Pabrik Biobutanol dari Ubi Kayu - Biobutanol Plant from Cassava Starch (Manihot Esculenta Krants)

TK-4094 PERANCANGAN PABRIK KIMIA

Semester II 2010/2011

PABRIK BIOBUTANOL DARI UBI KAYU

(Manihot esculenta Crantz)

Kelompok 2.1011.1.11

Ade Rahma Dyah Hartanti 13007005

Dissa Junita Roria Situmorang 13007009

Laras Wuri Dianningrum 13007075

Pembimbing :

Dr. Melia Laniwati Gunawan

PROGRAM STUDI TEKNIK KIMIA

FAKULTAS TEKNOLOGI INDUSTRI

INSTITUT TEKNOLOGI BANDUNG

2011

21011.1.11

ii By: Checked: Approved:

LEMBAR PENGESAHAN

TK-4094 PERANCANGAN PABRIK KIMIA

Semester II – 2010/2011

PABRIK BIOBUTANOL DARI UBI KAYU

(Manihot esculenta Crantz)

Ade Rahma Dyah Hartanti 13007005

Dissa Junita Roria S. 13007009

Laras Wuri Dianningrum 13007075

Catatan:

Bandung, 10 Juni 2011

Telah diperiksa dan disetujui

Pembimbing,

Dr. Melia Laniwati Gunawan

21011.1.11

iii By: Checked: Approved:

ABSTRAK

Biobutanol adalah butanol (C4H10OH) atau butil alkohol yang terbuat dari biomassa.

Biobutanol diproduksi dengan cara fermentasi mikroba, mirip dengan etanol dan dapat

diperoleh dari bahan baku seperti gula, starch, atau yang mengandung selulosa. Pada

perancangan pabrik ini digunakan tepung cassava sebagai bahan baku pembuatan butanol.

Butanol pada umumnya digunakan sebagai pelarut, bahan baku polimer, dan plastik. Tetapi

Butanol juga berperan baik sebagai bahan bakar jika dibandingkan dengan etanol karena

butanol memiliki beberapa kelebihan seperti biobutanol memeiliki beberapa karakteristik

fisika dan kimia yang lebih mirip dengan bensin sehingga tidak diperlukan pembangunan

infrastruktur dan transportasi yang baru, selain itu butanol tidak larut dalam air sehingga tidak

akan menyebabkan kororsi.

Pabrik ini dirancang untuk memproduksi biobutanol sebagai bahan bakar dengan

kapasitas produksi sebesar 13,576.8 kL/tahun. Proses yang terlibat dalam produksi biobutanol

ini adalah proses persiapan yang meliputi likuefaksi, sakarifikasi dan sterilisasi, proses

fermentasi yang dilakukan dua kali (acidogenesis dan solventogenesis), serta proses

pemisahan dan pemurnian dengan distilasi untuk memperoleh butanol dengan kemurnian

99.5%.

Pabrik dirancang dengan umur operasi selama 20 tahun dengan investasi awal yang

dibutuhkan adalah sebesar US $197,000,000. Besarnya Internal Rate of Return dari

perusahaan ini adalah 17 % dengan nilai Return on Investment sebesar 34%. Waktu yang

dibutuhkan untuk memperoleh jumlah uang sebesar investasi awal adalah 4.8 tahun. Nilai

Break Event Point yang diperoleh adalah 30%. Analisis sensitivitas menunjukkan bahwa

variabel operasi yang paling mempengaruhi keuntungan pabrik adalah harga produk.

Berdasarkan evaluasi ekonomi yang telah dilakukan, pabrik biobutanol ini layak didirikan.

Kata Kunci: Bioutanol, Bahan bakar, Tepung cassava

21011.1.11

iv By: Checked: Approved:

DAFTAR ISI

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

ABSTRAK .............................................................................................................................. iii

DAFTAR ISI......................................................................................................................... iiiv

DAFTAR TABEL .................................................................................................................. ix

DAFTAR GAMBAR .............................................................................................................. xi

BAB I STUDI PUSTAKA .......................................................................................................1

1.1 PENDAHULUAN ................................................................................................................................................. 1

1.1.2 TUJUAN ................................................................................................................................................... 9

1.1.3 RUANG LINGKUP ....................................................................................................................................... 9

1.1.4 ANALISIS PASAR ........................................................................................................................................ 9

1.1.5 ANALISIS EKONOMI .................................................................................................................................. 12

1.2 DESKRIPSI PROSES ........................................................................................................................................... 13

1.2.1 TAHAP PERSIAPAN BAHAN BAKU DAN STERILISASI .......................................................................................... 13

1.2.2 TAHAP LIKUEFAKSI .................................................................................................................................... 13

1.2.3 TAHAP SAKARIFIKASI ................................................................................................................................. 14

1.2.4 FERMENTASI TAHAP PERTAMA.................................................................................................................... 14

1.2.5 FERMENTASI TAHAP KEDUA ....................................................................................................................... 15

1.2.6 TAHAP PENGENDAPAN DALAM TANGKI KOAGULASI ........................................................................................ 16

1.2.7 TAHAP EKSTRAKSI CAIR-CAIR (LLE) ............................................................................................................. 16

1.2.8 DISTILASI CAMPURAN BUTANOL DAN 2-ETIL-1-HEKSANOL............................................................................... 17

1.2.9 PEMISAHAN ASETON DAN AIR DARI CAMPURAN MENGGUNAKAN DISTILASI ........................................................ 17

1.3 DASAR PERANCANGAN ..................................................................................................................................... 17

1.3.1 KAPASITAS PRODUKSI................................................................................................................................ 18

1.3.2 SPESIFIKASI BAHAN BAKU .......................................................................................................................... 18

1.3.3 SPESIFIKASI PRODUK ................................................................................................................................. 20

1.3.4 ENZIM.................................................................................................................................................... 21

1.3.5 LOKASI ................................................................................................................................................... 22

1.3.6 KESELAMATAN DAN KEAMANAN PABRIK ....................................................................................................... 26

BAB II NERACA MASSA DAN ENERGI ..........................................................................29

2.1 TAHAP PERSIAPAN DAN STERILISASI .................................................................................................................... 29

2.2 TAHAP LIKUEFAKSI DAN SAKARIFIKASI .................................................................................................................. 29

2.2.1 UNIT REAKTOR LIKUEFAKSI I ...................................................................................................................... 31

2.2.2 UNIT REAKTOR LIKUEFAKSI II ..................................................................................................................... 31

2.2.3 UNIT REAKTOR LIKUEFAKSI III .................................................................................................................... 31

2.2.4 UNIT REAKTOR SAKARIFIKASI ..................................................................................................................... 31

2.3 TAHAP FERMENTASI ......................................................................................................................................... 32

2.3.1 UNIT REAKTOR FERMENTASI ACIDOGENESIS .................................................................................................. 33

2.3.2 UNIT REAKTOR FERMENTASI SOLVENTOGENESIS ............................................................................................. 33

2.4 TAHAP PEMISAHAN DAN PEMURNIAN ................................................................................................................. 33

21011.1.11

v By: Checked: Approved:

2.4.1 UNIT MEMBRAN ...................................................................................................................................... 33

2.4.2 UNIT TANGKI KOAGULASI .......................................................................................................................... 34

2.4.3 UNIT LIQUID-LIQUID EXTRACTION ............................................................................................................... 34

2.4.4 UNIT PEMISAHAN BUTANOL DAN 2-ETIL-1-HEKSANOL ................................................................................... 35

2.4.5 UNIT PEMISAHAN ASETON DAN AIR DARI PRODUK BAWAH EKSTRAKTOR ............................................................ 35

BAB III PERALATAN PROSES, SISTEM UTILITAS, DAN PENGOLAHAN

LIMBAH .................................................................................................................................38

3.1 PENDAHULUAN ............................................................................................................................................... 38

3.1.1 REAKTOR ............................................................................................................................................... 38

3.1.2 DASAR PERANCANGAN REAKTOR ................................................................................................................ 43

3.1.2.1 REAKTOR LIKUEFAKSI ......................................................................................................................... 43

