJ/kg K x 75 K

= 144.428,566 kJ

Total panas keluar = 96.233.925,19 kJ

Panas Masuk + Panas dibutuhkan = Panas Keluar

Panas dibutuhkan = Panas keluar – Panas Masuk

= 96.233.925,19 – 9.019.519,44

= 87.214.405,75 kJ

Entalpi steam pada 270,13 kPa, T ; 1300C = 2.173,6 kJ/kg K (Saturated Steam)

Maka Steam yang dibutuhkan :

m = λ

dQ

= kJ/kg2.173,6

kJ,7587.214.405

= 40.124,405 kg

Tabel LB.1 Neraca massa pada Sterilizer

Panas Masuk (kJ) Panas Keluar (kJ) Kompoisisi


TBS

Minyak

Air

Kotoran

Panas dibutuhkan

Ex.Steam

7.151.010

-

-

-

-

-

-

-

1.868.509,44

-

87.214.405,75

-

-

56.654,728

2.756.823,042

13.592,026

-

-

-

-

-

-

-

502.099,463

92.760.327,36

-

144.428,566

-

-

-

Jumlah 7.151.010 89.082.915,19 2.827.069,796 502.099,463 92.904.755,93

Total 96.233.925,19 96.233.925,19


2. Stripping

T= 900C -Brondolan -Air

T = 900C -Minyak -Jenjangan kosong -Brondolan

5

T=1000C -TBS -Air

6 7 Stripping

Panas Masuk :

Alur 5 :

Q TBS = 25.943,28 kg x 47,6734 kJ/kg K x 75 K

= 92.760.327,36 kJ

Q Air = 456,72 kg x 4,2164 kJ/kg K x 75 K

= 144.428,566 kJ

Total Panas yang masuk = 92.904.755,93 kJ

Panas keluar :

Alur 6 :


= 1.671,524 kJ

Q Janjangan kosong = 8.339,997 kg x 6,2924 kJ/kg K x 65 K

= 3.411.108,813 kJ

Q Berondolan = 58,803 kg x 47,6734 kJ/kg K x 65 K

= 182.217,031 kJ

Alur 7 :

Q Berondolan = 17.718,727 kg x 47,6734 kJ/kg K x 65 K

= 54.906.277,38 kJ

Q Air = 280,793 kg x 0,882 kJ/kg K x 65 K

= 16.097,863 kJ

Total Panas yang Keluar = 58.517.372,61 kJ

Panas masuk = Panas keluar + Panas hilang

Panas hilang = Panas masuk – panas keluar

= 92.904.755,93 – 58.517.372,61 = 34.387.383,32 kJ


Tabel LB.2 Neraca panas pada alat Stripping

Panas Masuk (kJ) Panas keluar (kJ) Kompoisisi


TBS

Minyak

Air

Jenjangan kosong

Brondolan

92.760.327,36

-

-

144.428,566

-

-

1.671,524

-

3.411.108,813

182.217,031

-

-

16.097.863

-

54.906.277,38

Panas hilang - 34.387.383,32

Total 92.904.755,93 92.904.755,93

3. Digester T = 900C

-Brondolan -Air

7

T = 800C -Brondolan -Air

8 T = 900C

-Air 100% 9 Digester

Panas Masuk :

Alur 7:


= 54.906.277,38 kJ

Q Air = 280,793 kg x 0,882 kJ/kg K x 65 K

= 16.097,863 kJ

Alur 8 :

Q Air = 1.200,568 kg x 4,2164 kJ/kg K x 65 K

= 329.034,870 kJ

Total Panas Masuk = 55.251.410,11 kJ


Panas Keluar :

Alur 9 :

Q = m x Cp x T


= 55.093.920,36 kJ

Q Air = 1.420,807 kg x 4,2164 kJ/kg K x 65 K

= 389.394,891 kJ


Panas dibutuhkan = Panas keluar – Panas masuk

= 55.483.315,25 – 55.251.410,11

= 231.905,141 kJ

Entalphi steam pada 93,956 kPa, T 900C = 2.283,3 kJ/kg K (Saturated steam)


m = λ

dQ

= kJ/kg2.283,3

kJ1231.905,14

= 101,566 kg

Tabel LB.3 Neraca panas pada Digester

Panas masuk (kJ) Panas keluar (kJ) Komposisi


Berondolan

Air

Minyak

Serat

Kotoran

54.906.277,38

16.097,863

-

-

-

-

329.034,870

-

-

-

55.093.920,36

389.394,891

-

-

-

Panas dibtuhkan 231.905,141 -

Total 55.483.315,25 55.483.315,25


4. Pressing T = 900C -Brondolan -Air

9

T = 500C -Biji -Air -Serat

T = 500C -Air 100%

11 10

T = 900C

-Minyak -Air

-Kotora n-FFA

12

Pressing

Panas Masuk :

Alur 9 :


= 55.093.920,36 kJ

Q Air = 1.420,807 kg x 4,2164 kJ/kg K x 65 K

= 389.394,891 kJ

Alur 10 :

Q Air = 3.703,697 kg x 4,1840 kJ/kg K x 25 K

= 387.406,706 kJ

Total Panas yang Masuk = 55.870.721,96 kJ

Panas Keluar :

Alur 11 :

Q = m x Cp x T

Q biji = 4.202,389 kg x 31,9324 kJ/kg K x 25 K

= 3.354.809,163 kJ

Q Air = 95,967 kg x 4,2164 kJ/kg K x 25 K

= 10.115,881 kJ

Q Serat = 5.298,330 kg x 1,284 kJ/kg K x 25 K

= 170.076,393 kJ


Alur 12 :


= 5.477.739,677 kJ

Q Air = 6.068,037 kg x 4,2164 kJ/kg K x 65 K

= 1.663.042,628 kJ

Q Kotoran = 1.092,513 kg x 0,882 kJ/kg K x 65 K

= 62.633,770 kJ

FFA = 641,402 kg x 6,866 kJ/kg K x 65 K

= 287.085,121 kJ


Panas hilang = Panas masuk – Panas keluar

= 55.870.721,96 – 11.025.502,63

= 44.845.219,33 kJ

Tabel LB.4 Neraca panas pada Pressing


Alur 9 Alur 10 Alur 11 Alur 12

Berondolan

Air

Biji

Serat

Minyak

Kotoran

FFA

55.093.920,36

389.394,891

-

-

-

-

-

-

387.406,706

-

-

-

-

-

-

10.115,881

3.354.809,163

170.076,393

-

-

-

-

1.663.042,628

-

-

5.477.739,677

62.633,770

287.085,121

Panas hilang - - 44.845.219,33

Total 55.870.721,96 55.870.721,96


5. Continous Settling Tank

T = 900C -Minyak -Air -Kotoran -FFA


T = 900C -Minyak -Air -Kotoran

T = 900C -Minyak -Kotoran -Air

14

16 25

15

CST

Panas Masuk :

Alur 14

Q Minyak = 5.505,515 kg x 15,307 kJ/kg K x 65 K

= 5.477.739,677 kJ


= 62.633,770 kJ

Q Air = 6.068,037 kg x 4,2164 kJ/kg K x 65 K

= 1.663.042,628 kJ

Q FFA = 641,402 kg x 8,866 kJ/kg K x 65 K

= 287.085,121 kJ

Alur 25 :


= 2.337.321,422 kJ


= 1.680,457 kJ

Q Air = 439,959 kg x 4,2164 kJ/kg K x 65 K

= 120.577,803 kJ

Total Panas yang Masuk = 9.950.080,878 kJ


Panas Keluar :

Alur 15 :


= 556.036,572 kJ


= 478.362,151 kJ

Q Air = 569,276 kg x 4,2164 kJ/kg K x 65 K

= 156.019,196 kJ

Alur 16 :

Q Minyak = 5.270,352 kg x 15, kJ/kg K x 65 K

= 5.243.763,074 kJ

Q Air = 27,593 kg x 4,2164 kJ/kg K x 65 K

= 7.562,303 kJ


= 632,751 kJ

Q FFA = 209,710 kg x 6,866 kJ/kg K x 65 K

= 93.591,476 kJ

Total panas yang keluar = 6.535.967,523 kJ


= 9.950.080,878 – 6.535.967,525

= 3.414.113,353 kJ

Tabel LB.5 Neraca massa pada C.S.T


Alur 14 Alur 25 Alur 15 Alur 16

Minyak

Kotoran

Air

FFA

5.477.739,677

62.633,770

1.663.042,628

287.085,121

2.337.321,422

1.680,457

120.577,803

-

556.036,572

478.362,151

156.019,196

-

5.243.763,074

7.562,303

632,751

93.591,476

Jumlah 7.490.501,196 2.459.579,682 1.190.417,919 5.345.549,604

Panas hilang - - - 3.414.113,353

Total 9.950.080,878 9.950.080,878


6. Sludge Tank



T = 900C -Air -Kotoran

15

23 24 Sludge Tank

Panas Masuk :

Alur 15 :


= 556.036,572 kJ


= 478.362,151 kJ

Q Air = 569,276 kg x 4,2164 kJ/kg K x 65 K

= 156.019,196 kJ

Total panas yang masuk = 1.190.417,919 kJ

Panas Keluar :

Alur 23 :

Q Air = 55,033 kg x 4,2164 kJ/kg K x 65 K

= 15.082,267 kJ

Q Kotoran = 23,586 kg x 0,882kJ/kg K x 65 K

= 23,586 kJ

Alur 24 :


= 3.283.608,198 kJ

Q Air = 6.650,615 kg x 4,2164 kJ/kg K x 65 K

= 1.822.707,451 kJ


= 15.348,101 kJ




Panas dibutuhkan = Panas Keluar – Panas Masuk

= 4.317.197,057 – 1.190.417,919

= 3.126.779,138 kJ



m = λ

dQ

= kJ/kg2.283,2

kJ1383.126.779,

= 1.369,472 kg

Tabel LB.6 Neraca Panas pada Sludge Tank

Panas masuk Panas keluar Komposisi


Minyak

Air

Kotoran

556.036,572

156.019,196

478.362,151

-

15.082,674

1.352,185

2.462.706,646

1.822.707,451

15.348,101

Panas dibutuhkan 3.126.779,138 - -

Jumlah 4.317.197,057 16.434,859 4.300.762,198

Total 4.317.197,057 4.317.197,057


7. Sludge Separator




24

26 25 Sludge Separator

Panas Masuk :

Alur 24 :

Q Minyak 2.475,194 kg x 15,307 kJ/kg K x 65 K

= 2.462.706,646 kJ

Q Air = 6.650,615 kg x 4,2164 kJ/kg K x 65 K

= 1.822.707,451 kJ


= 15.348,101 kJ

Total panas yang masuk = 4.300.762,198 kJ

Panas keluar :

Alur 26 :


= 58.880,442 kJ

Q Air = 6.312,448 kg x 4,2164 kJ/kg K x 65 K

= 1.730.027,374 kJ


= 11.686,147 kJ

Alur 25 :


= 3.322.981,136 kJ

Q Air = 425,809 kg x 0,882 kJ/kg K x 65 K

= 24.411,630 kJ


= 15.755,506 kJ


Total Panas yang keluar = 4.163.742,235 kJ


Panas dibutuhkan = Panas keluar – Panas masuk

= 4.300.762,968 – 4.163.742,235

= 137.019,963 kJ

Entalphi steam pada 1 atm, T 900C = 2.283,2 kJ/kg K (Saturated steam)


m = λ

dQ

= kJ/kg2.283,2

kJ963,019.137 = 60,012 kg

Tabel LB.7 Neraca Panas pada Sludge Separator

Panas masuk (kJ) Panas Keluar (kJ) Komposisi


Minyak

Air

Abu

2.462.706,646

1.822.707,451

15.348,101

2.322.981,136

24.411,630

15.755,506

58.880,442

1.730.027,374

11.686,147

Panas dibutuhkan 137.019,963 - -

Jumlah 4.300.762,198 2.363.148,272 1.800.593,963

Total 4.300.762,198 4.300.762,198

8. Oil Purifier


16 T = 800C

-Minyak -Air -Kotoran -FFA

T = 800C -Air -Kotoran

17 18 Oil Purifier

Panas Masuk :

Alur 16 :



= 5.243.763,074 kJ

Q Air = 27,593 kg x 4,2164 kJ/kg K x 65 K

= 7.562,303 kJ


= 632,751 kJ

Q FFA = 209,710 kg x 6,866 kJ/kg K x 65 K

= 93.591,476 kJ

Total panas masuk = 5.345.549,604 kJ

Panas Keluar :

Alur 17 :

Q Air = 9,288 kg x 4,2164 kJ/kg K x 65 K

= 2.545,525 kJ


= 228,230 kJ

Alur 18 :


= 4.442.760,163 kJ


= 454,830 kJ

Q Air = 25,922 kg x 4,2164 kJ/kg K x 55 K

= 6.011,364 kJ

Q FFA = 202,968 kg x 6,866 kJ/kg K x 55 K

= 76.646,806 kJ



= 5.345.549,604 – 4.528.646,918

= 816.902,686 kJ


Tabel LB.8 Neraca Panas pada Oil Purifier

Panas Masuk (kJ) Panas Keluar (kJ) Komposisi


Minyak

Kotoran

Air

FFA

5.243.763,076

632,751

7.562,303

93.591,476

-

2.545,525

228,230

-

4.442.760,163

454,830

6.011,364

76.646,806

Panas hilang - 816.902,686

Total 5.345.549,604 5.345.549,604

9. Vacuum Drayer


T = 800C -Air 100%

18

20


19

Vacuum dryer

Alur 18 :


= 4.442.760,163 kJ

Q Kotoran = 9,376 kg x 4,2164 J/kg K x 55 K

= 454,830 kJ

Q Air = 25,922 kg x 4,2164 kJ/kg K x 55 K

= 6.011,364 kJ

Q FFA = 202,968 kg x 6,866 kJ/kg K x 55 K

= 4.528.646,918 kJ

Panas Keluar :

Alur 19 :

Q Air = 51,845 kg x 4,1774 kJ/kg K x 55 K

= 11.911,752 kJ


Panas penguapan air dihitung dengan korelasi Watson :

0,38

11

12

1

2

Tr1

Tr1

ΔH

ΔH

Tr1 = 3,647

27380 = 0,545

Tr2 = 3,647

27380 = 0,545

H1 = Panas penguapan pada titik didih air = 2676 kJ/kg

Hv12 = 2676 x 38,0

576,01

545,01

= 2748,7257 kJ/kg

Panas penguapan = m x Hv

= 51,845 x 2748,7257 kJ = 142.507,684 kJ

Alur 20 :


= 4.440.463,501 kJ


= 397,539 kJ

Q Air = 0,109 kg x 4,1774 kJ/kg K x 55 K

= 25,044 kJ

Q FFA = 180,845 kg x 6,866 kJ/kg K x 55 K

= 68.292,497 kJ

Panas Masuk + Panas dibutuhkan = Panas keluar + Panas penguapan

8.977.873,275 + Panas dibutuhkan = 4.521.090,333 + 142.507,684

Panas dibutuhkan = 4.314.275,258 kJ



m = λ

dQ

= kJ/kg2.283,2

kJ2584.314.275,

= 1889,574 kg


Tabel LB.9 Neraca Panas pada Vacuum drayer Panas masuk (kJ) Panas keluar (kJ) Komposisi