3.1.2.2 REAKTOR SAKARIFIKASI ...................................................................................................................... 44

3.1.2.3 REAKTOR ACIDOGENESIS .................................................................................................................... 45

3.1.2.4 REAKTOR SOLVENTOGENESIS ............................................................................................................... 45

3.1.3 DIMENSI REAKTOR ................................................................................................................................... 46

3.1.3.1 VOLUME REAKTOR ............................................................................................................................ 46

3.1.3.2 DIAMETER DAN TINGGI REAKTOR ......................................................................................................... 46

3.1.3.3 TUTUP DAN PENYANGGA .................................................................................................................... 46

3.1.3.4 TEBAL REAKTOR ................................................................................................................................ 47

3.1.3.5 MATERIAL KONSTRUKSI ....................................................................................................................... 48

3.1.3.6 SISTEM PENCAMPURAN ..................................................................................................................... 48

3.1.3.7 PERPINDAHAN PANAS ........................................................................................................................ 50

3.1.3.8 PERALATAN PENDUKUNG ................................................................................................................... 51

3.1.3.9 ASUMSI .......................................................................................................................................... 51

3.1.4 SPESIFIKASI REAKTOR ............................................................................................................................... 54

3.1.4.1 SPESIFIKASI REAKTOR LIKUEFAKSI I ....................................................................................................... 54

3.1.4.2 SPESIFIKASI REAKTOR LIKUEFAKSI II ...................................................................................................... 57

3.1.4.3 SPESIFIKASI REAKTOR LIKUEFAKSI III ..................................................................................................... 60

3.1.4.4 SPESIFIKASI REAKTOR SAKARIFIKASI ...................................................................................................... 63

3.1.4.5 SPESIFIKASI REAKTOR ACIDOGENESIS .................................................................................................... 66

3.1.4.6 SPESIFIKASI REAKTOR SOLVENTOGENESIS ............................................................................................... 68

3.2 SISTEM PEMISAHAN ......................................................................................................................................... 71

3.2.1 DASAR PERANCANGAN ALAT PEMISAHAN .................................................................................................... 73

3.2.2 ASUMSI YANG DIGUNAKAN PADA SISTEM PEMISAHAN .................................................................................... 82

3.2.3 SPESIFIKASI ALAT PEMISAHAN .................................................................................................................... 84

3.2.3.1 SPESIFIKASI TANGKI KOAGULASI ........................................................................................................... 84

3.2.3.2 SPESIFIKASI MEMBRAN ....................................................................................................................... 86

3.2.3.3 SPESIFIKASI KOLOM LLE ...................................................................................................................... 88

3.2.3.4 SPESIFIKASI DISTILASI BUTANOL ............................................................................................................ 90

3.2.3.5 SPESIFIKASI DISTILASI ASETON ............................................................................................................. 92

3.3 SISTEM PENCAMPURAN .................................................................................................................................... 94

3.3.1 DASAR PERANCANGAN .............................................................................................................................. 94

3.3.2 ASUMSI YANG DIGUNAKAN ........................................................................................................................ 95

3.3.3 SPESIFIKASI SISTEM PENCAMPURAN ............................................................................................................. 96

3.4 ALAT PENUKAR PANAS ..................................................................................................................................... 98

3.4.1 DASAR PERANCANGAN ALAT PENUKAR PANAS ............................................................................................... 99

21011.1.11

vi By: Checked: Approved:

3.4.1.1 DASAR PERANCANGAN HEAT EXCHANGER .............................................................................................. 99

3.4.1.2 ALGORITMA PERANCANGAN ALAT PENUKAR PANAS SHELL AND TUBE ........................................................ 104

3.4.1.3 PERANCANGAN REBOILER .................................................................................................................. 105

3.4.1.4 PERANCANGAN KONDENSOR ............................................................................................................. 107

3.4.2 SPESIFIKASI ALAT PENUKAR PANAS ............................................................................................................ 110

3.4.2.1 SPESIFIKASI HE-01 ........................................................................................................................... 110

3.4.2.2 SPESIFIKASI HE-02 ........................................................................................................................... 111

3.4.2.3 SPESIFIKASI HE-03 ........................................................................................................................... 112

3.4.2.4 SPESIFIKASI HE-04 ........................................................................................................................... 113

3.4.2.5 SPESIFIKASI HE-05 ........................................................................................................................... 114

3.4.2.6 SPESIFIKASI HE-06 ........................................................................................................................... 115

3.4.2.7 SPESIFIKASI HE-07 ........................................................................................................................... 115

3.4.2.8 SPESIFIKASI HE-08 ........................................................................................................................... 117

3.4.2.9 SPESIFIKASI HE-09 ........................................................................................................................... 118

3.4.2.10 SPESIFIKASI ST-01 .......................................................................................................................... 119

3.4.2.11 SPESIFIKASI ST-02 .......................................................................................................................... 120

3.4.2.12 SPESIFIKASI RB-100 ....................................................................................................................... 121

3.4.2.13 SPESIFIKASI RB-200 ....................................................................................................................... 122

3.4.2.15 SPESIFIKASI CD-100 ...................................................................................................................... 123

3.4.2.16 SPESIFIKASI CD-200 ....................................................................................................................... 124

3.5 PENGALIRAN DAN PENYIMPANAN BAHAN ........................................................................................................... 125

3.5.1 SISTEM PERPIPAAN ................................................................................................................................. 126

3.5.1.1 PENENTUAN HILANG TEKAN ALIRAN .................................................................................................... 126

3.5.1.2 DESAIN MATERIAL PIPA .................................................................................................................... 127

3.5.1.3 PERALATAN PENUNJANG .................................................................................................................... 127

3.5.1.4 ASUMSI YANG DIGUNAKAN ................................................................................................................ 128

3.5.2 CONVEYOR DAN BUCKET ELEVATOR ........................................................................................................ 135

3.5.2.1 DASAR PERANCANGAN ...................................................................................................................... 135


3.5.2.3 SPESIFIKASI KONVEYOR ..................................................................................................................... 135

3.5.3 POMPA ................................................................................................................................................ 138

3.5.3.1 PEMILIHAN JENIS POMPA ................................................................................................................... 138

3.5.3.2 DASAR PERANCANGAN POMPA SENTRIFUGAL ....................................................................................... 138


3.5.3.4 SPESIFIKASI POMPA .......................................................................................................................... 140

3.5.4 KOMPRESOR ....................................................................................................................................... 139

3.5.4.1 DASAR PERANCANGAN ..................................................................................................................... 139

3.5.4.2 ASUMSI YANG DIGUNAKAN ............................................................................................................... 140

3.5.4.3 SPESIFIKASI KOMPRESOR .................................................................................................................... 140

3.5.5 TANGKI PENYIMPANAN ........................................................................................................................... 141



3.5.5.3 SPESIFIKASI TANGKI PENYIMPANAN ...................................................................................................... 143

3.5.6 SILO .................................................................................................................................................... 143


3.5.6.2 SPESIFIKASI SILO ............................................................................................................................... 145

3.6 SISTEM UTILITAS ........................................................................................................................................... 147

21011.1.11

vii By: Checked: Approved:

3.6.1 AIR ...................................................................................................................................................... 148

3.6.1.1 SUMBER AIR.................................................................................................................................... 151

3.6.1.2 SISTEM PENYEDIAAN AIR ................................................................................................................... 153

3.6.1.3 PENGOLAHAN AWAL AIR ................................................................................................................... 153

3.6.1.4 PENGOLAHAN LANJUTAN AIR ............................................................................................................. 154

3.6.2 KUKUS ................................................................................................................................................. 158

3.6.3 LISTRIK ................................................................................................................................................. 160

3.7 SISTEM PENGOLAHAN LIMBAH ......................................................................................................................... 163

3.7.1 IDENTIFIKASI SUMBER LIMBAH .................................................................................................................. 163

3.7.2 PENGOLAHAN LIMBAH ............................................................................................................................ 164

3.7.2.1 LIMBAH PADAT ................................................................................................................................ 164