Minyak

Kotoran

Air

FFA

Panas Penguapan

4.442.760,163

454,830

6.011,364

4.528.646,918

-

-

-

11.911,752

-

142.507,684

4.440.463,501

397,539

25,044

68.292,497

-

Panas dibutuhkan 4.314.275,258 - -

Jumlah 4.663.598,017 154.419,436 4.509.178,581

Total 4.663.598,017 4.663.598,017

10. Depericarper

T = 500C -Biji -Ampas -Air

T = 400C -Ampas -Biji

11

22

T = 500C -Biji -Air -Serat

21

Depericarper

Panas masuk :

Alur 11 :

Q Serat = 5.298,330 kg x 1,284 kJ/kg K x 25 K

= 170.076,393 kJ

Q Biji = 4.202,389 kg x 31,9624 kJ/kg K x 25 K

= 3.357.960,954 kJ

Q Air = 95,967 kg x 4,1840 kJ/kg K x 25 K

= 10.038,148 kJ

Total Panas masuk = 3.538.075,495 kJ

Panas Keluar :

Alur 21 :

Q Abu = 5.067,050 kg x 0,882 kJ/kg K x 15 K


= 67.037,072 kJ

Q Biji = 211,127 kg x 11,684 kJ/kg K x 15 K

= 37.002,118 kJ

Alur 22 :


= 3.336.872,962 kJ

Q Abu = 43,185 kg x 0,882 kJ/kg K x 25 K

= 952,229 kJ

Q Air = 99,326 kg x 4,1840 kJ/kg K x 25 K

= 10.389,450 kJ

Total Panas Keluar = 3.452.253,831 kJ

Panas Masuk = Panas Keluar + Panas hilang

3.538.075,495 = 3.452.253,831 + Panas Hilang

Panas Hilang = 85.821,664 kJ

Tabel LB.10 Neraca Panas pada Depericarper

Panas Masuk (kJ) Panas keluar (kJ) Komposisi


Serat

Biji

Air

Cangkang

170.076,393

3.357.960,954

10.038,148

-

67.037,072

37.002,118

-

-

952,229

3.336.872,962

10.389,450

-

Jumlah 3.538.075,495 104.039,19 3.348.214,641


Total 3.538.075,495 3.538.075,495


11. Silo Drayer

T = 600C -Biji -Ampas

T = 700C -Air

22

T = 500C -Biji -Ampas -Air

23 24 Silo drayer

T = 900C

Panas Masuk :

Alur 22 :


= 3.336.872,962 kJ

Q Abu = 43,185 kg x 0,882 kJ/kg K x 25 K

= 952,229 kJ

Q Air = 99,326 kg x 4,1840 kJ/kg K x 25 K

= 10.389,450 kJ


Panas keluar :

Alur 24 :


= 4.504.854,329 kJ

Q Abu = 32,475 kg x 0,882 kJ/kg K x 35 K

= 1.002,503 kJ

Alur 23 :

Q Air = 259,111 kg x 4,1977 kJ/kg K x 45 K

= 48.968,481 kJ




0,38

11

12

1

2

Tr1

Tr1

ΔH

ΔH

Tr1 = 3,647

27380 = 0,545

Tr2 = 3,647

27380 = 0,545


Hv12 = 2676 x 38,0

576,01

545,01

= 2748,7257 kJ/kg


= 259,111 x 2748 kJ

= 712037,028 kJ

Panas masuk + Panas dibutuhkan = Panas keluar + Panas pengupan

3.348.214,641 + Panas dibutuhkan = 4.554.825,313 + 712.037,028


Entalphi steam pada 70,11kPa, T 900C = 2.283,2 kJ/kg K (Saturated steam)


m = λ

dQ=

kJ/kg2.283,2

kJ71.918.647, = 840,333 kg

Tabel LB.11 Neraca panas pada Silo Drayer Panas masuk (kJ) Panas Keluar (kJ) Komponen


Biji

Abu

Air

Panas Penguapan

Panas dibutuhkan

3.336.872,962

952,229

10.389,450

-

1.918.647,7

-

-

48.968,481

712.037,028

-

4.504.854,329

1.002,503

-

-

-

Jumlah 5.266.862,341 761.005,509 4.505.856,313

Total 5.266.862,341 5.266.862,341


12. Nut Crackers

24 25

T = 600C -Biji -Ampas

Nut Crackers T = 600C -Biji -Ampas

Panas masuk :

Alur 24 :


= 4.504.854,329 kJ

Q Abu = 32,475 kg x 0,882 kJ/kg K x 35 K

= 1.002,503 kJ


Panas Keluar :

Alur 25 :

Q Kernel = 3.209,36 kg x 20,354 kJ/kg K x 35 K

= 2.286.315,97 kJ

Q Cangkang = 850,038 kg x 11,6084 kJ/kg K x 35 K

= 345.365,339 kJ



Panas hilang = 4.505.856,832 – 2.631.681,309 = 1.874.175,523 kJ

Tabel LB.12 Neraca Panas pada Nut Cracker Panas Masuk (kJ) Panas keluar (kJ) Komposisi

Alur 24 Alur 25

Biji

Kernel

Abu

Cangkang

Panas hilang

4.504.854,329

-

1.002,503

-

-

-

2.286.315,97

-

345.365,339

1.874.175,523

Total 4.505.856,832 4.505.856,832


13. Hidrocyclone

T = 300C -Air

T = 300C -Cangkang -Kernel

T = 360C -Kernel -Air

25

26

29

27 28

T = 28,50C -Kernel -Cangkang

T = 300C -Air

Hidrocyclone

Panas masuk :

Alur 25 :


= 326.616,567 kJ


= 49.337,905 kJ

Alur 26 :

Q Air = 3.815,834 kg x 4,1774 kJ/kg K x 5 K

= 79.701,325 kJ

Total Panas masuk = 455.655,797 kJ

Panas keluar :

Alur 27 :

Q Air = 18,267 kg x 4,1774 kJ/kg K x 5 K

= 1.859,033 kJ

Alur 28 :

Q Kernel = 18,267 kg x 20,354 kJ/kg K x 5 K

= 1859,033 kJ


= 104.966,751 kJ

Alur 29 :

Q Kernel = 1925,677 kg x 20,354 kJ/kg K x 5 K

= 195.976,148 kJ

Q Air = 306,992 kg x 4,1774 kJ/kg K x 5 K

= 6.412,142 kJ


Total Panas keluar = 388.915,399 kJ

Panas masuk = Panas keluar + panas hilang


= 455.655,797 – 388.915,399

= 66.740,398 kJ

Tabel LB.13 Neraca Panas pada Hidrocyclone



Kernel

Cangkang

Air

326.616,567

49.337,905

-

-

-

79.701,325

1.859,033

104.966,751

-

195.976,148

-

6.412,142

-

-

79.701,325

Jumlah 2.631.681,309 79.701,325 106.825,784 202.388,29 79.701,325


Total 455.655,797 455.655,797

15. Kernel Drayer

30 31

29

900C

Kernel Drayer T = 600C Air

T = 600C -Air

T = 300C Kernel -Air

-Kernel

Panas masuk :

Alur 29 :


= 195.976,148 kJ

Q Air = 306,992 kg x 4,1774 kJ/kg K x 5 K

= 6.412,142 kJ

Panas keluar :

Alur 30 :

Q Air = 309,225 kg x 4,1774 kJ/kg K x 35 K


= 45.211,478 kJ

Total Panas Keluar = 45.211,478 kJ


0,38

11

12

1

2

Tr1

Tr1

ΔH

ΔH

Tr1 = 3,647

27380 = 0,545

Tr2 = 3,647

27380 = 0,545


Hv12 = 2676 x 38,0

576,01

545,01

= 2748,7257 kJ/kg


= 309,225 x 2748 kJ

= 849.750,3

Alur 31 :


= 1.370.242,271 kJ

Panas masuk + Panas dibutuhkan = Panas keluar + Panas penguapan

202.388,29 + Panas dibutuhkan = 1.415.453,749 + 849.750,3




m = λ

dQ =

kJ/kg2.283,2

kJ73,815.062.2

= 903,475 kg


LB-30

Tabel LB.14 Neraca Panas pada Kernel Drayer



Kernel

Air

Panas penguapan

Panas dibutuhkan

195.976,148

6.412,142

-

2.062.815,73

-

45.211,478

849.750,3

-

1.370.242,271

-

-

-

Jumlah 2.265.204,049 894.961,778 1.370.242,271

Total 2.265.204,049 2.265.204,049


LAMPIRAN C

PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

1. Penimbunan Buah (Loading Ramp)

Fungsi : Tempat penimbunan sementara dan untuk mempermudah pemuatan

TBS ke dalam lori.

Jumlah pintu = 13 pintu

Kemiringan lantai = 250

Kapasitas loading ramp = 13 x 15 ton/pintu = 195 ton = 195 m3

Volume 1 pintu = up

m

int13

195 3

= 15 m3/pintu

Faktor keamanan = 20%

Volume loading ramp = 1,2 x 15 m3 = 18 m3

Direncanakan : ~ Panjang = 250 cm

~ Lebar = 220 cm

~ Jarak antar sekat = 45 cm

~ Tebal = 3 cm

Spesifikasi penggerak loading ramp :

~ Merk : Electrim

~ Daya : 5,5 Hp

~ Voltase : 380 Volt

2. Lori Rebusan

Fungsi : Sebagai wadah penampungan TBS yang dapat ditransportasikan dari

Loading Ramp sampai ke Sterilizer.

Bahan konstruksi : Carbon Steel

Berat Lori kosong = 750 kg

Rata-rata isian lori = 2,5 ton/lori

Jumlah lori = ton/lori2,5

ton30= 12 lori

Direncanakan panjang lori : diameter (Hs : D) = 2 : 1

LC-1


Vl = 2

4D

Hs = 2

4D

Hs

D1

2= 3

2

1D

2,5 m3 = 3

2

1D

D = 3

1

14,3

)25,2(

x = 1,1677 m = 3,8301 ft

Hs = 2 x 3,8301 ft = 2,3354 m = 7,6624

3. Sterilizer

Fungsi : Untuk memasak tandan buah segar (TBS)

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283

Ukuran tangki :

Kebutuhan kelapa sawit = 30.000 kg/jam

Siklus perebusan = 110 menit

Rata-rata isian lori = 2500 kg

Kapasitas rebusan = 8 lori

Jumlah ketel rebusan = Lori8

Rebusan1KetelxLori12 = 1,5 buah = 2 buah

Densitas () = 1340 kg/m3 = 83,482 lbm/ft3

Kapasitas ketel rebusan per jam :

= 8 lori x 2500 kg/lori x 2 buah x menit110

menit60

= 21.818,182 kg

= 21,82 ton = 21,82 m3

Faktor keamanan = 20 %

Volume (Vt) = 1,2 x 21,82 m

Direncanakan : Tinggi silinder : Diameter (Hs : D) = 14 : 1

Tinggi head : diameter (Hh : D) = 1 : 2

Vs = HsD4

π 2 =

D1

14D

4

π 2 = 3D4

14π

Vh = HsD4

π 2 =

D2

1D

4

π 2 = 3D8

π


Vt = Vs + Vh = 3D4

14π+ 3D

8

π= 3D

24

115π

D = 3

1

115π

Vtx24

= 1,203 m = 3,947 ft

Hs = 14 D = 14 (1,203) = 16,842 m = 53,979 ft

Hh = ½ D = ½ (1,203) = 0,602 m = 1,975 ft

Panjang tangki = Hs + Hh = 16,842 + 0,602 = 17,444 m = 57,234 ft

Tebal dinding Tangki :

Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-283, Dari Tabel 13.1,

Brownell & Young 1979, diperoleh data :

Allowable working stress (s) = 12650 psi

Effesiensi sambungan (E) = 0,8

Corrosion allowance = 0,125 in

Tekanan hidrostatik (pH) = 144

1)ρ(Hs =

144

4820,83)1979,57(

Tekanan operasi = 14,696 + Ph = 14,696 + 30,714 = 45,41 psi


Faktor kelongaran = 5%

Tekanan desain = 1,05 x 45,41 = 47,681 psi

Tebal dinding selinder tangki :

Ts = CA0,6PSE

PR

= 125,0)9430,626,0()8,0)(12650(

122

947,3)9430,62(

xpsi

psi

= 0,523 in

4. Alat Pengangkat (Housting Crane)

Fungsi : Untuk mengangkut lori rebusan yang berisi buah ke thresser.

Bahan konstruksi = Stainless steel

Jumlah = 4 unit

Panjang rantai = 6 m

Kapasitas = 5 ton


5. Bak Threser

Fungsi : Untuk menampung buah masak dari sterilizer.

Bahan konstruksi : Stainless steel

Jumlah : 2 buah

Panjang = 500 cm

Lebar = 300 cm

Tinggi = 250 cm

Volume bak = P x L x T

= 500 x 300 x 250

= 37500000 cm3 = 37,5 m3

Volume total = 37,5 m3 x 2 = 75 m3

6. Penebahan (Threser)

Fungsi : Untuk menampung buah melepaskan /memisahkan buah dari

tandan.

Bahan konstruksi : Stainles steel

Direncanakan menggunakan :

Diameter drum = 230 cm

Diameter as drum = 10 cm

Kecepatan putar drum = 23 rpm

Voltase = 380 volt /21 Ampere

Jumlah = 5 buah

Rata-rata isian threser = 250 ton/jam

Kapasitas threser = 4 x 20 ton/jam = 80 ton/jam.

7. Digester

Fungsi : untuk menghancurkan bagian daging buah sehingga diperoleh

cake dan biji.

Bahan konstruksi : Stainless steel

Bentuk : Silinder tegak

Volume digester = 3,4 m3 (3,4 ton berondolan)

Waktu tinggal dalam digester = 25 menit


Material balance berondolan = 67 %

Isian digester minimal ¾ bagian = 4

3x 3,4 ton x

67

100x

25

65

= 9,134 ton

Kapasitas pressan/jam pressan = 5 x 9,134 ton = 45,67 ton

Faktor kelonggaran = 20%

Daya pada skala laboratorium (P) = 22,26Hp …..(Perry, 1984)

Daya penghancur (P) = (0,7 (L-1)) x Vt x (0,5D) x P

Dipilih kapasitas 9 ton/24 jam (Perry, 1984), sehingga diperoleh :

Diameter = 2 ft

Panjang = 3 ft

P = (0,7 (2-1)) x 10,9608 x (0,53) 2 x 22,26

= 47,251 kW

= 47,251 x 1,341020 = 63,3645 Hp

8. Screw Press

Fungsi : untuk memisahkan minyak dari ampas dari biji.

Didesain dengan :

Kapasitas = 20-24 ton/jam

Panjang = 974 cm

Lebar = 294 cm

Diameter ulir = 536 mm

Panjang ulir = 1940 mm

Putaran ulir = 20-28 rpm

Spesifikasi :

Merk : Mansemann Atos Rexhorth

Tekanan kerja : 120 barr

Elektromotor :

Type : TEFC

Daya : 30 Hp

Voltase : 38 Volt


9. Vibrating Screen

Fungsi : Untuk memisahkan atau menyaring minyak dan serat yang

terdapat pada minyak kasar.