3.7.2.2 LIMBAH GAS .................................................................................................................................... 164

3.7.2.3 LIMBAH CAIR ................................................................................................................................... 165

3.8 TATA LETAK PABRIK ...................................................................................................................................... 166

3.8.1 DASAR PERTIMBANGAN ........................................................................................................................... 166

3.8.2 JALAN ................................................................................................................................................... 169

3.8.3 BANGUNAN ........................................................................................................................................... 169

3.8.4 SKEMA LAY-OUT PABRIK .......................................................................................................................... 169

BAB IV SISTEM PENGENDALIAN PROSES ................................................................172

4.1 TUJUAN SISTEM PENGENDALIAN PROSES ........................................................................................................... 172

4.2 DASAR PERANCANGAN SISTEM PENGENDALIAN PROSES ....................................................................................... 174

4.2.1 ASPEK DESAIN DARI SUATU SISTEM PENGENDALI .......................................................................................... 174

4.2.1.1 PENDEFINISIAN TUJUAN PENGENDALIAN ............................................................................................... 176

4.2.1.2 PENGUKURAN NILAI SUATU VARIABEL PROSES ....................................................................................... 176

4.2.1.3 PEMILIHAN MANIPULATED VARIABEL ................................................................................................... 177

4.2.1.4 PEMILIHAN KONFIGURASI PENGENDALIAN ............................................................................................ 177

4.2.2 PERANGKAT KERAS SISTEM PENGENDALI .................................................................................................... 180

4.2.3 PENGGUNAAN KOMPUTER DIGITAL DALAM PENGENDALIAN PROSES ................................................................ 182

4.3 INSTRUMENTASI PENGENDALIAN PROSES ........................................................................................................... 183

4.3.1 TANGKI PENCAMPURAN ........................................................................................................................... 185

4.3.2 REAKTOR LIKUEFAKSI ............................................................................................................................... 185

4.3.3 REAKTOR SAKARIFIKASI ............................................................................................................................ 188

4.3.4 FERMENTOR UTAMA ............................................................................................................................... 189

4.3.5 DISTILASI .............................................................................................................................................. 190

4.3.6 ALAT PENUKAR PANAS ............................................................................................................................ 192

4.3.7 KOMPRESOR .......................................................................................................................................... 193

4.3.8 POMPA ................................................................................................................................................ 193

4.3.9 MEMBRAN ............................................................................................................................................ 194

4.3.10 LIQUID-LIQUID EXTRACTOR (LLE) ............................................................................................................. 194

BAB V PROFIL DAN ANALISIS EKONOMI PABRIK ................................................196

5.1 PROFIL PERUSAHAAN ..................................................................................................................................... 196

5.2 SISTEM MANAJEMEN DAN OPERASI ................................................................................................................. 198

5.2.1 MASTER SCHEDULE ................................................................................................................................. 198

5.2.2 STRUKTUR ORGANISASI ............................................................................................................................ 200

5.2.3 PERATURAN KERJA ................................................................................................................................. 202

21011.1.11

viii By: Checked: Approved:

5.3 ANALISIS EKONOMI ....................................................................................................................................... 205

5.3.1 ASUMSI YANG DIGUNAKAN ....................................................................................................................... 205

5.3.2 ANALISIS KELAYAKAN PROSES ................................................................................................................... 206

DAFTAR PUSTAKA ...........................................................................................................210

LAMPIRAN A MATERIAL SAFETY DATA SHEET ......................................................215

LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA MASSA ENERGI PROSES ....................243

LAMPIRAN C CONTOH PERHITUNGAN PERALATAN ..........................................268

LAMPIRAN D PIPING & INSTRUMENTATION DIAGRAM .......................................345

LAMPIRAN E ANALISIS EKONOMI .............................................................................349

21011.1.11

ix By: Checked: Approved:

DAFTAR TABEL

Tabel 1.1 Perbandingan sifat biobutanol dengan bahan bakar lain ...........................................3

Tabel 1.2 Berbagai jenis tanaman dan besar energi yang dihasilkan ........................................4

Tabel 1.3 Beberapa varietas ubi kayu unggulan ........................................................................4

Tabel 1.4 Luas areal dan jumlah produksi ubi kayu ..................................................................6

Tabel 1.5 Spesifikasi tapioka .....................................................................................................7

Tabel 1.6 Komposisi bahan baku tepung cassava .....................................................................8

Tabel 1.7 Harga tepung tapioka dan tepung cassava .................................................................9

Tabel 1.8 Konsumsi bahan bakar minyak di beberapa negara pada tahun 2008 .....................10

Tabel 1.9 Beberapa negara produsen minyak bumi dan kapasitasnya pada tahun 2008 .........10

Tabel 1.10 Spesifikasi ubi kayu ...............................................................................................18

Tabel 1.11 Komposisi ubi kayu ...............................................................................................19

Tabel 1.12 Varietas-varietas ubi kayu .....................................................................................19

Tabel 1.13 Komposisi bahan baku ubi kayu adira-4 ................................................................20

Tabel 1.14 Spesifikasi Produk Biobutanol ...............................................................................21

Tabel 2.1 Komponen tepung cassava ......................................................................................29

Tabel 2.2 Kalor jenis komponen liquid....................................................................................30

Tabel 2.3 Kalor jenis komponen gas/uap .................................................................................30

Tabel 2.4 Kalor laten komponen (temperatur 100oC, tekanan 1 atm) .....................................30

Tabel 2.5 Konversi dalam reaktor fermentor 1 ........................................................................32

Tabel 2.6 Konversi dalam reaktor fermentor 2 ........................................................................33

Tabel 2.7 Kelarutan komponen dalam 100 gram air pada temperatur ruang ...........................35

Tabel 3.1 Konversi likuefaksi ..................................................................................................39

Tabel 3.2 Konversi sakarifikasi ...............................................................................................41

Tabel 3.3 Konversi reaksi acidogenesis ...................................................................................41

Tabel 3.4 Konversi solventogenesis ........................................................................................42

Tabel 3.5 Sifat fisik SS316 ......................................................................................................48

Tabel 3.6 Ketentuan pemilihan alat penukar panas ...............................................................100

21011.1.11

x By: Checked: Approved:

Tabel 3.7 Parameter penempatan fluida .................................................................................106

Tabel 3.8 Perbandingan diameter shell dengan diameter bundle pada heat flux tertentu ......107

Tabel 3.9 Spesifikasi perpipaan cairan pada pabrik biobutanol dari ubi kayu ......................129

Tabel 3.10 Spesifikasi perpipaan gas pada pabrik biobutanol dari ubi kayu .........................133

Tabel 3.11 Kebutuhan air pendingin ......................................................................................148

Tabel 3.12 Kriteria air umpan Boiler .....................................................................................149

Tabel 3.14 Kebutuhan air total pabrik ...................................................................................150

Tabel 3.15 Baku mutu badan air berdasarkan PP no.82 tahun 2001 .....................................152

Tabel 3.16 Kebutuhan kukus pabrik ......................................................................................158

Tabel 3.17 Kebutuhan listrik pabrik ......................................................................................162

Tabel 5.1 Profil perusahaan ...................................................................................................198

Tabel 5.2 Master Schedule .....................................................................................................200

Tabel 5.3 Kebutuhan tenaga kerja .........................................................................................204

Tabel 5.3 Kebutuhan tenaga kerja (lanjutan) .........................................................................205

21011.1.11

xi By: Checked: Approved:

DAFTAR GAMBAR

Gambar 1.1 Jalur transportasi provinsi Lampung ....................................................................25

Gambar 2.1 PFD Unit persiapan, likuefaksi, dan sakarifikasi .................................................36

Gambar 2.2 PFD Unit fermentasi dan pemisahan ...................................................................37

Gambar 3.1 Slurry reaktor .......................................................................................................43

Gambar 3.2 Torispherical head ...............................................................................................47

Gambar 3.3 Propeller ..............................................................................................................50

Gambar 3.4 Aliran pada membran ...........................................................................................75

Gambar 3.5 Membran Spiral Wound .......................................................................................76

Gambar 3.6 Membran Hollow Fiber ........................................................................................77

Gambar 3.7 Konfigurasi spiral wound membran untuk pemisahan CO2 .................................77

Gambar 3.8 Komponen konstruksi membran ..........................................................................78

Gambar 3.9 Pall rings ..............................................................................................................80

Gambar 3.10 Torispherical head .............................................................................................80

Gambar 3.11 Packing support jenis gas injection ...................................................................81

Gambar 3.12 Weir type distributor ..........................................................................................81

Gambar 3.13 Hold down plate .................................................................................................81

Gambar 3.14 Kolom distilasi vakum .......................................................................................82

Gambar 3.15 Profil temperatur pada aliran berlawanan (a) dan aliran searah (b) .................101

Gambar 3.16 Penyusunan tube secara triangular ...................................................................102

Gambar 3.17 U-tube bundle ...................................................................................................102

Gambar 3.18 Single Segmental Baffles ..................................................................................103

Gambar 3.19 Aliran kondensat dalam kumpulan tube ...........................................................109

Gambar 3.20 Bagian-bagian tangki penyimpanan .................................................................142

Gambar 3.21 Fondasi tangki penyimpanan ...........................................................................142

Gambar 3.22 Silo ...................................................................................................................145

Gambar 3.23 Unit Penukar Ion Demineralisasi .....................................................................155

Gambar 3.24 Berbagai jenis menara pendingin (a) Atmospheric Natural Draft, (b) Hyperbolic

Stack Natural Draft (c) Counterflow Induced Draft (d) Crossflow Induced Draft ...............157

21011.1.11

xii By: Checked: Approved:

Gambar 3.25 Unit boiler ........................................................................................................159

Gambar 3.26 Metode layout by process ................................................................................168

Gambar 3.27 Metode layout by product ................................................................................168

Gambar 3.28 Tata letak pabrik biobutanol dari ubi kayu ......................................................170

Gambar 3.29 Tata letak peralatan proses utama ....................................................................171

Gambar 4.1 Skema konfigurasi kontrol feedback ..................................................................178

Gambar 4.2 Skema konfigurasi kontrol inferensial ...............................................................179

Gambar 4.3 Skema konfigurasi kontrol feedforward ............................................................179

Gambar 4.4 Struktur supervisory computer kontrol .............................................................183

Gambar 4.5 Struktur Direct Digital Control.........................................................................184

Gambar 4.6 Skema pengendalian proses di tangki pencampuran ..........................................185

Gambar 4.7 Skema pengendalian proses reaktor likuefaksi tahap pertama (a) sistem likuefaksi

tahap kedua (b) sistem likuefaksi tahap ketiga (c) .................................................................187

Gambar 4.8 Skema pengendalian proses reaktor sakarifikasi ...............................................188

Gambar 4.9 Sistem pengendalian proses pada fermentor ......................................................190

Gambar 4.10 Skema pengendalian proses kolom distilasi .....................................................191

Gambar 4.11 Skema pengendalian proses penukar panas .....................................................192

Gambar 4.12 Skema sistem pengendalian pada kompresor ...................................................193

Gambar 4.13 Skema pengendalian proses pompa .................................................................193

Gambar 4.14 Skema pengendalian proses membran .............................................................194

Gambar 4.15 Skema pengendalian proses liquid-liquid extractor .........................................195

Gambar 5.1 Diagram struktur organisasi PT ADL Biobutanol .............................................201

Gambar 5.2 Grafik penentuan BEP .......................................................................................206

Gambar 5.3 Kurva analisis sensitivitas CNPV ......................................................................208

Gambar 5.4 Kurva analisis sensitivitas IRR ..........................................................................209

21011.1.11

Bab I Studi Pustaka 1 By: Checked: Approved:

BAB I

STUDI PUSTAKA

1.1 Pendahuluan

1.1.1 Latar Belakang

Perhatian dunia saat ini mengarah kepada usaha untuk mengurangi efek global warming

sesuai dengan Protokol Kyoto (2007). Salah satu cara mereduksi gas rumah kaca adalah

dengan menggunakan bahan bakar alternatif yang tidak berasal dari bahan bakar fosil.

Pengenalan energi alternatif ini merupakan upaya untuk mengurangi penggunaan bahan

bakar minyak (BBM) di Indonesia. Kebutuhan BBM di Indonesia saat ini mencapai 215

juta liter per hari, sedangkan BBM yang diproduksi dalam negeri sebesar 178 juta liter per

hari sehingga kekurangannya (40 juta liter per hari) harus diimpor. Indonesia yang dikenal

sebagai anggota Organisasi Negara-negara Pengekspor Minyak (OPEC) sekarang telah

menjadi net-importir minyak bumi. Dengan diproduksinya biobutanol, impor negara

terhadap BBM akan berkurang.

Biofuel adalah alternatif pengganti bahan bakar minyak yang paling populer dan banyak

diteliti di berbagai negara. Pada umumnya biofuel merupakan sebutan untuk setiap bahan

bakar baik padatan, cairan ataupun gas yang dihasilkan dari bahan-bahan organik. Biofuel

dapat dihasilkan secara langsung dari tanaman atau secara tidak langsung dari limbah

industri, komersial, domestik atau pertanian. Biofuel menawarkan kemungkinan

memproduksi energi tanpa meningkatkan kadar karbon di atmosfir karena berbagai

tanaman yang digunakan untuk memproduksi biofuel mengurangi kadar karbondioksida di

atmosfir, tidak seperti bahan bakar fosil yang mengembalikan karbon yang tersimpan di

bawah permukaan tanah selama jutaan tahun ke udara. Dengan begitu biofuel lebih bersifat

carbon neutral. Penggunaan biofuel juga mengurangi ketergantungan pada minyak bumi

serta meningkatkan keamanan energi.

Biofuel yang awal dikembangkan merupakan biofuel generasi pertama. Karakteristik

biofuel generasi awal ini umumnya menggunakan gula atau minyak dari tumbuhan sebagai

bahan baku. Bioetanol dari pati jagung atau gula tebu dan biodiesel dari minyak tumbuhan

http://id.wikipedia.org/wiki/Padat

http://id.wikipedia.org/wiki/Cair

http://id.wikipedia.org/wiki/Gas

http://id.wikipedia.org/w/index.php?title=Organik&action=edit&redlink=1

http://id.wikipedia.org/wiki/Tanaman

http://id.wikipedia.org/wiki/Limbah

http://id.wikipedia.org/w/index.php?title=Carbon_neutral&action=edit&redlink=1

21011.1.11


termasuk dalam kategori ini. Selain itu ada bioeter, minyak tumbuhan, biogas, syngas,

green diesel, dan sebagainya. Keuntungan biofuel jenis ini adalah teknologinya sudah

cukup maju sehingga memungkinkan produksi massal sehingga layak secara ekonomis.

Namun dampak negatifnya tidak kalah besar yaitu terserapnya bahan pangan seperti pati

dari jagung, gula tebu dan minyak goreng, yang menyebabkan kenaikan harga akibat

pasokan yang tidak mencukupi kebutuhan pasar.

Biofuel generasi kedua hadir sebagai solusi dari dampak negatif seperti disebut di atas.

Bahan baku yang digunakan adalah bahan-bahan nonpangan dan limbah seperti batang

padi, jerami, kertas bekas, dan bagasse (batang tebu yang telah diperas). Biobutanol adalah

salah satunya. Biobutanol menjadi pilihan menjanjikan karena memiliki beberapa

keunggulan dibandingkan generasi pertama (bioetanol) seperti:

1. Biobutanol memiliki beberapa karakteristik fisika dan kimia lebih mirip ke bensin.

Hal ini menyebabkan tidak perlu membangun infrastruktur baru untuk transportasi.

2. Biobutanol juga tidak larut dalam air seperti bioetanol sehingga tidak mudah

menyebabkan korosi. Biobutanol dapat dicampur dengan bensin dalam kadar

bervariasi. Hal yang sama tidak dimungkinkan dengan bioetanol. Campuran bioetanol

bensin memiliki kadar bioetanol maksimum 10%. Lebih daripada itu harus ada

modifikasi khusus pada mesin kendaraan bermotor.