Laju alir (F) = 13.307,099 kg/jam

Ukuran bahan = 30 mesh

Dimensi dibuka (a) = 1,5 in = 0,125 ft

Ukuran tebal = 0,2 in = 0,016 ft

Kapasitas unit (Cu) = 4

Faktor luas buka, Foa = 100 x 2

da

a……….(Perry, 1984)

= 100 x 2

016,0125,0

125,0

= 78,5926

Faktor luas lubang (Fs) = 1 ……………….(Perry, 1984)

Kapasitas = 0,4 x FsxFoaxCu

F

= 0,4 x 0,1x5926,78x4

13.307,099

= 16,932 ton/jam

10. Bak R.O

Fungsi : Untuk menampung minyak kasar yang keluar dari screening.

Bentuk : silinder tegak dengan alas dan tutup datar.

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-53, Grade C 13

Data :

Kondisi penyimpanan = 800C

Laju alir = 13.307,099 kg/jam

Faktor kemanan = 20%

Perhitungan :

Volume minyak

Vm = 3kg/m916

kg/jam099,307.13= 14,527 m3


Volume tangki = Vt = 1,2 x 14,527 m3 = 17,432 m3

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder (D : H) = 4 : 3

V = 4

1D2H

17,432 = 4

1D2

D4

3= 3πD

16

3

D = 3,094 m = 10,151 ft

H = 2,321 m = 7,615 ft

Tebal Dinding Tangki :

Direncananakan digunakan bahan konstruksi Carbon steel SA-53, Grade

C, Dari Brownelll & Young 1979, diperoleh data :


Effisiensi sambungan (E) = 0,8

Corrosion allowance = 0,125 ft

Tekanan Hidrostatis (Ph) = 144

1)ρ(Hs =

144

068,57)1615,7(

= 2,622


Faktor kelonggaran = 5 %

Tekanan operasi = 14,696 + 2,622 = 17,318 psi


Tebal dinding silinder tangki :

t = CA0,6PSE

PR

= )184,18x(0,6psi)(0,8)(12750

122

10,151psi)(18,184

+ 0,125

= 0,234 in

11. Pompa Bak R.O

Fungsi : Memompakan minyak kasar ke Countinous Settling Tank (C.S.T)

Jenis : Sentrifugal pump

Bahan konstruksi : Commercial steel


Kondisi operasi : 800C

Data :

Densitas cairan () = 870,6 kg/m3 = 54,2383 lbm/ft3………..(Perry, 1997)

Viskositas () = 20 cP = 0,0145 lbm/ft.dtk …………(Kirk Othmer, 1967)

Laju alir massa (F) = 13.307,099 kg/jam = 8,150 lbm/det

Laju alir volume (Q) = ρ

F =

3lbm/ft54,2383

lbm/det8,15 = 0,150 ft3/det

Diameter optimum, De = 3,9 x Q0,45 x 0,13…………(Timmerhaus, 1980)

= 3,9 x (0,150)0,45 x (0,0145)0,13

= 0,958 in

Digunakan pipa dengan spesifikasi:

Ukuran pipa nominal = 2 in

Schedul pipa = 80

Diameter dalam (ID) = 1,939 in = 0,1616 ft

Diameter luar (OD) = 2,375 in = 0,1979 ft

Luas penampang (a1) = 0,02050 ft2

Bahan konstruksi = comercial steel

Kecepatan linier, v = ft/det317,7ft0,02050

/detft 0,15

a

Q2

3

1

Bilangan Reynold, NRE =

Dv

= 0,0145

ft)1616ft/det)(0,)(7,317lbm/ft(54,2383 3

NRE = 4.422,955

Instalasi pipa:

Panjang pipa lurus L1 = 20 ft

2 buah gate fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980)

L2 = 1 x 13 x 0,1616 ft = 4,2016 ft

2 buah standart elbow 900 (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust,1980)

L3 = 3 x 30 x 0,1616 ft = 9,696 ft

1 buah inward protecting pipe intrance (k = 0,78, Appendix C-2c dan C-

2d, Foust, 1980)


L4 = 8,5 ft

1 buah protecting pipe exit (k = 1 Appendix C-2c dan C-2d, Foust, 1980)

L5 = 8,5 ft

Panjang pipa total (L) = 20 + 4,2016 + 9,696 + 8,5 + 8,5 = 50,8976 ft

Faktor gesekan,

F = 1616)2(32,2)(0,

(50,8976),317)(0,0095)(7

2gcD

ΣLfv 22

= 2,487 ft lbf/lbm

Tinggi pemompaan, z = 15 ft

Static head, z.gc

g = 15 ft.lbf/lbm

Velocity head, 2gc

Δv2

= 0

Pressure head, ρ

ΔP= 0

Ws = z.gc

g+

2gc

Δv2

+ρ

ΔP + F

= 15 + 0 + 0 + 2,487 = 17,487 ft.lbf/lbm

Tenaga pompa, P = 550

Ws.Q.ρ=

550

)487,17)(15,0)(2383,54(= 0,259 Hp

Untuk efesiensi pompa 80%, maka:

Tenaga pompa yang dibutuhkan = Hp0,3230,8

0,259

12. CST (Countinous Settling Tank)

Fungsi : Untuk memisahkan minyak dari endapan.

Bentuk : Silinder tegak dengan tutup ellipsoidal.

Jumlah : 2 unit

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283, Grade C


Komponen Massa (Kg) Densitas (kg/m3) Volume (m3)

Minyak 7.854,688 912 8,613

Kotoran 1081,361 1542 0,701

Air 6.097,349 995,647 6,124

FFA 641,402 905 0,709

Total 16.125,543 - 16,147

campuran = 147,16

543,125.16= 998,671 kg/m3 = 62,347 lb/ft3

Volume minyak kasar = 3647,177819,913

543,125.16m

m


Volume tangki = 1,2 x 17,647 = 21,176 m3


Tinggi head : Diameter (Hh : D) = 1 : 4

Sehingga :

Vs = HsD 2

4

=

DD3

4

42

= 3

4D

Vh = HhD 2

4

=

DD4

1

42

= 3

16D

Vt = Vs + Vh = 3

4D

+ 3

16D

=

48

19 3D

D = 3

1

19

48

Vtx

= 2,573 m = 8,442 ft

Hs = D3

4 = )573,2(

3

4 = 3,431 m = 11,257 ft

Hh = D4

1 = )573,2(

4

1= 0,643 m = 2,110 ft

Tinggi tangki = Hs + Ht = 3,431 + 0,643 = 4,074 m = 13,367 ft

Tebal dinding tangki :

Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon steel SA-53, Grade C, Dari

Tabel 13.1, Broenell & Young 1979, diperoleh data :






1)ρ(Hs =

144

068,57)1367,13(

= 4,901 psi






t = CA0,6PSE

PR

= 20,577)x(0,6psi)(0,8)(12750

122

8,422psi)(20,577

= 0,227 in

13. Oil Tank

Fungsi : Untuk menampung minyak yang bebas sludge dari tangki

pemisah.

Bentuk : Silinder tegak dengan alasellipsoidal.

Jumlah : 1 unit

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283, Grade C.


Minyak 5.270,352 912 5,779

Kotoran 11,037 1542 0,007

Air 27,593 995,647 0,028

FFA 209,710 905 0,232

Total 5.518,693 - 6,046

campuran = 955,9

693,518.5= 912,784 kg/m3 = 56,985 lb/ft3



693,518.5m

m


Volume tangki = 1,2 x 9,944 = 11,933 m3



Sehingga :

Vs = HsD 2

4

=

DD3

4

42

= 3

4D

Vh = HhD 2

4

=

DD4

1

42

= 3

16D

Vt = Vs + Vh = 3

4D

+ 3

16D

=

48

19 3D

D = 3

1

19

48

Vtx

= 1,753 m = 5,752 ft

Hs = D3

4 = )753,1(

3

4 = 2,337 m = 7,668 ft

Hh = D4

1 = )753,1(

4

1= 0,438 m = 1,437 ft









1)ρ(Hs =

144

068,57)1105,9(

= 3,212 psi







t = CA0,6PSE

PR

= 18,803)x(0,6psi)(0,8)(12750

122

6,039psi)(18,803

+ 0,125

= 0,192 in

14. Sludge Tank

Fungsi : Untuk menampung sludge hasil pemisahan tangki pemisah yang

mengandung minyak..

Bentuk : Silinder tegak dengan alas ellipsoidal.

Jumlah : 1 unit

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283, Grade C.


Minyak 558,856 912 0,613

Kotoran 8.344,811 1542 5,412

Air 569,278 995,647 0,572

Total 9.472,143 - 6,597

campuran = 597,6

143,472.9= 1.435,826 kg/m3 = 89,638 lb/ft3


143,472.9m

m


Volume tangki = 1,2 x 10,366 = 12,439 m3



Sehingga :

Vs = HsD 2

4

=

DD3

4

42

= 3

4D


Vh = HhD 2

4

=

DD4

1

42

= 3

16D

Vt = Vs + Vh = 3

4D

+ 3

16D

=

48

19 3D

D = 3

1

19

48

Vtx

= 2,155 m = 7,071 ft

Hs = D3

4 = )155,2(

3

4 = 2,873 m = 9,426 ft

Hh = D4

1 = )155,2(

4

1= 0,539 m = 1,768 ft




Tabel 13.1, Brownell & Young 1979, diperoleh data :





1)ρ(Hs =

144

0306,63)1426,9(

= 3,339 psi






t = CA0,6PSE

PR

= )937,18x(0,6psi)(0,8)(12750

122

10,366psi)(18,937

= 0,241 in


15. Sludge Separator

Fungsi : Untuk memisahkan minyak dengan lumpur yang berasal dari sludge tank.

Jenis : Alfa-Laval Separator

Diirencanakan menggunakan 2 buah Alfa-Laval Seperator dengan kapasitas 16

ton/jam.

16. Oil Purifier

Fungsi : Untuk memurnikan minyak yang berasal dari oil tank.

Jenis : Alfa-Laval Separator

Direncanakan menggunakan 2 buah Alva-Laval Separator dengan kapasitas 9

ton/jam.

17. Vacuum Drayer

Fungsi : Untuk mengeringkan minyak yang keluar dari oil purifier.

Jenis : Single fluid pneumatic nozzles spray drayer dengan sistem vacuum.

Jumlah : 1 unit

Suhu umpan masuk (t1) = 700C = 1580F

Suhu umpan masuk (t2) = 750C = 1670F

Suhu umpan masuk (T1) = 800C = 1760F

Suhu umpan masuk (T2) = 800C = 1760F

Fluid Panas Kondisi Fluid dingin Selisih

T1 = 176 0F Temperatur yang lebih tinggi t1 = 1670F t = 90F

T2 = 1760F Tempertaur yang lebih tinggi t2 = 1580F t = 90F

LMTD =

1

2

12

lnt

t

tt=

)8

19(ln

)918( = 12,9851 0F

Diameter rata-rata tetesan (drop) yang keluar nozzle :

ve = 3

500

p……………………………………..(pers 12.66, Perry, 1997)

Dari Heater, p = 10 psi = 10 lbf/in2

Xve = 3 10

500= 232,0794 m


Diameter maksimum tetesan yang keluar nozzel :

Xm = 3 Xve ………………………………….(Pers. 12.33 Perry, 1997)

= 3 x 232,0794 m

= 696,2382 m = 0,0023 ft

Volume chamber :

Q = mD

ΔtVKfx10,983

3

2

Ds sρ

tρ ………(Pers. 12.68, Perry, 1997)

Dimana :

Q = Laju perpindahan panas = 1028665,888 kJ/jam

= 9755764,415 Btu/jam

Kf = Konduktivitas thermal = 0,0143 Btu/jam ft 0F

V = Volume Drayer chamber (ft3)

t = Temperatur driving force = LMTD = 12,9851 0F

Dm = Diameter maksimum tetesan = 0,0023 ft

s = Densitas cairan = 57,1493 lbm/ft3

t = Densitas gas pengering pada kondisi keluar

= 58,8944 lb/ft3 ………………………….(Perry, 1973)

Ds = Diameter nozzel = 0,4 mm = 0,0013 ft …..(Perry, 1997)

9755764,415 = 1493,57

8944,58)0013,0(

)0023,0(

9851,120143,098,102

3

2

xVxx

Vt = 902,787 ft3 = 56,1533 m3

Tinggi dan diameter drayer chamber :

Direncanakan drayer chamber beralas ellipsoidal dengan slope 600C dan tutup

elipsoidal dengan :

Tinggi silinder : Diameter (Hs : D) = 5 : 2


Vs = HsD 2

4

=

DD2

5

42

= 3

8

5D

Vh = HhD 2

4

=

DD5

1

42

= 3

30D


Vt = Vs + Vh = 3

8

5D

+ 3

30D

=

120

79 3D

D = 3

1

79

120

Vtx

= 3

1

79

3935,451120

x

= 2,9731 m = 24,3868 ft

Hs = D2

5 = )9731,2(

2

5 = 7,4327 m = 24,3686 ft

Hh = D5

1 = )9731,2(

5

1= 1,4865 m = 4,8773 ft

Tinggi drayer = Hs + Ht = 7,4327 + 1,4865 = 8,9192 m = 29,2638 ft

Ukuran tangki :

Data :

Massa steam = 1889,574 kg/jam

Densitas steam pada 800C = 965,321 kg/m3 = 60,1395 lbm/ft3

Volume steam = steamDensitas

steamMassa=

321,965

574,1889= 1,957 m3

Faktor kemanan = 20 %

Volume tangki = 1,2 x 1,957 = 2,348 m3

Direncanakan : ~ Tinggi silinder : diameter (Hs : D) = 3 : 1

~ Tinggi head : diameter (Hs : D) = 1 : 4

Vs = HsD2

4

= )3(

42 DD

= 3

4

3D

Vh = 3

24D

Vt = Vs + Vb = 3

8

5D

+ 3

30D

=

120

79 3D

D = 3

1

18

24

Vtx

= 3

1

18

348,224

x

= 0,999 m = 3,278 ft

Hs = 3 D = 3 (0,999) = 2,997 m = 9,833 ft

Hh = D4

1 = )999,0(

4

1= 0,249 m = 0,817 ft

Tinggi drayer = Hs + 2Hh = 2,997 + 2 (0,249) = 3,495 m = 11,467 ft








1)ρ(Hs =

144

068,57)1467,11(

= 4,148 psi






ts = CA0,6PSE

PR

= 19,786)x(0,6psi)(0,8)(12750

122

3,278psi)(19,786

+ 0,125

= 0,134 in

18. Pompa pada Vacuum Drayer

Fungsi : Memompakan C.P.O ke storage Tank


Bahan konstruksi : Commercial steel


Data :

Densitas cairan () = 916 kg/m3 = 57,0668 lbm/ft3………..(Perry, 1997)

Viskositas () = 4,5 cP = 0,003 lbm/ft.dtk …………(Kirk Othmer, 1967)



F =

3lbm/ft54,2383

lbm/det3,378 = 0,062 ft3/det



= 3,9 x (0,062)0,45 x (57,0668)0,13

= 1,888 in



Schedul pipa = 80






/detft 0,062

a

Q2

3

1


Dv

= 0,0145

ft)1616ft/det)(0,)(3,024lbm/ft(57,0668 3

NRE = 9.295,771

Instalasi pipa:



L2 = 2 x 13 x 0,1616 ft = 4,2016 ft


L3 = 3 x 30 x 0,1616 ft = 14,544 ft

1 buah inward protecting pipe intrance (k = 0,78, Appendix C-2c dan C-

2d, Foust, 1980)

L4 = 4 ft


L5 = 4 ft

Panjang pipa total (L) = 45 + 4,2016 + 14,544 + 4 + 4 = 71,7456 ft

Faktor gesekan,

F = 1616)2(32,2)(0,

(71,7456),024)(0,0095)(3

2gcD

ΣLfv 22

= 0,599 ft lbf/lbm



Static head, z.gc

g = 15 ft.lbf/lbm

Velocity head, 2gc

Δv2

= 0

Pressure head, ρ

ΔP= 0

Ws = z.gc

g+

2gc

Δv2

+ρ

ΔP + F

= 15 + 0 + 0 + 0,599 = 15,599 ft.lbf/lbm


Ws.Q.ρ=

550

)0668,57)(062,0)(599,15(= 0,103 Hp



0,103

19. Strainer (ST-02)

Fungsi : Untuk memisahkan serabut yang masih terdapat dalam sludge

sebelum diolah pada sludge separator.

Jenis : Alfa-Laval

Jumlah piringan = 100 buah

Daya = 15 Hp

Tekanan = 3 Kpa

Putaran = 1455 rpm

Direncanakan menggunakan Alva-Laval dengan kapasitas 4,5 ton/jam.

20. Pre Clainer (PC-02)

Fungsi : untuk menyaring serat halus yang masih terdapat pada minyak.

Jenis : Alva-Laval

Daya : 10 Hp

Putaran : 1450 rpm

Direncanakan menggunakan 1 buah Alva-Laval dengan kapasitas 4,5

ton/jam.


21. Storage Tank (Tangki Timbun)

Fungsi : Sebagai tempat untuk menyimpan CPO.

Bentuk ; Silinder Vertikal dengan alas datar dan elipsoidal.

Bahan konstruksi : Carbon steel

Kondisi penyimpanan : P = 1 atm ; T = 600C

Komposisi tangki

Komponen Massa (kg) Densitas (Kg/m3) Volume (m3)

Minyak

Air

Kotoran

FFA

5.274,430

8,195

0,109

180,845

891

995,647

993

908

5,919

0,008

0,0001

0,199

Total 5.463,579 - 6,126

Densitas campuran = campuranvolume

campuranmassa =

126,6

579,463.5

= 891,867 kg/m3 = 55,679

Volume minyak sawit = 6440,891

579,463.5 = 6,128

Volume minyak sawit untuk 1 hari

= 6,128 m3/jam x 1 hari x 24 jam/hari = 147,072 m3

Faktor kemanan = 20 %

Volume tangki = 1,2 x 147,072 m3 = 176,486 m3

Direncanakan : ~ Tinggi silinder : Diameter (Hs : D) = 4 : 3

~ Tinggi head : Diameter (Hs : D) = 1 : 4

Sehingga :

Vs = HsD2

4

= )

3

4(

42 DD

= 3

3D

Vh = 3

24D

Vt = Vs + Vh = 3

3D

+ 3

24D

=

24

9 3D


D = 3

1

9

24

Vtx

= 3

1

9

486,17624

x

= 5,312 m = 17,428 ft

Hs = D3

4 = )312,5(

3

1= 7,083 m = 23,239 ft

Hh = D4

1 = )312,5(

4

1= 1,328 m = 4,357 ft

Tinggi tangki = Hs + Hh = 7,083 + 1,328 = 8,411 m = 27,596 ft

Tebal dinding Silinder Tangki :







1)ρ(Hs =

144

068,57)1239,23(

= 8,579 psi






ts = CA0,6PSE

PR

= x24,439)(0,6psi)(0,8)(12750

122

176,486psi)(24,439

= 2,54 in

22. Pompa Tangki Timbun (Storage Tank)

Fungsi : Memompakan C.P.O ke truk tangki untuk diangkut


Bahan konstruksi : Comercial steel



Data :

Densitas cairan () = 891 kg/m3 = 55,5984 lbm/ft3………..(Perry, 1997)

Viskositas () = 25 cP = 0,0168 lbm/ft.dtk …………(Kirk Othmer, 1967)



F =

3lbm/ft54,2383

lbm/det3,283 = 0,059 ft3/det


= 3,9 x (0,059)0,45 x (55,5984)0,13

= 1,840 in



Schedul pipa = 80






/detft 0,059

a

Q2

3

1


Dv

= 0,0168

ft)1616ft/det)(0,)(2,878lbm/ft(54,2383 3

NRE = 1539,165

Instalasi pipa:



L2 = 2 x 13 x 0,1615 ft = 4,199 ft


L3 = 2 x 30 x 0,1615 ft = 9,69 ft

1 buah inward protecting pipe intrance (k = 0,78; Appendix C-2c dan C-

2d, Foust, 1980)

L4 = 7 ft



L5 = 10 ft


Dari gambar 14.1 Timmerhaus, 1991 untuk bahan commercial steel є =

0,00077 diperoleh f = 0,014.

Faktor gesekan,

F = 1616)2(32,2)(0,

(55,889)870)(0,014)(2,

2gcD

ΣLfv 22

= 0,623 ft lbf/lbm


Static head, z.gc

g = 10 ft.lbf/lbm

Velocity head, 2gc

Δv2

= 0

Pressure head, ρ

ΔP= 0

Ws = z.gc

g+

2gc

Δv2

+ρ

ΔP + F

= 15 + 0 + 0 + 0,623 = 15,623 ft.lbf/lbm


Ws.Q.ρ=

550

)623,10)(059,0)(5984,55(= 0,079 Hp



0,063

23. Nut Crackers

Fungsi : Untuk memecah biji

Bahan konstruksi : Stainles steel

Laju bahan masuk : 4.059,398 kg/jam

Faktor kelonggaran : 20 %

Kapasitas (V) : 1,2 x 4.059,398 kg/jam = 4,871 ton/jam

Dipilih kapasitas 4,871 ton/24 jam (Perry, 1984), sehingga diperoleh :

Diameter (D) = 2 ft

Panjang = 3 ft

Ball charge = 0,85 ton


LC-25

Kecepatan kritis = 2

1

6,76

D=

2

1

3

6,76

= 44,2263 rpm

Daya pada skala laboratorium (Ne) = 22,26 Hp …………(Perry, 1984)

Diambil efesiensi = 70%

Kecepatan Mill (Nm) = 0,7 x 44,2263 = 30,9584 rpm

Kapasitas (K) = BC x Nm x D x 2,2046 x 10-3 ………..(Perry, 1984)

= 0,85 x 30,9584 x 3 x 2,2046 x 10-3

= 0,174 ton = 174 kg

Daya penghancur (P) = (0,7 x L – 1 ) x k x (0,5 D)2 x 22,26

= (0,7 x 2-1)x 0,174 x (0,5 x 3) 2 x 22,26

= 0,75 kW = 0,75 x 1,3402 Hp

= 1,0057 Hp

24. Depericarper (D-01)

Fungsi : Untuk memisahkan serabut dengan biji.

Direncanakan menggunakan depericarper dengan kapasitas 3 ton/jam.

25. Polishing drum (PD-01)

Fungsi : untuk membersihkan serabut halus yang menempel pada biji.

Panjang : 480 cm

Lebar : 100 cm

Putaran : 18 rpm

26. Kernel Silo (KS-01)

Fungsi : untuk memeram biji sampai kering agar lebih mudah untuk dipecah.

Bentuk : Kerucut tegak

Kapasitas tangki : 4.175,998 kg/jam

Direncanakan :

Panjang = 330 cm = 3,3 m

Lebar = 300 cm = 3 m

Tinggi = 650 cm = 6,5 m

Volume tangki = )(3

1xtlxp = )5,633,3)(14,3(

3

1xx = 67,353 m3

Jumlah = 2 unit

Volume total = 2 x 67,353 = 134,706 m3


LAMPIRAN D

SPESIFIKASI PERALATAN UTILITAS

1. Pompa Air Sumur Bor (L-411)

Fungsi : untuk memompakan air sumur bor ke bak pengendapan.

Jenis : Pompa sentrifugal

Jumlah : 1 buah

Bahan konstruksi : comercial steel

Kondisi operasi:

-Temperatur : 300C

Densitas air () = 995,68 kg/m3 = 62,16 lbm/ft3…………..(Perry, 1997)

Viskositas () = 0,8007 cP = 1,937 lbm/ft.jam……………(Kirk Othmer, 1967)

-Laju alir massa (F) = 366.395,019 kg/jam = 224,375 lbm/det


F =

3lbm/ft62,16

lbm/det224,375 = 3,610 ft3/det


= 3,9 x (3,610)0,45 x (62,16)0,13 = 11,88 in


- Ukuran pipa nominal = 10 in

- Schedul pipa = 40

- Diameter dalam (ID) = 10,020 in = 0,8346 ft

- Diameter luar (OD) = 10,75 in = 0,8954 ft

- Luas penampang (a1) = 0,5475 ft2

- Bahan konstruksi = comercial steel


/detft 3,610

a

Q2

3

1


Dv

= lbm/ft.jam1,937

det/jam)ft)(36008346ft/det)(0,)(6,594lbm/ft(62,16 3

NRE = 635.786,364


Dari Appendix C-1, Foust, 1980, untuk bahan pipa comercial steel dan diameter

pipa 10,020 in diperoleh /D = 0,00030

Dari Appendix C-3, Foust, 1980, untuk NRe = 635.786,364 dan /D = 0,00030

diperoleh f = 0,016

Instalasi pipa:

- Panjang pipa lurus L1 = 150 ft

- 1 buah gate fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980)

L2 = 1 x 13 x 0,8346 ft = 10,8498 ft

- 2 buah standart elbow 900 (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust,1980)

L3 = 2 x 30 x 0,8346 ft = 50,076 ft

- 1 buah inward protecting pipe intrance (k = 0,78, Appendix C-2c dan C-2d,

Foust, 1980)

L4 = 11 ft

- 1 buah protecting pipe exit (k = 1 Appendix C-2c dan C-2d, Foust, 1980)

L5 = 14 ft


Faktor gesekan,

F = 0,8346)2(32,174)(

(235,9258)594)(0,016)(6,

2gcD

ΣLfv 22

= 3,056 lbf/lbm


Static head, z.gc

g = 30 ft.lbf/lbm

Velocity head, 2gc

Δv2

= 0

Pressure head, ρ

ΔP= 0

Ws = z.gc

g+

2gc

Δv2

+ρ

ΔP + F

= 30 + 0 + 0 + 3,056 = 33,056 ft.lbf/lbm


Ws.Q.ρ=

550

)16,62)(610,3)(056,33(= 13,487 Hp



13,487


2. Bak Pengendapan (H-410)

Fungsi: tempat penampungan sementara air sumur bor

Laju alir (F) = 366.395,019 kg/jam

Kapasitas untuk kebutuhan () = 1 hari

Faktor kemanan = 20%

Densitas air () = 995,68 kg/m3

Tinggi bak = t

Jumlah bak (n)= 1

Misalkan:

Panjang bak = 10t

Lebar bak = 6t

Volume bak (Vb) = p x l x t

= 10t x 6t x t = 60t3

Volume bak (Vb) = nxρ

1)(fkxθxF

= 1xkg/m995,68

1,2x24jam/harixhari1xkg/jam9366.395,013

= 10.597,960 m3

Volume bak (Vb) = 60t3

Tinggi bak (t) = m611,560

10.597,96

60

Vb1/31/3

Panjang bak (p) = 10 x t = 10 x 5,611 m = 56,11 m

Lebar bak (l) = 6 x t = 6 x 5,611 m = 33,666 m

3. Clarifier (H-420)

Fungsi: memisahkan endapan (flokk-flok) yang terbentuk karena penambahan

alum dan soda abu.

Bahan konstruksi: carbon steel SA-53, Grade B

Laju alir air (F1) = 366.395,019 kg/jam

Laju alir Al2(SO4)3 (F2) = 18,320 kg/jam

Laju alir Na2CO3 (F3) = 9,893 kg/jam

Laju alir total (F) = F1 + F2 + F3 = 366.423,232 kg/jam


Densitas Al2(SO4)3 = 2,71 gr/ml………………….……………(Perry,1997)

Densitas Na2CO3 = 2,533 gr/ml………………….……………(Perry,1997)

Densitas air = 0,99568 gr/ml………………….…………(Perry, 1997)

Reaksi koagulasi:

Al2(SO4)3 + 3Na2CO3 + 3H2O 2Al(OH)3 + 2Na2SO4 + 3CO3

Perhitungan:

Kecepatan terminal pengendapan:

Menurut hukum Stokes:

Us =

18

)( 2gDpp……………………………………………….(Ulrich, 1984)

Dimana: Us = Kecepatan terminal pengendapan, cm/det

s = Densitas partikel campuran pada 300C

= Densitas larutan pada 300C

Dp = Diameter partikel = 0,002 cm ………….…………..(Perry, 1997)

g = Percepatan gravitasi = 980 gr/cm.det

= Viskositas larutan pada 300C = 0,0345 gr/cm.det

Densitas larutan,

=

2533

893,9

2710

320,18

68,995

019,395.366232,423.366

= 995,721 kg/m3 = 62,167 lb/ft3

Densitas partikel :

s =

2533

893,9

2710

32,18893,932,18

= 2.564,818 kg/m3 = 2,565 gr/cm3

Sehingga:

Us = 621,0

010,0

0345,018

)002,0(980)996,0565,2( 2

x

x= 0,016 cm/det

Ukuran Clarifier

Laju alir volumetrik, Q = 3kg/m995,729

det1jam/3600xkg/jam2366.426,23

ρ

F

Q = 0,102 m3/det


Sehingga : D =

410.4

Q 1/2

D = 2/1

410.4

102,0

= 15,969 m = 52,394 ft

Tinggi clarifier :

Ht = 2

3D =

2

3(15,394) = 23,954 m = 78,591 ft

Waktu pengendapan:

t = Us

Ht=

cm/det0,0087

cm/1m100xm23,954 = 275.333,333 detik x 1jam/3600 detik

= 7,648 jam

Direncanakan digunakan bahan konstruksi carbon steel SA-53, grade B dari

Brownell & Young, Item I, Appendix D, 1979, diperoleh data:

- Allowble working stress (S) = 12750 Psi

- Effesiensi sambungan (E) = 0,8

- Faktor korosi = 1/8 in …………………..(Timmerhaus, 1980)

- Tekanan hidrostatis, Ph = 144

123,62)1591,78( = 33,474 psi

- Tekanan desain, P = 1,2 x (14,7 + 33,474) = 57,809 psi

Tebal dinding clarifier:

t = CA1,2P-SE2

PD

= psi)(57,8091,2psi)(0,8)(12.7502

t)ft)(12in/f41psi)(52,39 (57,809

+ 0,125 = 1,788 in

Dari tabel 5.4 Brownell & Young 1979, dipilih tebal tangki 2 in

Daya clarifier

P = 0,006 D2 …………………………………………………(Ulrich, 1984)

Dimana:

P = daya yang dibutuhkan, kW

Sehingga,

P = 0,006 x (52,394)2 = 16,471 Hp


4. Tangki pelarut Alum (M-421)

Fungsi: Membuat larutan alum (Al2(SO4)3

Bentuk: Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi: Plate steel SA-167, tipe 304

Kondisi pelarutan: - Temperatur : 300C

- Tekanan : 1 atm

(Al2(SO4)3 yang digunakan 30 ppm

(Al2(SO4)3 yang digunakan berupa larutan 30% (% berat)

Laju alir (Al2(SO4)3 = 18,320 kg/jam

Densitas (Al2(SO4)3 30% = 1.363 kg/jam = 85,093 lbm/ft3……..……(Perry, 1997)

Kebutuhan perancangan = 30 hari


Perhitungan:

Ukuran tangki:

Volume larutan, V1 = 3kg/m1.363x0,3

hari30xjam/hari24xkg/jam18,32 = 32,258 m3

Volume tangki (Vt) = 1,2 x 32,258 m3 = 38,710 m3

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 2 : 3

V = 4

1πD2H

38,710 m3 = 4

1 πD2

2

3D

38,710 m3 = 8

3 πD3

D = 3,015 m

Maka: D = 3,015 m = 9,892 ft

H = 4,523 m = 14,839 ft

Tinggi Al2(SO4)3 dalam tangki = 2

3

)015,3(4

1258,32

m

m

= 4,52 m = 14,830 ft

Tebal dinding tangki

Direncanakan menggunakan bahan konstruksi plate steel SA-167, tipe 304.