3. Akibat kandungan energi yang tidak jauh berbeda dengan bensin, maka campuran

bensin dan biobutanol lebih ekonomis daripada bensin campur bioetanol.

4. Secara lingkungan biobutanol lebih aman daripada bioetanol karena jika tumpah tidak

mudah mencemari air tanah akibat sifatnya yang menolak air.

5. Tekanan uap Reid butanol 7.5 kali lebih rendah daripada etanol sehingga butanol lebih

tidak mudah menguap ataupun meledak.

Perbandingan sifat butanol dibandingkan dengan bahan bakar lain dapat dilihat pada Tabel

1.1

21011.1.11


Tabel 1.1 Perbandingan sifat biobutanol dengan bahan bakar lain

Karakteristik Bensin Butanol Etanol Metanol

Rumus kimia C4-C12 C4H9OH CH3CH2OH CH3OH

Titik didih (oC) 32-210 118 78 65

Kandungan energi (MJ/kg) 44.5 33.1 26.9 19.6

Rasio udara dalam bahan bakar 14.6 11.2 9.0 6.5

Angka oktan penelitian 91-99 96 129 136

Angka oktan kendaraan 81-89 78 102 104

Selain beberapa kelebihan di atas, butanol memiliki beberapa kekurangan yaitu viskositas

lebih tinggi dan angka oktan yang lebih rendah dibandingkan bioetanol. Bahan bakar yang

memiliki angka oktan lebih rendah akan menghasilkan lebih banyak knocking dan

efisiensinya lebih rendah. Knocking dapat merusak mesin. Selain itu, biobutanol lebih

beracun daripada bioetanol.



diperoleh dari bahan baku seperti gula, starch, atau yang mengandung selulosa. Butanol

pada umumnya digunakan sebagai pelarut, bahan baku polimer, dan plastik. Tetapi dengan

potensinya sebagai bahan bakar, sekarang telah banyak perusahaan energi global yang

mengeluarkan investasi besar untuk mendirikan pabrik percontohan maupun pabrik yang

telah memproduksi biobutanol walaupun belum dalam skala besar. DuPont dan BP

misalnya, telah menghabiskan $58 juta untuk membangun fasilitas demonstrasi biobutanol

di suatu kawasan yang berjarak 360 km dari London. Green Biologics telah

mengoperasikan 300 L pabrik pilot yang memproduksi butanol di Inggris pada tahun 2007.

Indonesia memiliki sekitar 60 jenis tanaman yang berpotensi untuk dijadikan bahan baku

pembuatan biobutanol karena mengandung pati seperti kelapa sawit, kelapa, jarak pagar,

tebu, jagung, singkong, ubi. Adapun potensi produksi minyak dalam liter per hektar atau

ekuivalen energi yang dihasilkan dari tanaman disajikan pada Tabel 1.2.

21011.1.11


Tabel 1.2 Berbagai jenis tanaman dan besar energi yang dihasilkan

Jenis Tanaman Produksi Minyak (liter/ha) Ekivalen Energi (kWh/ha)

Kelapa sawit 3600-4000 33900-37700

Jarak pagar 2100-2800 19800-26400

Biji kemiri 1800-2700 17000-25500

Tebu 2450 16000

Jarak kepyar 1200-2000 11300-18900

Ubi kayu 1020 6600

Sumber: Business Week Edisi 15 Maret 2006

Ubi kayu (Manihot esculenta Crantz) sangat berpotensi dijadikan sebagai bahan baku

biobutanol karena banyak terdapat di Indonesia. Pembudidayaan ubi kayu pun tidak sulit

dilakukan di Indonesia. Pada awalnya, ubi kayu merupakan makanan pokok Indonesia.

Akan tetapi kedudukan ubi kayu sebagai makanan pokok tergusur oleh beras sehingga saat

ini ubi kayu hanya menjadi makanan pelengkap. Oleh karena itu, jumlah konsumsi

masyarakat terhadap ubi kayu tidak terlalu tinggi. Pemanfaatan ubi kayu cenderung untuk

memenuhi kebutuhan bahan bakar di dunia dengan cara mengonversi ubi kayu menjadi

bioetanol maupun biobutanol karena di dalam ubi kayu terkandung energi yang cukup

besar untuk digunakan sebagai bahan bakar.

Ubi kayu memiliki berbagai varietas yang memiliki umur tanam, kandungan pati dan cara

penanaman yang berbeda-beda. Beberapa varietas unggulan ubi kayu yang dibudidayakan

di Lampung dapat dilihat pada tabel 1.3. Varietas yang sesuai untuk pengmbangan industri

biobutanol adalah varietas Adira-4 karena memiliki kadar pati tinggi, dan memiliki sifat

tahan layu dibandingkan varietas lain. Selain itu, Adira-4 memiliki rasa pahit karena

mengandung racun sehingga tidak mungkin dikonsumsi sebagai bahan makanan.

Tabel 1.3 Beberapa varietas ubi kayu unggulan

Varietas Umur (bulan) Kadar Pati (%) Produksi (ton/ha) Sistem Tanam

UJ-3 (Thailand) 8-10 25-30 35-40 Rapat (70x80 cm)

UJ-5 (Cassesart) 10-12 30-36 45-60 Double row

Malang-6 9-10 25-32 35-38 Rapat (70x80 cm)

Adira-4 9-10 25-30 35-40 Double row

Sumber: Balai Besar Pengkajian dan Pengembangan Teknologi Pangan, 2008

Indonesia merupakan negara penghasil ubi kayu terbesar ketiga di dunia setelah Brazil, dan

Thailand. Produksi ubi kayu di Indonesia pada tahun 2005 mencapai 19.5 juta ton dengan

luas areal 1.24 juta ha. Daerah-daerah penghasil ubi kayu di Indonesia adalah Lampung

21011.1.11


(24%), Jawa Timur (20%), Jawa Tengah (19%), Jawa Barat (11%), Nusa Tenggara Timur

(4.5%) dan Yogyakarta (4.2%). Jumlah produksi ubi kayu yang sangat banyak tersebut

tidak semuanya dimanfaatkan sebagai bahan makanan. Mengingat bahan makanan pokok

Indonesia bukan ubi kayu, maka jumlah ubi kayu yang tersisa dan belum dimanfaatkan

sangat besar. Ubi kayu mangandung karbohidrat (36.8%), protein (1.0%), lemak (0.3%),

serat (0.9%), abu (0.5%), air (61.4%) dan lain-lain.

Dengan jumlah ubi kayu yang sangat melimpah di Indonesia, jumlah tepung ubi kayu juga

banyak tersedia di Indonesia. Kandungan tepung ubi kayu hampir sama dengan kandungan

ubi kayu itu sendiri dengan persentase pati yang lebih tinggi.

Industri tepung ubi kayu yang berada di Kabupaten Lampung Timur (penghasil utama)

memiliki 38,964 hektar kebun ubi kayu. Dari lahan tersebut dihasilkan 592,358 ton ubi

kayu dan diolah oleh 31 perusahan menengah ke atas yang terdaftar di Dinas Pertanian, di

samping puluhan perusahaan menengah ke bawah yang merupakan industri tepung ubi

kayu rakyat (Dinas Pertanian Lampung Timur, 2004). Tepung ubi kayu yang dihasilkan

berasal dari ubi kayu jenis Manihot esculenta Crantz. Mengingat ubi jenis ini mengandung

HCN yang merupakan racun, maka dalam proses pengolahan ubi menjadi tepung melewati

proses penghilangan racun.

Pabrik tepung ubi kayu di Lampung mengolah 4,000-5,000 ton/hari. Tabel berikut ini

menyajikan perkembangan luas areal dan jumlah produksi pada tahun 2003 (Departemen

Pertanian, 2005).

Dari kebun ubi kayu yang ada di Lampung, dihasilkan tepung ubi kayu sebanyak 57 ribu

ton di Lampung Timur. Pada dasarnya, bahan baku pembuatan biobutanol adalah pati.