Dari Brrownell & Young, Item 4, Appendix D, diperoleh data:


- Allowble working stress (S) = 18.750 psi



- Tekanan hidrostatik, ph = 144

093,85)1830,14( = 8,172 psi

- Faktor keamanan tekanan = 20%

- Tekanan desain, P = 1,2 x (14,7 + 8,172) psi = 27,446 psi

Tebal dinding silinder tangki:

t = CA1,2P-SE2

PD

t = psi)1,2(27,446psi)(0,8)2(18750

in/ft)ft)(12psi)(9,892 (27,446

+ 0,125 in

t = 0,234 in

Dari tabel 5.4 brownell & Young, 1979 dipilih tebal tangki 1/2 in.

Daya pengaduk:

Dt/Di = 3, Baffel = 4 …………………………….…………..….(Brown, 1978)

Dt = 9,892 ft

Di = 3,297 ft

Kecepatan pengadukan, N = 1 rps

Viskositas Al2(SO4)3 30% = 6,27 x 10-4 lbm/ft.det………….(Kirk Othmer, 1967)

Bilangan reynold,

NRE =

2DN

= 4

2

10.27,6

)297,3)(1)(093,85( = 1475245,127

Dari gambar 3.3-4 (Geankoplis,1983)untuk Nre = 1475245,13 diperoleh Npo =

0,32

Sehingga: P = gc

ρDiNpoN 53

……………….………………(Geankoplis, 1983)

P = 174,32

)093,85()297,3((0,32)(1) 53

= 3,297

Efesiensi penggerak motor = 80%

Daya penggerak motor = 8,0

297,3 = 4,121 Hp


5. Tangki Pelarut Soda Abu (M-422)

Fungsi: membuat larutan sada abu (Na2CO3)

Bentuk: selinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi : plate steel SA-167, tipe 304

Data:

Kondisi pelarutan: - Temperatur = 300C

- Tekanan = 1 atm

- Na2CO3 yang digunakan = 27 ppm

- Na2CO3 yang digunakan berupa larutan 30% (% berat)

- Laju alir massa Na2CO3 = 9,893 kg/jam.

- Densitas Na2CO3 30% = 1.327 kg/m3 = 82,845 lbm/ft3.

- Kebutuhan perancangan = 30 hari

- Faktor keamanan = 20%

Perhitungan:

Ukuran tangki:

Volume larutan, V1 = 3kg/m1.327x0,3

hari30xjam/hari24xkg/jam9,893 = 17,892 m3



V = 4

1πD2H

21,47 m3 = 4

1 πD2

2

3D

21,47 m3 = 8

3 πD3

D = 2,632 m

Maka: D = 2,632 m = 8,636 ft

H = 3,948 m = 12,953 ft

Tinggi Na2CO3 dalam tangki = 2

3

m)(2,632π4

1m17,892

= 3,290 m = 10,794 ft




Dari Brownell & Young, Item 4, Appendix D, diperoleh data:




- Tekanan hidrostatik, ph = 144

093,85)1794,10( = 5,788 psi


- Tekanan desain, P = 1,2 x (14,7 + 5,788) psi = 24,586


t = CA1,2P-SE2

PD

t = psi)1,2(24,586psi)(0,8)2(18750

in/ft)ft)(12psi)(8,636(24,586

+ 0,125 in = 0,210

Dari tabel 5.4 brownell & Young, 1979 dipilih tebal tangki ¼ in.

Daya pengaduk:


Dt = 8,636 ft

Di = 2,879 ft


Viskositas Al2(SO4)3 30% = 3,69 x 10-4 lbm/ft.det………….(Kirk Othmer, 1967)

Bilangan reynold,

NRE =μ

DNρ 2

……………………………………………(Geankoplis, 1983)

= 4

2

10.69,3

)879,2)(1)(845,82( = 1860900,985

Dari gambar 3.4-4,Geankoplis,1983, untuk Nre = 1860900,985 diperoleh Npo =

0,35

Sehingga: P = gc

ρDiNpoN 53

……………….………………(Geankoplis, 1983)

P = 174,32

)845,82()879,2((0,35)(1) 53

= 17,825



825,17 = 22,281 Hp


6. Pompa Bak Pengendapan (L-421)

Fungsi : untuk memompakan air sumur bor ke bak pengendapan.


Jumlah : 1 buah


Kondisi operasi:

-Temperatur : 300C





F =

3lbm/ft62,16

lbm/det224,375 = 3,610 ft3/det


= 3,9 x (3,610)0,45 x (62,16)0,13 = 11,88 in



- Schedul pipa = 40






/detft 3,610

a

Q2

3

1


Dv

= lbm/ft.jam1,937


NRE = 635.786,364




diperoleh f = 0,016


Instalasi pipa:



L2 = 1 x 13 x 0,8346 ft = 10,8498 ft


L3 = 2 x 30 x 0,8346 ft = 50,076 ft


Foust, 1980)

L4 = 11 ft


L5 = 14 ft


Faktor gesekan,

F = 0,8346)2(32,174)(

(110,926)594)(0,016)(6,

2gcD

ΣLfv 22

= 1,437 lbf/lbm


Static head, z.gc

g = 30 ft.lbf/lbm

Velocity head, 2gc

Δv2

= 0

Pressure head, ρ

ΔP= 0

Ws = z.gc

g+

2gc

Δv2

+ρ

ΔP + F

= 30 + 0 + 0 + 1,437 = 31,437 ft.lbf/lbm


Ws.Q.ρ=

550

)16,62)(610,3)(437,31(= 12,826 Hp



12,826


7. Sand Filter (H-430)

Fungsi : untuk menyaring partikel-partikel yang masih terbawa dalam air yang

keluar dari clarifier.

Bentuk: Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : carbon steel SA-53, Grade B

Data:

Kondisi penyimpanan:

-Temperatur : 300C

- Tekanan : 1 atm




Sand filter dirancang untuk penampungan ¼ jam operasi

Perhitungan:

Ukuran Sand Filter

Volume air, Va = 3kg/m995,68

0,25jamxkg/jam 9366.395,01 = 91,996 m3

Volume tangki Vt = 1,2 x 91,996 m3 = 110,395 m3


V = 4

1πD2H

110,395 m3 = 4

1 πD2(2D)

110,395 m3 = 2

1 πD3

D = 4,127 m

Maka: D = 4,127 m = 13,541 ft

H = 8,254 m = 27,081 ft








- Tekanan hidrostatik, po = 1 atm = 14,7 psi


- Tekanan desain, P = 1,2 x 14,7 psi = 17,64 psi


t = CA1,2P-SE2

PD

t = psi)1,2(17,64psi)(0,8)2(18750

in/ft)ft)(121psi)(13,54(17,64

+ 0,125 in = 0,221


8. Pompa clarifier (L-431)

Fungsi : untuk memompakan air clarifier ke sand filter.


Jumlah : 1 buah


Kondisi operasi:

-Temperatur : 300C





F =

3lbm/ft62,16

lbm/det224,375 = 3,610 ft3/det


= 3,9 x (3,610)0,45 x (62,16)0,13 = 11,88 in



- Schedul pipa = 40







/detft 3,610

a

Q2

3

1


Dv

= lbm/ft.jam1,937


NRE = 635.786,364




diperoleh f = 0,016

Instalasi pipa:



L2 = 1 x 13 x 0,8346 ft = 10,8498 ft


L3 = 2 x 30 x 0,8346 ft = 50,076 ft


Foust, 1980)

L4 = 11 ft


L5 = 14 ft


Faktor gesekan,

F = 0,8346)2(32,174)(

(110,926)594)(0,016)(6,

2gcD

ΣLfv 22

= 1,437 lbf/lbm


Static head, z.gc

g = 30 ft.lbf/lbm

Velocity head, 2gc

Δv2

= 0


Pressure head, ρ

ΔP= 0

Ws = z.gc

g+

2gc

Δv2

+ρ

ΔP + F

= 30 + 0 + 0 + 1,437 = 31,437 ft.lbf/lbm


Ws.Q.ρ=

550

)16,62)(610,3)(437,31(= 12,826 Hp



12,826

9. Menara Air (F-440)

Fungsi : untuk mendistribusikan air untuk berbagai kebutuhan.



Data:


-Temperatur : 300C

- Tekanan : 1 atm




Kebutuhan perancangan = 6 jam

Perhitungan:

Ukuran Menara Air


jam6xkg/jam 9366.395,01 = 2.207,908 m3

Volume tangki Vt = 1,2 x 2.207,908 m3 = 2649,490 m3


V = 4

1πD2H

2.649,49 m3 = 4

1 πD2(6/5D)


2649,49 m3 = (3/10) πD3

D = 14,116 m

Maka: D = 14,116 m = 46,315 ft

H = 16,939 m = 55,577 ft

Tinggi air dalam tangki = 2

3

m)(14,116π4

1m2207,908

= 14,115 m


Direncanakan menggunakan bahan konstruksi carbon steel SA-53, Grade B.









t = CA1,2P-SE2

PD

t = psi)1,2(17,64psi)(0,8)2(18750

in/ft)ft)(125psi)(14,11(17,64

+ 0,125 in = 0,225 in


10. Pompa Sand Filter (L-441)

Fungsi : untuk memompakan air dari sand filter ke menara air.


Jumlah : 1 buah


Kondisi operasi:

Kondisi operasi:

-Temperatur : 300C






F =

3lbm/ft62,16

lbm/det224,375 = 3,610 ft3/det


= 3,9 x (3,610)0,45 x (62,16)0,13 = 11,88 in



- Schedul pipa = 40






/detft 3,610

a

Q2

3

1


Dv

= lbm/ft.jam1,937


NRE = 635.786,364




diperoleh f = 0,016

Instalasi pipa:



L2 = 1 x 13 x 0,8346 ft = 10,8498 ft


L3 = 2 x 30 x 0,8346 ft = 50,076 ft


Foust, 1980)

L4 = 7,5 ft



L5 = 9 ft

Panjang pipa total (L) = 30 + 10,8498 + 50,076 + 7,5 + 9 = 107,426 ft

Faktor gesekan,

F = 0,8346)2(32,174)(

(107,426)594)(0,016)(6,

2gcD

ΣLfv 22

= 1,392 lbf/lbm


Static head, z.gc

g = 10 ft.lbf/lbm

Velocity head, 2gc

Δv2

= 0

Pressure head, ρ

ΔP= 0

Ws = z.gc

g+

2gc

Δv2

+ρ

ΔP + F

= 10 + 0 + 0 + 1,392 = 11,392 ft.lbf/lbm


Ws.Q.ρ=

550

)16,62)(610,3)(392,11(= 4,648 Hp



4,648

11. Cation Exchanger (T-450)

Fungsi : untuk mengurangi kesadahan air.

Bentuk: Silinder tegak dengan alas dan tutup elipsoidal


Data:


-Temperatur : 300C

- Tekanan : 1 atm

H2SO4 yang digunakan memiliki konsentrasi 50% (% berat)





Perhitungan:

Ukuraran cation exchanger

Dari tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh:

- Diameter permukaan katiaon: 25 ft = 0,6096 m

- Luas penampang penukar kation = 3,14 ft2

- Tinggi resi dalam cation excahanger = 5 ft

- Tinggi silinder = 1,2 x 5 ft = 6 ft = 1,8287 in


Maka: H = ½ D = ½ (0,6096) = 0,3048 m

Sehingga tinggi cation exchanger = 1,8287 + 0,3048 = 2,1335 m = 6,9995 ft










Tebal dinding tangki kation exchanger:

t = CA1,2P-SE2

PD

t = psi)1,2(17,64psi)(0,8)2(18750

in/ft)ft)(12psi)(25(17,64

+ 0,125 in = 0,3847 in


12. Tangki Pelarutan H2SO4 (M-451)

Fungsi : untuk membuat larutan asam sulfat.




-Kondisi penyimpanan:

-Temperatur : 300C

- Tekanan : 1 atm

- H2SO4 yang digunakan memiliki konsentrasi 50% (% berat)

- Densitas H2SO4 () = 1.387 kg/m3 = 85,5874 lbm/ft3…………..(Perry, 1997)

- Laju alir massa H2SO4 (F) = 9,368 kg/jam

- Kebutuhan perancangan : 1 hari

- Faktor keamanan : 20%

Perhitungan:

Ukuran angki

Volume air, Va = 3kg/m387.15,0

hari1x jam/hari24xkg/jam9,368

x = 0,324 m3



V = 4

1πD2H

0,389 m3 = 4

1 πD2(3/4D)

0,389 m3 = 3/16 πD3

D = 0,871 m

Maka: D = 0,871 m = 2,858 ft

H = 0,653 m = 2,142 ft


3

m)(0,871π4

1m0,324

= 0,544 m


Direncanakan menggunakan bahan konstruksi carbon steel SA-53, grade B.










t = CA1,2P-SE2

PD

t = psi)1,2(17,64psi)(0,8)2(18750

in/ft)ft)(12psi)(2,858(17,64

+ 0,125 in = 0,145 in

Dari tabel 5.4 brownell & Young, 1979 dipilih tebal tangki ½ in.

Daya pengaduk:


Dt = 2,858 ft

Di = 0,953 ft


Viskositas Al2(SO4)3 30% = 3,4924 x 103 lbm/ft.det……….(Kirk Othmer, 1967)

NRE = μ

DNρ 2

…………………………………………….….(Geankoplis, 1983)

= 4

2

10.4942,3

)953,0)(1)(5874,85( = 222.457,722

Dari gambar 3.4-4 Geankoplis,1983, untuk Nre = 222.457,722 diperoleh Npo = 0,4

Sehingga: P = gc

ρDiNpoN 53

……………….………………(Geankoplis, 1983)

P = 174,32

)5874,85()953,0((0,40)(1) 53

= 0,836



836,0 = 1,045 Hp

13. Pompa Menara Air (L-451)

Fungsi : untuk memompakan air dari menara ke cation exchanger.