Mempertimbangkan kebutuhan peralatan, maka bahan baku pembuatan biobutanol yang

digunakan adalah tepung ubi kayu.

21011.1.11


Tabel 1.4 Luas areal dan jumlah produksi ubi kayu

Kecamatan Luas (hektar) Produksi (ton)

Metro Kibang 512 9417

Batanghari 344 11325

Sekampung 710 9375

Marga Tiga 2755 30488

Sekampung Udik 1468 28207

Jabung 1433 13978

Pasir Sakti 98 1140

Waway Karya 919 11450

Labuhan Maringgai 563 5003

Mataram baru 325 4973

Bandar SriBawono 616 10792

Melinting 578 9042

Gunung Pelindung 55 1838

Way Jepara 485 6350

Braja Selebah 515 8025

Labuhan Ratu 3789 54145

Sukadana 9810 147838

Bumi Agung 1740 31924

Batanghari Nuban 8269 135992

Pekalongan 936 8,858

Raman Utara 2261 37745

Purbolinggo 144 3,310

Way Bungur 639 11183

Jumlah 38964 592398

Sumber: Dinas Pertanian Lampung Timur

Terdapat dua macam tepung ubi kayu, yaitu tepung tapioka dan tepung cassava (PT

Husada Persada Mandiri, 2009). Tepung tapioka adalah pati ubi kayu yang dibuat dari

proses pembuatan tapioka semi modern untuk menghasilkan tapioka bermutu. Proses

dimulai dari pemilihan bahan baku berkualitas, pencucian menggunakan high pressure

sprayer selanjutnya dibawa ke mesin pemarut menggunakan belt conveyor. Setelah itu

bubur ubi diperas dan disaring menggunakan saringan getar 3 tingkat untuk mendapatkan

sari pati yang optimal. Hasil penyaringan dialirkan ke saluran pengendapan. Pati tapioka

yang telah diendapkan dikeringkan dengan dua cara, dimasukkan oven dan dijemur

matahari.

Tepung tapioka memiliki 3 jenis, yaitu:

1. Tepung tapioka grade 1 (tapioka kering oven super)

21011.1.11


Pati singkong yang telah diendapkan dikeringkan dengan menggunakan oven untuk

mendapatkan hasil yang lebih putih dengan kadar keputihan minimal 94%

dibandingkan dengan BaSO4 (Barium sulfat) dan lebih bersih.

2. Tepung tapioka grade 1 (tapioka kering matahari super)

Pengeringan tapioka dengan menggunakan sinar matahari menghasilkan tapioka yang

lebih mengembang. Kebersihan dan keputihan tapioka tetap dijaga dengan kadar

keputihan minimal 92 % dibandingkan dengan BaSO4 (Barium sulfat)

3. Tepung tapioka grade 2 (tapioka regular)

Merupakan hasil produksi tapioka yang tidak memenuhi spesifikasi tapioka grade 1.

Dikeringkan dengan pengeringan matahari.

Tabel 1.5 Spesifikasi tapioka

Parameter Unit

Kadar Pati Min. 85% ( Grade 1 )

Min. 82% ( Grade 2 )

Kadar Air Max 12 %

Serat & Kotoran Max 5 % ( Grade 1 )

Max 6 % ( Grade 2 )

PH 4,5 – 7

Sisa Abu Max 0.2 %

Ukuran lewat saringan Mesh

325

98.88%

Keputihan dibandingkan

dengan BaSO4

Min 94 % ( Oven )

Min 92 % ( Matahari)

Min 90 % ( Grade 2 )

Kekentalan (Viskositas) 3-4 detik

HCN (Asam Sianida) Negatif

SO2 dan logam berat lainnya Max 22 ppm

Sumber: PT Husada Persada Mandiri, 2009

Tepung cassava dibuat dari singkong yang dikeringkan hingga menjadi gaplek. Kualitas

tepung cassava sebagian besar ditentukan oleh kualitas bahan baku gaplek. Untuk itu,

dalam penyediaan bahan baku, benar-benar dipilih bahan yang berkualitas baik.

Dalam penggunaan tepung cassava, bahan baku yang dikumpulkan, akan dipilih lagi

sesuai dengan kualitas tepung yang dibuat, sebagai berikut:

1. Tepung cassava premium

21011.1.11


Bahan baku yang digunakan pada tepung cassava premium adalah singkong yang

dikeringkan dengan teknik khusus untuk menghasilkan tepung cassava berwarna lebih

putih.

2. Tepung cassava KW 1 (Grade 1)

Tepung cassava KW 1 dibuat dari gaplek kualitas terbaik, dihaluskan dan melalui 2

(dua) kali penyaringan sehingga selain menghasilkan tepung cassava kualitas terbaik

juga sangat halus. Tepung cassava telah digunakan untuk bahan baku mie instan untuk

beberapa pabrik di Jawa Timur, diantaranya, PT. Indofood Sukses Makmur, Jawa

Timur.


Tepung cassava KW 2 pada dasarnya memiliki spesifikasi yang sama dengan tepung

cassava KW 1. Perbedaannya hanya pada warna yang sedikit lebih kuning.


Tepung cassava KW 3 adalah sisa sortiran bahan baku gaplek yang tidak bisa diolah

menjadi tepung cassava KW 1 dan KW 2. Tepung cassava KW 3 hanya tidak disaring

dalam pengolahannya sehingga butirannya sedikit lebih kasar dan warnanya lebih

gelap. Tepung cassava KW 3 biasanya diperuntukkan untuk pakan ternak dan bahan

baku bio kertas karbon.

Komposisi bahan baku tepung cassava yang digunakan dalam perancangan pabrik

biobutanol disajikan pada Tabel 1.6.

Tabel 1.6 Komposisi bahan baku tepung cassava

Parameter Unit

Kadar Pati Min 72%

Kadar Air Max 12%

Kekentalan (Viskositas) 2-3 Detik

Serat & Kotoran Max 1%

PH 5,5 – 7

Sisa Abu Max 2%

HCN (Asam Sianida) Negatif

Ukuran Melalui saringan Mesh a. Mesh 200

99.40%

b. Mesh 325

93.16%


Harga dari tepung tapioka dan tepung cassava dapat dilihat pada Tabel 1.7

21011.1.11


Tabel 1.7 Harga tepung tapioka dan tepung cassava

Jenis Harga

Tepung Tapioka

Kering Oven Super (Grade1) Rp 4.000/kg

Kering Matahari Super (Grade 1) Rp 3.600/kg

Tapioka Kering Matahari Reguler (Grade 2) Rp 3.400/kg

Tepung Cassava

Tepung Cassava Premium Rp 3.000/kg

Tepung Cassava KW 1 (Grade 1) Rp 2.800/kg

Tepung Cassava KW 2 (Grade 2) Rp 2.700/kg

Tepung Cassava KW 3 (Grade 3) On request


1.1.2 Tujuan

Prarancangan „Pabrik Biobutanol dari Ubi Kayu (Manihot esculenta Crantz)‟ ini disusun

untuk menganalisis kelaikan teknoekonomi pendirian pabrik biobutanol yang diharapkan

dapat dikaji lebih lanjut prospek dan potensi „Pabrik Biobutanol‟ yang didirikan di

Indonesia.

1.1.3 Ruang Lingkup

Agar lebih terfokus, ruang lingkup prarancangan pabrik ini dibatasi oleh beberapa hal:

1. Bahan baku yang digunakan merupakan tepung ubi kayu.

2. Proses produksi biobutanol yang dipilih adalah proses yang menghasilkan perolehan

(yield) biobutanol yang tinggi dengan kebutuhan energi terendah.

1.1.4 Analisis Pasar

Semakin tingginya kebutuhan dunia akan minyak bumi, mendorong pertumbuhan industri

biobutanol sebagai bahan bakar alternatif pengganti minyak bumi. Kebutuhan dunia akan

bahan bakar minyak (BBM) pada tahun 2008 dapat dilihat pada tabel 1.8. Konsumen BBM

terbesar di dunia adalah Amerika Serikat dengan tiga miliar liter per hari pada tahun 2008

(US Energy Information Administration, 2008), diikuti oleh China dan Jepang.

21011.1.11


Tabel 1.8 Konsumsi bahan bakar minyak di beberapa negara pada tahun 2008

Konsumsi Nasional 1000 m

3/hari Populasi (10

6)

Amerika 3099,9 314

China 1245,0 1345

Jepang 760,7 127

India 470,9 1198

Rusia 463,6 140

Jerman 408,5 82

Brazil 395,1 193

Saudi Arabia 377,8 25

Kanada 359,5 33

Korea Selatan 345,8 48

Sumber: US Energy Information Administration, 2008

Dengan jumlah konsumsi dunia sebanyak 13,4 juta m3/hari (BP Statistical Review of World

Energy, Juni 2009), jumlah BBM yang diproduksi tidak dapat memenuhi permintaan

dunia. Beberapa negara yang merupakan produsen minyak bumi dapat dilihat pada Tabel

1.9 dengan kapasitas produksi pada tahun 2008. Konsumsi dunia diperkirakan meningkat

sedangkan produksinya menurun karena persediaan minyak bumi di dalam bumi semakin

menipis. Oleh karena itu diperlukan bahan bakar alternatif yang dapat menutupi

kekurangan persediaan minyak bumi, salah satu bahan bakar alternatif tersebut adalah

biobutanol.

Tabel 1.9 Beberapa negara produsen minyak bumi dan kapasitasnya pada tahun 2008

Negara Produsen 1000 m

3/day

Arab Saudi 1714.186

Rusia 1556.313

Amerika 1353.606

Iran 663.6073

China 631.6512

Kanada 532.6029

Meksiko 506.3702

Emirat Arab 484.2712

Kuwait 435.9395

Venezuela 420.1999

Sumber: US Energy Information Administration, 2008

21011.1.11


Produksi total dunia terhadap BBM adalah 13 juta m3/hari (BP Statistical Review of World

Energy, Juni 2009). Kekurangan BBM dunia sebanyak 400 ribu m3/hari diatasi dengan

bahan bakar lain seperti gas alam dan sebagainya. Bahan bakar lain pun berbasis pada

bahan bakar fosil yang saat ini semakin menipis persediaannya. Bahan bakar alternatif

yang bersifat renewable adalah biofuel.

Di Indonesia, defisit BBM sebanyak 24 kL setiap tahun. Akan tetapi konsumsi BBM

meningkat setiap tahunnya dan kebutuhan BBM pada tahun 2012 diperkirakan mencapai

1.1 juta MB/hari. Dengan jumlah kilang yang ada di Indonesia, kekurangan BBM pada

tahun 2012 diprediksi mencapai 430 MB/hari. Pemakaian premium di Indonesia pada

bulan Januari 2011 sebesar 1.9 juta kL (Pusat Data Kementerian Komunikasi dan

Informatika, 8 Feb 2011) sehingga kebutuhan premium Indonesia adalah 22.8 juta

kL/tahun.

Untuk itu diperlukan sumber energi alternatif agar kebutuhan BBM terpenuhi dan

Indonesia tidak mengimpor BBM dari negara lain. Biobutanol adalah salah satu jalan

keluar dari kondisi kekurangan premium Indonesia. Biobutanol merupakan bahan bakar

yang sedang dikembangkan penggunaannya karena sifat biobutanol yang langsung dapat

digunakan sebagai bahan bakar, tidak bersifat korosif, dan dapat digunakan untuk

meningkatkan bilangan oktan bensin. Pemanfaatan bahan bakar ini juga diharapkan dapat

mengurangi pencemaran udara serta menciptakan kemandirian energi dengan mengurangi

ketergantungan terhadap impor minyak bumi. Biobutanol dapat dicampur dengan bensin

sebanyak 10%-15% tanpa modifikasi mesin sehingga biobutanol yang diperlukan sebanyak

1.34 juta m3/hari. Sementara itu, Amerika baru memproduksi biobutanol sebanyak 1.3 juta

m3 per tahun pada tahun 2006. Maka dari itu, jumlah biobutanol yang diperlukan dunia

masih sangat besar.

Permintaan pasar internasional terhadap bahan bakar nabati (BBN) selama beberapa tahun

terakhir juga meningkat tajam karena persediaan bahan bakar minyak menipis.

Berdasarkan laporan yang dirilis analis pasar Emerging Market Online pada bulan Oktober

2006, produksi bahan bakar nabati dunia meningkat dari 1,000 juta liter pada tahun 2001

menjadi 3500 juta liter pada tahun 2005, artinya terjadi pertumbuhan produksi lebih dari

35% per tahun. Pertumbuhan ini diperkirakan akan terus berlanjut. Apalagi pada bulan

21011.1.11


Maret 2007, Uni Eropa telah mencanangkan target peningkatan porsi bahan bakar nabati

hingga 10% untuk sektor transportasi pada tahun 2020. Tren peningkatan kebutuhan BBN

juga ditandai dengan rencana pemerintah Amerika Serikat untuk meningkatkan produksi

biobutanol hingga 5 kali lipat pada tahun 2017.

1.1.5 Analisis Ekonomi

Untuk menganalisa kelayakan pendirian pabrik, diperhitungkan GPM (gross profit margin

atau marjin keuntungan kotor) terlebih dahulu. GPM adalah selisih antara harga produk

dan bahan baku yang dihasilkan. Bahan baku yang digunakan pada industri biobutanol ini

adalah ubi kayu.

Satu liter biobutanol seharga Rp 14,800.00/L (Tom Granström, Aalto University, 2010)

dapat diproduksi dari 5.8 kilogram tepung cassava seharga Rp 2500,00/kg. Bahan lain

yang diperlukan adalah enzim glukoamilase, enzim α-amylase, bakteri Clostridium

acetobutylicum, dan bakteri Clostridium tyrobutyricum. Harga enzim glukoamilase adalah

$9.95/lb (Brewhaus, 2010); harga enzim α-amylase adalah $14.99/lb; $205.0 (ATCC 824,

2010) untuk bakteri Clostridium acetobutylicum dan $255.0 (ATCC 25755, 2010) untuk

bakteri Clostridium tyrobutyricum.

Produk sampingan yang dihasilkan antara lain adalah aseton, CO2 dan H2 yang memiliki

harga jual tinggi. Aseton seharga $400 per ton (ICIS Pricing, 2010), CO2 sebesar $0.0076

/L, dan H2 sebesar $0.16/L. Kapasitas pabrik biobutanol yang akan didirikan adalah

18102.44 kL/tahun. Angka tersebut diambil berdasarkan kebutuhan biobutanol Indonesia.

Kebutuhan biobutanol Indonesia untuk blending premium adalah 10% dari total kebutuhan

premium, yaitu sekitar 400 ribu kL/tahun. Premium yang di-blending dengan biobutanol

memiliki harga jual yang lebih tinggi, sehingga diperkirakan masyarakat Indonesia belum

siap menghadapi kenaikan harga BBM. Oleh karena itu, pabrik ini hanya memproduksi

1.5% dari kebutuhan biobutanol Indonesia.

Nilai MKK (Marjin Keuntungan Kotor) dihitung melalui selisih antara bahan baku dan

harga produk yang dihasilkan. Berdasarkan data-data di atas, dapat dilakukan perhitungan

MKK. MKK biobutanol yang dihasilkan sebesar Rp 5684.06 per liter per hari.

21011.1.11


1.2 Deskripsi Proses

1.2.1 Tahap Persiapan Bahan Baku dan Sterilisasi

`Tepung cassava sebanyak 4833.33 kg/jam diumpankan bersama-sama dengan air ke

dalam tangki pencampur untuk mencampurkan tepung cassava dengan air. Perbandingan

air dan padatan agar memenuhi spesifikasi reaksi likuefaksi adalah 70:30. Campuran

cassava dan air ini kemudian dialirkan ke dalam pipa sterilisasi. Di dalam pipa sterilisasi,

cassava disterilisasi agar larutan cassava benar-benar steril dari segala jenis pengotor dan

bakteri sebelum larutan cassava mengalami tahap likuefaksi dan sakarifikasi. Tahap

sterilisasi berlangsung menggunakan steam dengan temperatur 1300C pada tekanan 3.5 bar.