Jumlah : 1 buah


Kondisi operasi:


-Temperatur : 300C





F =

3lbm/ft62,16

lbm/det36,059 = 0,580 ft3/det


= 3,9 x (0,58)0,45 x (62,16)0,13 = 5,221 in



- Schedul pipa = 40






/detft0,58

a

Q2

3

1


Dv

= lbm/ft.jam1,937


NRE = 128221,799




diperoleh f = 0,025

Instalasi pipa:



L2 = 1 x 13 x 0,665 ft = 8,645 ft


L3 = 2 x 30 x 0,665 ft = 39,9 ft



Foust, 1980)

L4 = 7,5 ft


L5 = 9 ft


Faktor gesekan,

F = 0,665)2(32,174)(

(95,045)669)(0,025)(1,

2gcD

ΣLfv 22

= 0,155 ft .lbf/lbm


Static head, z.gc

g = 15 ft.lbf/lbm

Velocity head, 2gc

Δv2

= 0

Pressure head, ρ

ΔP= 0

Ws = z.gc

g+

2gc

Δv2

+ρ

ΔP + F

= 15 + 0 + 0 + 0,155 = 15,155 ft.lbf/lbm


Ws.Q.ρ=

550

)16,62)(58,0)(155,15(= 0,993 Hp



0,993

14. Anion Exchanger (F-460)

Fungsi : untuk mengurangi kesadahan air.

Bentuk: Silinder tegak dengan alas dan tutup elipsoidal


Data:


-Temperatur : 300C


- Tekanan : 1 atm

H2SO4 yang digunakan memiliki konsentrasi 50% (% berat)




Perhitungan:

Ukuraran anion exchanger

Dari tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh:

- Diameter permukaan katiaon: 25 ft = 0,6096 m

- Luas penampang penukar kation = 3,14 ft2

- Tinggi resi dalam cation excahanger = 5 ft

- Tinggi silinder = 1,2 x 5 ft = 6 ft = 1,8287 in


Maka: H = ½ D = ½ (0,6096) = 0,3048 m

Sehingga tinggi cation exchanger = 1,8287 + 0,3048 = 2,1335 m = 6,9995 ft










Tebal dinding tangki anion exchanger:

t = CA1,2P-SE2

PD

t = psi)1,2(17,64psi)(0,8)2(18750

in/ft)ft)(12psi)(25(17,64

+ 0,125 in = 0,3847 in



15. Tangki Pelarutan NaOH

Fungsi : untuk membuat larutan NaOH.




-Temperatur : 300C

- Tekanan : 1 atm

- NaOH yang digunakan memiliki konsentrasi 10% (% berat)

- Densitas NaOH () = 1.518 kg/m3 = 94,577 lbm/ft3…………..(Perry, 1997)

- Laju alir massa NaOH (F) = 1,891 kg/jam



Perhitungan:

Ukuran tangki


hari1 xjam/hari24xkg/jam1,891

x = 0,299 m3



V = 4

1πD2H

0,299 m3 = 4

1 πD2(3/2D)

0,299 m3 = 3/8 πD3

D = 0,673 m

Maka: D = 0,673 m = 2,208 ft

H = 1,009 m = 3,311 ft


3

m)(0,673π4

1m0,299

= 0,84 m = 2,756 ft


Direncanakan menggunakan bahan konstruksi plate steel SA-53, grade B.










t = CA1,2P-SE2

PD

t = psi)1,2(17,64psi)(0,8)2(18750

in/ft)ft)(12psi)(2,208(17,64

+ 0,125 in = 0,141 in


Daya pengaduk:


Dt = 2,208 ft

Di = 0,736 ft


Viskositas NaOH 10% = 4,302 x 10-4 lbm/ft.det………….….(Kirk Othmer, 1967)

NRE = μ

DNρ 2

……………………………..……………….….(Geankoplis, 1983)

= 4

2

10.302,4

)736,0)(1)(577,94( = 119088,755

Dari gambar 3.4-4Geankoplis,1983, untuk Nre = 119088,755 diperoleh Npo = 0,45

Sehingga: P = gc

ρDiNpoN 53

……………….………………(Geankoplis, 1983)

P = 174,32

)577,94()736,0((0,45)(1) 53

= 0,286


Daya motor penggerak = 8,0

286,0 = 0,358 Hp


16. Pompa cation exchanger (L-461)

Fungsi : untuk memompakan air dari cation exchanger ke anion exchanger.


Jumlah : 1 buah


Kondisi operasi:

-Temperatur : 300C





F =

3lbm/ft62,16

lbm/det36,059 = 0,580 ft3/det


= 3,9 x (0,58)0,45 x (62,16)0,13 = 5,221 in



- Schedul pipa = 40






/detft0,580

a

Q2

3

1


Dv

= lbm/ft.jam1,937


NRE = 128298,625



Dari Appendix C-3, Foust, 1980, untuk NRe = 12898,625 dan /D = 0,0015

diperoleh f = 0,030


Instalasi pipa:



L2 = 1 x 13 x 0,665 ft = 8,645 ft


L3 = 2 x 30 x 0,665 ft = 39,9 ft


Foust, 1980)

L4 = 7,5 ft


L5 = 9 ft


Faktor gesekan,

F = 0,665)2(32,174)(

(95,045)70)(0,03)(1,6

2gcD

ΣLfv 22

= 0,186 ft .lbf/lbm


Static head, z.gc

g = 15 ft.lbf/lbm

Velocity head, 2gc

Δv2

= 0

Pressure head, ρ

ΔP= 0

Ws = z.gc

g+

2gc

Δv2

+ρ

ΔP + F

= 15 + 0 + 0 + 0,186 = 15,186 ft.lbf/lbm


Ws.Q.ρ=

550

)16,62)(732,0)(186,15(= 0,995 Hp



0,995


17. Tangki kaporit (F-490)

Fungsi : untuk membuat larutan tangki kaporit.




-Temperatur : 300C

- Tekanan : 1 atm

- Ca(ClO)2 yang digunakan memiliki konsentrasi 50% (% berat)

- Densitas Ca(ClO)2 () = 1.272 kg/m3 = 79,411 lbm/ft3…………..(Perry, 1997)

- Laju alir massa Ca(ClO)2 (F) = 0,857 kg/jam



Perhitungan:

Ukuran tangki


hari1x 24jam/harixkg/jam0,857

x = 0,162 m3



V = 4

1πD2H

0,194 m3 = 4

1 πD2(3/2D)

0,194 m3 = 3/8 πD3

D = 0,548 m

Maka: D = 0,548 m = 1,798 ft

H = 0,822 m = 2,697 ft


3

m)(0,548π4

1m0,162

= 0,686 m












t = CA1,2P-SE2

PD

t = psi)1,2(17,64psi)(0,8)2(18750

in/ft)ft)(12psi)(1,798(17,64

+ 0,125 in = 0,138 in

18. Tangki Penampungan air umpan ketel (L-501)

Fungsi : untuk menampung air umpan ketel sebelum didistribusikan.




-Temperatur : 300C

- Tekanan : 1 atm

- Densitas air () = 995,68 kg/m3 ……………………..…………..(Perry, 1997)

- Laju alir massa air umpan ketel = 58.875,488 kg/jam



Perhitungan:

Ukuran tangki


hari1xjam/hari24xkg/jam58.875,488 = 1419,142 m3



V = 4

1πD2H

1702,704 m3 = 4

1 πD2(3/2D)


1702,704 m3 = 3/8 πD3

D = 10,642 m

Maka: D = 10,642 m = 34,916 ft

H = 15,963 m = 52,375 ft


3

m)(10,642π4

1m1419,142

= 15,96 m


Tekanan hidrostatik:

P = ρ x g x l

= 995,68 kg/m3 x 9,8 m/det x 15,96 m = 155732,317 Pa = 155,732 kPa

Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa

P = 155,732 kPa + 101,325 kPa = 257,057 kPa

Faktor kelonggaran = 5%

Tekanan desain, P = (1,05)(257,057) = 269,909 kPa

Join efisiensi = 0,8…………………………………....(Brownell & Young, 1959)

Allowble stress = 12.750 psi = 87.099,98 kPa………..(Brownell & Young, 1959)

Tebal dinding tangki:

t = CA1,2P-SE2

PD

t = kPa)91,2(269,90kPa)(0,8) 82(87.099,9

in/ft)ft)(122kPa)(10,64(269,909

+ 0,125 in = 0,0,373 in

Dari tabel 5.4 Brownell & Young dipilih tebal tangki ¼ in

19. Pompa Air umpan ketel

Fungsi : untuk memompakan air dari tangki air umpan ketel ke dearator.


Jumlah : 1 buah


Kondisi operasi:

-Temperatur : 300C






F =

3lbm/ft62,16

lbm/det36,059 = 0,580 ft3/det


= 3,9 x (0,580)0,45 x (62,16)0,13 = 5,22 in



- Schedul pipa = 40






/detft0,58

a

Q2

3

1


Dv

= lbm/ft.jam1,937


NRE = 128298,625




diperoleh f = 0,030

Instalasi pipa:



L2 = 1 x 13 x 0,665 ft = 8,645 ft


L3 = 2 x 30 x 0,665 ft = 39,9 ft


Foust, 1980)

L4 = 7,5 ft



L5 = 9 ft


Faktor gesekan,

F = 0,665)2(32,174)(

(95,045)70)(0,03)(1,6

2gcD

ΣLfv 22

= 0,186 ft .lbf/lbm


Static head, z.gc

g = 15 ft.lbf/lbm

Velocity head, 2gc

Δv2

= 0

Pressure head, ρ

ΔP= 0

Ws = z.gc

g+

2gc

Δv2

+ρ

ΔP + F

= 15 + 0 + 0 + 0,304 = 15,186 ft.lbf/lbm


Ws.Q.ρ=

550

)16,62)(58,0)(186,15(= 0,995 Hp



0,995

20. Daerator (E-510)

Fungsi: Menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air umpan ketel

Bentuk: Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi: carbon steel SA-53, Grade B

Kondisi pelarutan: - Temperatur : 900C

- Tekanan : 1 atm

Laju massa air = 58.875,488 kg/jam

Densitas air = 995,68 kg/jam = 85,093 lbm/ft3……..……(Perry, 1997)

Kebutuhan perancangan = 1 hari



Perhitungan:

Ukuran tangki:

Volume larutan, V1 = 3kg/m995,68

hari1xjam/hari24xkg/jam58.875,488 = 1419,142 m3



V = 4

1πD2H

1702,971 m3 = 4

1 πD2

2

3D

1702,971 m3 = 8

3 πD3

D = 11,309 m

Maka: D = 11,309 m = 37,105 ft

H = 16,964 m = 55,659 ft


Direncanakan menggunakan bahan konstruksi carbon steel SA-53, Grade B





- Tekanan hidrostatik, Po = 1 atm =14,7 psi




t = CA1,2P-SE2

PD

t = )64,17(2,1)8,0)(18750(2

)/12)(105,37)(64,17(

psipsi

ftinftpsi

+ 0,125 in = 0,387 in



21 Pompa Daerator (E-511)

Fungsi : untuk memompakan air dari dearator ke ketel uap.


Jumlah : 1 buah


Kondisi operasi:

-Temperatur : 300C





F =

3lbm/ft62,16

lbm/det36,059 = 0,580 ft3/det


= 3,9 x (0,580)0,45 x (62,16)0,13 = 5,22 in



- Schedul pipa = 40






/detft0,58

a

Q2

3

1


Dv

= lbm/ft.jam1,937


NRE = 128298,625




diperoleh f = 0,030


Instalasi pipa:



L2 = 1 x 13 x 0,665 ft = 8,645 ft


L3 = 2 x 30 x 0,665 ft = 39,9 ft


Foust, 1980)

L4 = 7,5 ft


L5 = 9 ft


Faktor gesekan,

F = 0,665)2(32,174)(

(95,045)70)(0,03)(1,6

2gcD

ΣLfv 22

= 0,186 ft .lbf/lbm


Static head, z.gc

g = 15 ft.lbf/lbm

Velocity head, 2gc

Δv2

= 0

Pressure head, ρ

ΔP= 0

Ws = z.gc

g+

2gc

Δv2

+ρ

ΔP + F

= 15 + 0 + 0 + 0,304 = 15,186 ft.lbf/lbm


Ws.Q.ρ=

550

)16,62)(58,0)(186,15(= 0,995 Hp



0,995


LD-37

22. Boiler (Q-440)

Fungsi : Menyediakan uap untuk keperluan proses

Jenis : Water tube boiler

Bahan konstruksi : Carbon steel

Data :

Uap jenuh yang digunakan bersuhu 1000C pada tekanan 101,33 Kpa (14,7 Psi).

Dari steam table, Smith, 1987, diperoleh kalor laten steam 970,3 Btu/lbm.

Kebutuhan uap = 58.875,488 kg/jam = 129681,692 lbm/jam

Perhitungan:

Menghitung daya ketel uap:

W = H

970,3xPx34,5

Dimana: P = Daya boiler, Hp

W = Kebutuhan uap,lbm/jam

H = Kalor laten, Btu/lbm

Maka:

P = 970,3x34,5

btu/lbm970,3xlbm/jam129681,692

P = 3758,889 Hp

Menghitung jumlah tube:

Luas permukaan perpindahan panas, A = P x 10 ft2/Hp……..(Kern,1965)

= 3758,889 Hp x 10 ft2/Hp

= 37588,89 ft2

Direncanakan dengan menggunakan tube dengan spesifikasi:

Panjang tube, L = 20 ft

Diameter tube = 3 in

Luas permukaan pipa, a = 0,917 ft2/ft

Sehingga jumlah tube:

NE =axL

A=

/ftft0,917xft20

ft89,375882

2

= 2049,558 buah

Maka jumlah tube yang dibutuhkan sebanyak 2050 buah.


LAMPIRAN E

PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI

Dalam rencana Pra Rancangan Pabrik Kelapa Sawit ini digunakan asumsi sebagai

berikut :

1. Pabrik beroperasi selama 24 jam sehari dan 330 hari dalam setahun.

2. Kapasitas pabrik kelapa sawit 40 ton/jam.

3. Perhitungan didasarkan pada harga alat yang terpasang (HAT)

4. Harga alat disesuaikan dengan basis 22 Mei 2007, dimana nilai tukar dolar

terhadap rupiah adalah US$ = Rp. 9850,- …………..(Harian Analisa)

E.1 Modal Investasi Tetap

E.1.1 Modal Investasi Tetap Langsung (MITL)

a. Biaya tanah lokasi Pabrik

Harga tanah pada lokasi pabrik diperkirakan Rp 300.000,-/m2

Luas tanah seluruhnya = 20.330 m2

Harga tanah seluruhnya = 20.330 m2 x Rp 300.000,-/m2

= Rp 6.099.000.000,-

Biaya perataan tanah sebesar 10% dari harga tanah seluruhnya

(Peters & Timmerhaus, 1991) = 0,1 x Rp 6.099.000.000,-

= Rp 609.900.000,-

Total biaya tanah = Rp 6.099.000.000 + 609.900.000

= Rp 6.708.900.000,-


B. Harga Bangunan

Perincian harga bangunan dapat dilihat pada tabel LE-1

b. Perincian Harga Bangunan

Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan Pabrik No Jenis Area Luas (m2) Harga (Rp/m2) Jumlah (Rp) 1 Areal proses 5,600 500,000 2,800,000,000 2 Rencana Perluasan 3,400 300,000 1,020,000,000 3 Perumahan Karyawan 4,800 200,000 960,000,000 4 Unit pengolahan air 1,700 200,000 340,000,000 5 Taman 100 100,000 10,000,000 6 Parkir 350 100,000 35,000,000 7 Ruang Listrik 150 250,000 37,500,000 8 Kantor 1,000 200,000 200,000,000 9 Areal bahan baku 500 100,000 50,000,000

10 Unit pemadam kebakaran 50 200,000 10,000,000 11 Gudang produksi 750 200,000 150,000,000 12 Bengkel 60 250,000 15,000,000 13 Peralatan pengaman 40 200,000 8,000,000 14 Ruang Boiler 80 400,000 32,000,000 15 Laboratorium 60 250,000 15,000,000 16 Ruang kontrol 50 150,000 7,500,000 17 Perpustakaan 100 150,000 15,000,000 18 Tempat ibadah 40 150,000 6,000,000 19 Kantin 60 100,000 6,000,000 20 Pos jaga 40 100,000 4,000,000 21 Poliklinik 100 150,000 15,000,000 22 Pengolahan Limbah 600 200,000 120,000,000 23 Jalan 700 300,000 210,000,000

Total 6,066,000,000

C. Perincian Harga Peralatan

Harga peralatan dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut :

Cx = Cy m

y

x

X

X

I

I

1

2

Dimana: Cx = Harga alat pada tahun pembelian (2007)

Cy = Harga alat pada kapasitas yang tersedia

Ix = Indeks harga pada tahun 2007

Iy = Indeks harga pada tahun yang tersedia

X1 = Kapasitas alat yang tersedia

X2 = Kapasitas alat yang diinginkan


m = Faktor eksponensial untuk jenis alat yang tersedia

Untuk menghitung semua harga peralatan pada pabrik, digunakan metode

Marshall R Swift Equipment Cost Indeks, Indeks yang digunakan adalah Chemical

Engineering Plant Cost Indeks (Timmerhaus, 2004).

Tabel LE.2 Harga Indeks Marshall dan Swift Tahun Yi Xi Yi2 Xi2 Yi.Xi

1993 964,2 1 929681,64 1 964,2

1994 993,4 2 986843,56 4 1986,8

1995 1027,5 3 1055756,25 9 3082,5

1996 1039,1 4 1079728,81 14 4156,4

1997 1056,8 5 1116826,24 25 5284

1998 1061,9 6 1127631,61 36 6371,4

1999 1068,3 7 1141264,89 49 7478,1

2000 1089,0 8 1185921 64 8712

2001 1093,9 9 1196617,21 81 9845,1

2002 1102,5 10 1215506,25 100 11025

Total 10.496,6 55 11.035.777,46 385 58.905,5

Sumber: Timmerhaus, 2004

Untuk mencari indeks harga pada tahun 2006 digunakan metode Regresi

Koefisien Korelasi, yaitu :

2222 .)(.(

...

iiii

iiii

YYnxXXn

YXYXnr

r =

97,0)6,10496()46,1103577710(55)38510(

)6,1049655()5,5890510(22

xxx

xx

Harga koefisien yang mendekati +1 menyatakan bahwa terdapat hubungan

linear antar variabel X dan Y, sehingga persamaan regresi yang mendekati adalah

Persamaan Regresi Linear.

Persamaan umum Regresi linear adalah Y = a + b X

Dengan : Y = Indeks harga pada tahun yang dicari (2006)

X = Variabel tahun ke n –1

A, b = Tetapan persamaan regresi


Dimana a dan b dapat dicari dengan menggunakan rumus :

22

2

)().( ii

iiii

XXn

YxXYxXa

5,523,14

38,97166,1094)(

66,104910

6,10496

23,1455)38510(

)6,1049655()5,589010(

)().(

)().(

2

22

b

aYx

n

Yy

x

xxb

XXn

YxXYXxnb

i

ii

iiii

Dengan demikian harga indeks pada tahun 2007 adalah :

Y = 971,38 + ( 14,23 x 5,5 )

= 1049,645

Untuk alat yang tidak tersedia, faktor eksponennya (m) dianggap 0,6 (Timmerhaus, 2004 )

Contoh perhitungan estimasi harga peralatan :

Nama alat : Sterilizer

Jumblah : 1 buah

Volume tangki (X2) :21,83 m3

Untuk Sterilizer, luas tangki yang disediakan

X1 = 100 m2

Cy = 21.000 US $

Ix = 744

Iy = 300

M = 0,56

Maka tangki Seterilizer pada tahun 2007 :

Cx = US $ 21.000

300

744

100

83,2156,0

Cx = US $ 22.209,62 x 9850

Cx = Rp 218.764.727


Dengan cara yang sama perkiraan harga alat proses yang lainya dapat dilihat

dalam tabel LE-3 dan tabel LE-4 untuk perkiraan harga peralatan utilitas pada Pabrik

Kelapa Sawit.

Tabel LE.3 Beberapa Nilai Eksponensial Peralatan

Peralatan Batas Ukuran Satuan Eksponen Drayer, Vacuum Kettle, cast iron, jacked Pump Sentrifugal, Horizontal, Cast steelReactor Seperator, Sentrifugal Tank, flat head, C.S Tower

10 – 100 250 – 800 104 - 105 100 – 1000 50 – 250 102 - 104 103 – 2.106

ft2 0,76 gallon 0,27 gpm 0,33 gallon 0,56 ft3 0,49 gallon 0,57 lb 0,62

Sumber : Timmerhaus, 1991

Tabel LE.4 Daftar harga peralatan proses Nama Alat Kode Harga/unit Jumlah (Unit) Harga Total Penimbunan Buah LR-01 14,325,000 13 186,225,000 Lori L-02 10,831,000 20 216,620,000 Sterilizer ST-01 233,935,000 4 935,740,000 Hoisting Crane HC-01 12,800,000 4 51,200,000 Tangki Penebahan TP-01 30,900,000 5 154,500,000 Digester DG-01 86,250,000 4 345,000,000 Screw Conveyor SP-01 59,870,000 4 239,480,000 Vibrating screen VS-01 25,375,000 4 101,500,000 Bak R.O T-01 58,454,000 4 233,816,000 Pompa P-03 25,593,000 2 51,186,000 Continous Settling Tank T-02 150,900,000 2 301,800,000 Oil Tank T-03 89,825,000 2 179,650,000 Dsludge Tank T-04 89,825,000 4 359,300,000 Sludge Seperator SS-01 126,294,000 4 505,176,000 Oil Purifier OP-01 126,294,000 2 252,588,000 Vacuum dryer VD-01 118,059,000 1 118,059,000 Hopper Tankos HT-01 69,800,000 3 209,400,000 Storage Tank T-05 1,791,552,000 2 3,583,104,000 Depericarper D-01 82,446,000 2 164,892,000 Nut Cyclone NC-01 30,821,000 2 61,642,000 Nut silo TS-01 105,325,000 2 210,650,000 Nut grading screen NG-01 69,328,000 2 138,656,000 Hidro cyclone HC-01 50,500,000 2 101,000,000 Kernel Silo KS-02 205,953,000 2 411,906,000 Fiber Cyclone FC-01 89,861,000 2 179,722,000 Shell cyclone SC-01 86,700,000 2 173,400,000 Kernel dryer KD-01 108,269,000 2 216,538,000 9,682,750,000


Tabel LE.5 Daftar Harga Peralatan Utilitas

No Nama Alat Unit Harga Total Harga 1 Pompa sumur bor 1 4.500.000 4.500.0002 Bak Pengendapan 1 25.748.770 25.748.7703 Clarifier 1 12.811.541 12.811.5414 Tangki Pelarutan alum 1 12.659.019 12.659.0195 Tangki Pelarutan Soda Abu 1 6.859.937 6.859.9376 Pompa bak Pengendapan 1 4.500.000 4.500.0007 Sand filter 1 9.231.792 9.231.7928 Pompa Clarifier 1 4.500.000 4.500.0009 Menara air 1 35.065.244 35.065.24410 Pompa sand filter 1 4.500.000 4.500.00011 Kation exchanger 1 16.488.336 16.488.33612 Tangki pelarutan asam sulfat 1 9.771.360 9.771.36013 Pompa menara air 1 4.500.000 4.500.00014 Anion exchanger 1 27.488.336 27.488.33615 Tangki pelarutan NaOH 1 6.173.540 6.173.54016 Pompa kation exchanger 1 4.500.000 4.500.00017 Tangki kaporit 1 4.007.045 4.007.04518 Tangki penampungan air umpan ketel 1 26.100.725 26.100.72519 Pompa air umpan ketel 1 4.500.000 4.500.00020 Daerator 1 25.313.606 25.313.60621 Pompa Daerator 1 4.500.000 4.500.00022 Boiler 1 306.836.606 306.836.606

Total 760.615.884

Perkiraan Harga Unit Pengolahan Limbah

Tabel LE.6 Perkiraan harga Unit pengolahan

No Nama Kolam Ukuran

(P x L x T/D)

Volume

Efektif (m3)

Waktu Tinggal

1

2

3

Kolam I

Kolam II

Kolam III

15 x 18 x 3

15 x 11 x 3

15 x 11 x 3

400

200

200

3 hari

14 hari

14 hari

Keterangan :

P = Panjang

L = Lebar

T/D = Tinggi/dalam

Ukuran kolam I

Ukuran = 15 x 18 = 270 m2

Perkiraan harga jual pengolahan limbah = Rp 200.000 /m2 = Rp 54.000.000,-


Ukuran Kolam II

Ukuran = 15 x 11 = 165 m2

Perkiraan harga jual bangunan limbah = Rp 200.000 /m2 = Rp 33.000.000,-

Ukuran Kolam III

Ukuran = 15 x 11 = 165 m2

Perkiraan harga jual bangunan limbah = Rp 200.000 /m2 = Rp 33.000.000,-

Harga Total Pengolahan Limbah

= Rp 54.000.000 + Rp 33.000.000 + Rp 33.000.000 = 120.000.000,-

Harga-harga peralatan pada Tabel LE.4 dan Tabel LE.5 masih merupakan

harga indeks. Untuk memperoleh harga peralatan sampai dilokasi pabrik masih harus

ditambah lagi sejumlah biaya sebagai berikut :

Biaya transportasi = 5%

Biaya asuransi = 1%

Bea masuk = 15%

PPn = 10%

PPh = 10%

Biaya gudang = 0,5%

Ongkos bongkar muat = 0,5%

Transportasi lokal = 0,5%

Biaya tak terduga = 0,5%

TOTAL = 43% ((Peters & Timmerhaus, 1991) +

Total harga peralatan = Rp 9.682.750.000,- + Rp 760.615.884,-

= Rp 10.443.365.884,-

Harga alat sampapai dilokasi pabrik :

= 1,43 x (Total harga peralatan proses dan utilitas)

= 1,43 x Rp 10.443.365.884,-

= Rp14.934.013.214,-

Biaya pemasangan 10% dari total harga peralatan :

= 0,1 x Rp 10.443.365.884,-

= Rp 1.493.401.321,-

Harga peralatan proses dan utilitas terpasang (HPT)

= Rp 14.934.013.214 + Rp 1.493.401.321 = Rp 16.427.414.536,-


c. Harga alat instrumentasi dan kontrol

Diperkirakan 5% dari HPPT = 0,05 x Rp 16.427.414.536,-

= Rp 821.370.727,-

d. Biaya Perpipaan


= Rp 1.624.741.454,-

e. Biaya Instalasi Listrik


= Rp 821.370.727,-

f. Biaya Insulasi


= Rp 821.370.727,-

g. Biaya Inventaris Kantor


=Rp 328.548.291,-

h. Biaya Perlengkapan Pemadam Kebakaran

Diperkirakan 2% dari HPPT = 2% x Rp 16.427.414.536,-

= Rp 328.548.291,-

i. Sarana Transportasi

Tabel LE.7 Biaya Sarana Transportasi

Kenderaan Jumlah Harga Unit (Rp) Total harga (Rp) Direktur 1 500,000,000 500,000,000 Manager 5 350,000,000 1,750,000,000 Kepala Bagian 5 250,000,000 1,250,000,000 Karyawan 3 400,000,000 1,200,000,000 Ambulance 1 150,000,000 150,000,000 Mobil Pemadam 1 500,000,000 500,000,000 Truk Bahan Baku dan Produk 11 400,000,000 4,400,000,000

Total 9,750,000,000 Total MITL = A + B + C + D + E + F + G + H + I

= Rp 6.708.900.000 + Rp 6.066.000.000 + Rp 120.000.000

+Rp 16.427.414.536 + Rp 821.370.727 + Rp 1.642.741.454

+Rp 821.370.727 + Rp 821.370.727 + Rp 328.548.291

+ Rp 328.548.291 + Rp 9.750.000.000

= Rp 43.836.264.753,-


E.1.2 Modal Inventasi Tetap Tidak Langsung (MITTL)

A. Pra Inventasi

Meliputi survey diperkirakan 5% dari MITL ……….(Timmerhaus, 1991)

= 0,05 x Rp 43.836.264.753,-

= Rp 2.191.813.238,-

B. Engineering dan Supervisi

Meliputi meja gambar dan alat-alatnya, inspeksi, pengawasan pembangunan

pabrik.

Engineering diperkirakan 5 % dari MITL …………(Timmerhaus, 1991)

= 0,05 x Rp 43.836.264.753,-

= Rp 2.191.813.238,-

C. Biaya Kontruksi

Biaya kontraktor diperkirakan 5% dari MITL ……….(Timmerhaus, 1991)

= 0,05 x Rp 43.836.264.753,-

= Rp 2.191.813.238,-

D. Biaya Tak Terduga

Biaya tak terduga diperkirakan 10% dari MITL ……..(Timmerhaus, 1991)

= 0,1 x Rp 43.836.264.753,-

= Rp 4.383.626.475,-

Total MITTL = A + B + C + D

= Rp 2.191.813.238,- + Rp 2.191.813.238,- + Rp 2.191.813.238,-

+ Rp 4.383.626.475,-

= Rp 10.959.066.188,-

MIT = MITL + MITTL

= Rp 43.836.264.753,- + Rp 10.959.066.188,-

= Rp 54.795.330.941,-


E.2 Modal Kerja (Working Capital)

Modal kerja dihitung untuk pengoprasian pabrik selama 3 bulan (75 hari).

E.2.1 Persediaan Bahan Baku Proses

TBS

Kebutuhan = 30 ton/jam = 30.000 kg/jam ……….(Lampiran A)

Harga = Rp 457,37/kg ………………….(PKS. Asean Agree, 2007)

Harga total = 90 x 30.000 kg/jam x 24 jam/hari x Rp 457,37 /kg

= Rp 29.637.576.000,-

Al2(SO)3

Kebutuhan = 18,320 kg/jam

Harga = 8000/kg……………………(CV. Rudang jaya, 2006)

Harga total = 90 hari x 18,320 kg/jam x 24 jam/hari x Rp 8000/kg

= Rp 316.569.600,-

Na2CO3


Harga = Rp 7100 / kg ………………(Cv. Rudang jaya, 2006)

Harga total = 90 hari x 9,893 kg/jam x 24 jam/hari x Rp 7.100/kg

= 151.719.048,-

Kaporit


Harga = 7000 /kg ………………..(CV. Rudang jaya, 2006)

Harga total = 90 hari x 0,857 kg/jam x 24 jam/hari x Rp 7000/kg

= Rp 12.957.840,-

Asam sulfat


Harga = Rp 365.000/ liter ………………(CV. Rudang jaya,2006)

Total kebutuhan = liter/jam141,5m1

L1000x

kg/m1822,1898

kg/jam9,36833

Harga total = 90 hari x 5,141 L/jam x 24 jam/hari x Rp 365.000/kg

= Rp 4.052.376.000,-

NaOH = 1,891 kg/jam

Harga = 20.000 /kg ……………………(CV. Rudang Jaya, 2006)


Harga total = 90 hari x 1,891 kg/jam x 20.000 /kg

= Rp 81.691.200,-

Solar


Harga = 1650 /kg …………………………(Analisa, Mei 2007)

Harga total = 37,531 kg/jam x 1650/kg x 24 jam/hari x 90 hari

= Rp 133.760.484,-

Total biaya bahan baku proses dan utilitas selama 3 bulan :

= Rp 34.386.650.172,-

Harga Total pertahun = 4 x Rp 34.386.650.172,- = Rp 137.546.600.688,-

2.2 Kas

Gaji Pegawai

Tabel LE.8 Perkiraan Gaji Karyawan

Jabatan Jumlah Gaji/bulan Total Gaji (Rp) Direktur 1 15,000,000 15,000,000 Manager 5 10,000,000 50,000,000 Kepala Bagian 20 7,000,000 140,000,000 Karyawan 60 2,500,000 150,000,000 Dokter 1 5,000,000 5,000,000 Perawat 2 1,500,000 3,000,000 Petugas Keamanan 6 1,500,000 9,000,000 Petugas Kebersihan 8 600,000 4,800,000 Supir 10 1,000,000 10,000,000 Total 113 386,800,000

Total gaji pegawai selama 1 bulan = Rp 386.800.000,-

Total gaji pegawai selama 3 bulan = Rp 1.160.400.000,-

Biaya administrasi umum

Diperkirakan sebesar 20% dari gaji 3 bulan

= 0,2 x Rp 1.160.400.000,-

= Rp 232.080.000,-

Biaya Pemasaran

Diperkirakan 15% dari biaya bahan baku dan utilitas selama 3 bulan

= 0,15 x Rp 1.160.400.000


= Rp 174.060.000,-

d. Pajak Bumi dan bangunan (PBB)

Perhitungan pajak bumi dan bangunan menurut menurut UU No.2 tahun 2000 JO.UU

No. 21 tahun 1997, maka:

Tanah

~ Luas tanah = 20.330 m2

~ Luas tanah yang tidak kena pajak = Tempat ibadah + Poliklinik + Jalur hijau +

= 160 m + 200 + 600 = 960 m2

~ Luas tanah kena pajak = 20.330 m2 – 960 m2 = 19.370 m2

~ Pajak tanah = 70% x harga tanah

= 0,7% x Rp 300.000 /m2 = Rp 210.000/m2

~ Total (NJOP tanah) = Rp 210.000 m2 x 19.370 m2

= Rp 4.067.700.000,-

Bangunan

Luas bangunan = 20.330 – 1000 = 19.330 m2

Pajak bangunan =Rp 300.000/m2

~ NJOP bangunan = Rp 19.330 m2 x Rp 300.000/m2 = Rp 5.799.000.000,-

~ NJOP bangunan tidak kena pajak = (tempat ibadah + taman)

= 160 m2 x Rp 300.000,-

= Rp 48.000.000,-

~ Total (NJOP) bangunan = Rp 5.799.000.000 – Rp 48.000.000

= Rp 5.751.000.000,-

~ NJOP = NJOP tanah + NJOP bangunan

= Rp 4.067.700.000 – Rp 5.751.000.000

= Rp 9.818.700.000,-

~NJKP = 20% dari NJOP ………………(UU.RI No 12/1985)

= 0,2 x Rp 9.818.700.000,-

= Rp 1.963.740.000,-

PBB terhutang = 0,5% dari NJKP

= 0,005 x Rp 9.818.700.000

= Rp 49.093.500,-

Pajak Bumi dan Bangunan per tiga bulan = (3/12) x Rp 49.093.500 = Rp 12.273.375


Tabel LE.9 Perician Biaya Kas

No Jenis Biaya Jumlah (Rp)

1

2

3

4

Gaji karyawan

Biaya administrasi

Pemasaran

PBB

1.160.400.000

232.080.000

174.060.000

12.273.375

Total 1.578.813.375

E.2.3 Biaya start Up

Diperkirakan sebesar 3% dari MIT ………………(Timerhaus,1991)

= 0,03 x Rp 54.795.330.941 = Rp 1.643.859.928,-

E.2.4 Piutang Dagang

PD = ID/12 x HPT

Dimana :

PD = Piutang Dagang

Jp = Jangka waktu kredit yang diberikan ( tahun)

HPT = Hasil penjualan tahunan

Produksi CPO = 5.274,430 kg/jam x 24 jam/hari x 360 kari/tahun

= 45.571.075 kg/tahun

Harga jual produk CPO = Rp 3245,67/kg ………(PKS. Asean Agree, 2007)

Harga jual produk = 45.571.075 kg/tahun x Rp 3245,67/kg

= Rp 147.908.671.644,-

Harga jual produk PKO = 2036,0/kg ….(PKS. Asean Agree, 2007)

Produk PKO = 1.923,444 kg/jam = 16.618.556 kg/tahun

Harga jual produk = 16.618.556 kg/tahun x Rp 2036,04 /kg

= Rp 33.836.045.080,-

Harga jual total produk

= Harga jual CPO + Harga jual PKO

= Rp 147.908.671.644 + Rp 33.836.045.080

= Rp 181.744.716.728,-

Piutang Dagang = 3/12 x Rp 181.744.716.728,-

= Rp 45.436.179.182,-


Tabel LE.10 Perincian Modal Kerja (Working Capital)

No Jenis Biaya Jumlah (Rp)

1

2

3

4

Bahan baku dan utilitas

Kas

Start-up

Piutang Dagang

137.546.600.688

1.578.813.375

1.643.859.928

45.436.179.182

Total 186.205.453.173

Total Modal Investasi = MIT + Total Modal Kerja

= Rp 54.795.330.941 + Rp 186.205.453.173

= Rp 241.000.784.114,-

Modal ini berasal dari :

1) Modal sendiri = 75% dari Total modal investasi

= 0,75 x Rp 241.000.784.114

= Rp 180.750.588.086,-

2) Modal pinjaman Bank = 25% dari Total modal investasi

= 0,25 x Rp 241.000.784.114

= Rp 60.250.196.029,-

E.3 Biaya Produksi Total

E.3.1 Biaya Tetap (Fixed Cost /FC)

a) Gaji tetap 1 tahun + 3 bulan gaji sebagai tunjangan gaji pokok.

= Rp 5.802.000.000,-

b) Bunga Pinjaman Bank

Diperkirakan sebesar 19% dari modal pinjaman Bank

= 0,19 x Rp 60.250.196.029,-

= Rp 11.447.537.245,-

c) Depresiasi dan Amortisasi

Depresiasi dihitung dengan model garis lurus dengan harga akhir nol.

Rumus = n

L)(P

Dimana : D = Depresiasi pertahun

P = Harga awal peralatan

L = Harga akhir peralatan


N = Umur peralatan

Semua modal investasi tetap langsung (MITL) kecuali tanah mengalami

penyusutan yang disebut depresiasi, dan modal tetap tidak langsung (MITTL) juga

mengalami penyusutan yang disebut amortisasi.

Biaya amortisasi sebesar 20% dari MITTL sehingga

= 0,2 x Rp 10.959.066.188

= Rp 2.191.813.238,-

Tabel LE.11 Perkiraan biaya depresiasi dan amortisasi

Komponen Harga komponen Umur Tahun Depresiasi Bangunan 6,066,000,000 15 404,400,000 Peralatan Proses dan utilitas 16,427,414,536 10 1,642,741,454 Instrumentasi dan kontrol 821,370,727 15 54,758,048 Perpipaan 1,642,741,454 10 164,274,145 Instalasi Listrik 821,370,727 15 54,758,048 Insulasi 821,370,727 15 54,758,048 Inventaris kantor 328,548,291 5 65,709,658 Perlengkapan kebakaran 328,548,291 10 32,854,829 Sarana Transportasi 9,750,000,000 10 975,000,000 Total 3,449,254,232

Total biaya depresiasi dan amortisasi

Rp 2.191.813.238 + Rp 3.449.254.232 = Rp 5.915.058.182,-

d) Biaya Tetap Perawatan

Perawatan mesin dan alat-alat proses

Diperkirakan sebesar 10% dari HPPT

= 0,1 x Rp 16.427.414.536

= Rp 1.642.741.454,-

Perawatan bangunan

Diperkirakan sebesar 5% dari harga bangunan

= 0,05 x Rp 6.066.000.000

= Rp 303.300.000,-

Perawatan kenderaan

Diperkirakan sebesar 5% dari harga kenderaan

= 0,05 x Rp 9.750.000.000

= Rp 487.500.000,-

Perawatan instrumentasi dan alat kontrol


Diperkirakan sebesar 5% dari harga alat instrumentasi dan alat kontrol

= 0,05 x Rp 821.370.727

= Rp 41.068.536,-

Perawatan perpipaan

Diperkirakan sebesar 5% dari harga perpipaan

= 0,05 x Rp 1.642.741.454

= Rp 82.137.073,-

Perawatan instalasi listrik

Diperkirakan sebesar 5% dari harga intalasi listrik

= 0,05 x Rp 821.370.727

= Rp 41.068.536,-

Perawatan insulasi

Diperkirakan sebesar 5% dari harga insulasi

= 0,05 x Rp 821.370.727

= Rp 41.068.536,-

Perawatn inventaris kantor

Diperkirakan sebesar 5% dari harga inventaris kantor

= 0,05 x Rp 328.548.291

= Rp 16.427.415,-

Perawatan perlengkapan kebakaran

Diperkirakan sebesar 5% dari harga perlengkapan kebakaran

= 0,05 x Rp 328.548.291

= Rp16.427.415,-

e) Biaya Tambahan (Plant Overhead Cost)

Diperkirakan sebesar 20% dari Modal Inventasi Tetap

= 0,2 x Rp 54.795.330.941,-

= Rp 10.959.066.188,-

f) Biaya pemasaran dan distribusi

Diperkirakan sebesar 15% dari Biaya tambahan

= 0,15 x Rp 10.959.066.188,-

= Rp 1.643.859.928,-


g) Biaya Asuransi

Pabrik diperkirakan sebesar 1 % dari MIT

= 0,01 x Rp 54.795.330.941,-

= Rp 547.953.309,-

Karyawan diperkirakan sebesar 1% dari total gaji

= 0,1 x Rp 5.802.000.000,-

= Rp 58.020.000,-

Total biaya asuransi = Rp 605.973.309,-

h) Pajak Bumi dan Bangunan

= Rp 49.093.500,-

Tabel LE. 12 Perincian Biaya Tetap (Fixed Cost)

No Jenis Biaya Jumlah (Rp) 1 Gaji Karyawan 5.802.000.000 2 Bunga Bank 11.447.537.245 3 Depresiasi dan amortisasi 5.641.067.470 4 Perawatan 2.671.738.965 5 Tambahan 10.959.066.188 6 Distribusi 1.643.859.928 7 Asuransi 605.973.309 8 PBB 49.093.500

Total 38.820.336.605

E.3.2 Biaya Variabel (Variabel Cost)

a. Biaya total bahan baku proses, utilitas dan limbah pertahun

= Rp 34.386.650.172,-

b. Biaya variabel pemasaran

Diperkirakan sebesar 10% dari biaya tetap pemasaran

= 0,10 x Rp 1.643.859.928,-

= Rp 164.385.993,-

c. Biaya variabel perawatan

Diperkirakan sebesar 15% dari biaya tetap perawatan

= 0,15 x Rp 2.671.738.965

= Rp 400.760.845,-

d. Biaya variabel lainnya

Diperkirakan sebesar 5% dari biaya tetap tambahan


= 0,05 x Rp 10.959.066.188

= Rp 547.953.309,-

Total biaya Variabel = Rp 35.499.750.319,-

Total biaya produksi

= Total biaya tetap + Total biaya variabel

= Rp 38.820.336.605,- + Rp 35.499.750.319,-

= Rp 74.320.086.924,-

E.4 Perkiraan Rugi/Laba

a. Laba sebelum pajak

= Total penjualan – Total biaya produksi

= Rp 181.744.716.724 – Rp 74.320.086.924

= Rp 107.424.629.800,-

b. Pajak penghasilan

Berdasarkan keputasan Menkeu R.I tahun 2000 pasal 17, tarif pajak

penghasilan adalah :

Penghasilan 0 – 50 juta dikenakan pajak sebesar 10%

Penghasilan 50 – 100 juta dikenakan pajak sebesar 15%

Penghasilan diatas 100 juta dikenakan pajak sebesar 30%

Maka perincian pajak penghasilan (PPh) :

10% x Rp 10.000.000 = Rp 5.000.000,-

15% x Rp 50.000.000 = Rp 7.500.000,-

30% x (Rp 107.424.629.800 – Rp100.000.000)= Rp 32.197.388.940,-

Total PPh = Rp 32.209.888.940,-

c. Laba setelah pajak

= Laba sebelum pajak – PPh

= Rp 107.424.629.800 – Rp 32.209.888.940

= Rp 75.114.740.860,-


E.5 Analisa Aspek ekonomi

a. Profit Margin (PM)

PM = PenjualanTotal

pajaksebelumLabax 100 %

= %100x6.724181.744.71Rp

800.629.424.107Rp

= 59,11 %

b. Break even point (BEP)

BEP = %100xVariabelBiayaPenjualanTotal

TetapBiaya

= %100x319.750.499.35Rp724.716.744.181Rp

605.336.820.38Rp

= 26,54 %

c. Return of Invesment (ROI)

ROI = %100xInvestasiModalTotal

pajaksetelahLaba

= %100x4.114241.000.78Rp

.86075.114.740Rp

= 31,17 %

d. Pay Out Time (POT)

POT = 3117,0

1

ROI

1

= 3,21 tahun


LE-20

e. Return On network (RON)

RON = SendiriModal

pajaksetelahLabax 100%

= 086.588.750.180

860.114.75

Rp

Rpx 100%

= 41,56 %

f. Internel Rate of Return (IRR)

Untuk menentukan nilai IRR harus digambarkan jumlah pendapatan dan

pengeluaran dari tahun ke tahun yang disebut cash flow. Untuk memperoleh cash

flow diambil ketentuan sebagai berikut :

- Laba kotor diasumsikan mengalami kenaikan 10 % tiap tahun.

- Masa pembangunan disebut tahun ke nol.

- Perhitungan dilakukan dengan menggunakan nilai pada tahun ke sepuluh.

- Cash Flow = laba sebelum pajak – pajak

Dari hasil perhitungan diperoleh IRR = 40,13%.


Garis Komando

Garis Koordinasi

RUPS

Gambar 9.1. Struktur Organisasi Perusahaan Pabrik Kelapa Sawit

Direktur Dewan Komisaris Staf Ahli

Sekeretaris

Manajer Teknik Manajer Produksi Manajer Pemasaran Manajer Keuangan Manajer Personalia

Kepala Teknik

Kasir Listrik

Kasir Instrumentas

i

Kasir Pem Pabrik

Kasir Proses

Kasir Laboratorium

Kepala Produksi

Kasir Utilitas

Kasir Promosi

Kasir Penjualan

Kepala Pemasaran

Karyawan

Kasir Akuntansi

Kasir Keuangan

Kasir Kepegawaian

Kepala Keuangan Kepala Personalia

Kasir Kesehatan

Kasir Humas

Kasir Keamanan


Documents

Appendix