Proses sterilisasi ini menghasilkan aliran keluaran berupa larutan cassava yang sudah steril

Larutan ini kemudian didinginkan sampai 60oC sebelum memasuki reaktor likuefaksi.

1.2.2 Tahap Likuefaksi

Larutan cassava diumpankan ke dalam reaktor likuefaksi. Reaktor likuefaksi terdiri dari 3

reaktor dengan kondisi temperatur yang berbeda-beda karena pemanasan bertahap terbukti

lebih efisien dalam konversi pati menjadi oligosakarida dengan bantuan enzim alfa

amilase.

a. Reaktor Likuefaksi 1

Reaktor likuefaksi 1 berupa reaktor slurry yang merupakan tempat berlangsungnya

pencampuran antara enzim alfa amilase dengan aliran pati pada tahap pemanasan awal,

yaitu mencapai 85oC. Reaktor ini beroperasi pada temperatur 85

oC pada tekanan 8-10

atm. Waktu tinggal alirannya 2 jam dengan pH aliran 6.

b. Reaktor Likuefaksi 2

Reaktor ini berupa reaktor pipa yang berfungsi sebagai pemanasan lanjutan larutan pati

dari 85oC menjadi 105

oC dalam waktu yang relatif singkat (5 menit) pada tekanan 7-8

atm dengan pH dipertahankan 6. Aliran umpan adalah emulsi cassava-air yang sudah

bereaksi dengan enzim alfa amilase. Berbeda dengan reaktor sebelumnya, pada reaktor

ini tidak lagi terdapat enzim alfa amilase. Fungsinya hanya untuk memanaskan aliran

pati agar mencapai temperatur yang optimal untuk pembentukan oligosakarida.

21011.1.11


c. Reaktor Likuefaksi 3

Reaktor ini berupa reaktor pipa di mana terjadi gelatinasi, yaitu proses perubahan pati

menjadi gula yang lebih sederhana, oligosakarida. Suhunya lebih redah dibandingkan

reaktor sebelumnya dan juga tidak terdapat enzim alfa amilase, yaitu 95oC. Namun,

berbeda dengan reaktor likuefaksi 2, reaktor ini memiliki panjang yang lebih besar

disebabkan waktu tinggal yang lama (2 jam) agar pembentukan gelatin dapat

berlangsung maksimal. Reaktor ini beroperasi pada temperatur 95oC pada tekanan 5-7

atm. Waktu tinggal alirannya 120 menit dengan pH alirannya 6. Di reaktor ini, sekitar

97.7% pati berubah menjadi dekstrin, sedangkan 2% dan 0,03% sisanya berubah

menjadi maltosa dan D-glukosa. Umpan yang berupa emulsi akan berubah menjadi gel

karena proses gelatinasi pada suhu 85oC selama dua jam. Produk keluaran reaktor

adalah 70% air, 29% dekstrin, dan sisa-sisa dari senyawa umpan.

1.2.3 Tahap Sakarifikasi

Produk hasil likuefaksi berupa campuran dekstrin, maltosa, dan D-glukosa terlebih dahulu

masuk ke dalam heat exchanger untuk didinginkan. Setelah didinginkan, campuran ini

kemudian masuk ke dalam reaktor kedua untuk mengalami sakarifikasi. Sakarifikasi

berlangsung selama 2 jam, pada pH 4,5 dan temperatur 600C. Untuk mempertahankan pH

dari proses sakarifikasi ini maka digunakan pengontrol pH sehingga apabila reaksi

berlangsung dalam keadaan kurang asam akan segera dicampur dengan HCl, selain itu di

reaksi sakarifikasi ini juga berlangsung dengan bantuan enzim glukoamilase. Enzim

glukoamilase yang digunakan sebanyak 0.09% dari berat tepung cassava. Produk hasil

sakarifikasi adalah D-glukosa, maltosa, isomaltosa, dan dekstrin yang masing-masing

memiliki konversi 97%, 1.5%, 0.5%, dan 1%.

1.2.4 Fermentasi Tahap Pertama

Produk hasil sakarifikasi diumpankan ke dalam reaktor slurry yang disusun paralel.

Fermentasi tahap pertama ini berlangsung menggunakan bakteri Clostridium

tyrobutyricum. Reaksi di dalam reaktor berlangsung selama 10 jam pada temperatur 35oC,

21011.1.11


pH 5,4, dan tekanan atmosfer. Untuk mempertahankan kondisi pH maka di reaktor ini

dipasang alat pengontrol pH, apabila reaksi berlangsung dalam keadaan yang kurang asam

maka akan ditambahkan HCl secara otomatis. Nutrisi yang ditambahkan bersifat

nonkontinyu melalui pengontrol konsentrasi sel dalam reaktor. Jika pertumbuhan sel

berada dalam fase steady state, maka nutrisi baru akan ditambahkan. Hasil fermentasi

tahap pertama ini menghasilkan campuran asam butirat, asam aseton, air, dan sisa-sisa

reaktan (protein, iso maltosa, maltosa, lemak, dan dekstrin). Pada keluaran reaktor

dipasang penyaring agar tidak ada bakteri yang ikut dalam aliran keluaran. Reaksi

pembentukan asam butirat dan asam aseton dari glukosa adalah sebagai berikut :

C6H12O6 C4H8O2 +2CO2 + 2H2 (reaksi pembentukan asam butirat)

C6H12O6 3C2H4O2 (reaksi pembentukan asam aseton)

Gas CO2 dan H2 yang dihasilkan dikeluarkan lewat bagian atas reaktor menuju kompresor

untuk kemudian dipisahkan dengan membran dan dijual ke konsumen yang membutuhkan.

1.2.5 Fermentasi Tahap Kedua

Fermentasi tahap kedua ini berlangsung menggunakan bakteri Clostridium acetobutylicum

pada reaktor tipe slurry. Reaksi di dalam reaktor berlangsung selama 15 jam pada

temperatur 35oC, pH 5.4, dan tekanan atmosfer. Reaksi fermentasi ini mengubah glukosa

dan asam butirat menjadi larutan aseton-butanol-etanol (ABE) khususnya butanol. Asam

aseton yang berasal dari fermentasi 1 juga terkonversi menjadi aseton. Dari proses ini

dapat dihasilkan butanol sampai lebih dari 40% berat. Reaksi pembentukan aseton,

butanol, dan etanol adalah sebagai berikut :

Aseton : C6H12O6+ H2O C3H6O + 3CO2 +4H2

Butanol : C6H12O6 C4H10O + 2CO2 +H2O

Etanol : C6H12O6 2C2H6O + 2CO2

Fermentasi kedua ini akan menghasilkan larutan ABE, sisa asam butirat, sisa asam aseton,

maltosa, isomaltosa, protein, lemak, dekstrin, sisa glukosa, gas CO2, dan H2O. Gas CO2

dan H2O akan mengalami perlakuan yang sama dengan sisa gas pada fermentasi 1.

21011.1.11


1.2.6 Tahap Pengendapan Dalam Tangki Koagulasi

Tahap ini berfungsi untuk memisahkan produk fermentasi dari protein, lemak, maltosa, dan

isomaltosa. Pemisahan keempat komponen tersebut dilakukan dengan cara pengendapan

oleh koagulan. Koagulan yang digunakan adalah GDL (Glocono-Delta-Lactone) untuk

protein, chitosan untuk mengendapkan lemak, serta koagulan maltosa dan isomaltosa.

Koagulasi dilakukan dalam sebuah tangki berpengaduk. Proses ini dilakukan dalam sebuah

tangki tertutup untuk menghindari polusi udara yang disebabkan oleh bau dari aliran

proses. Koagulan yang berupa padatan masuk melalui bagian samping tangki sedangkan

umpan dari bagian atas. Pipa keluaran cairan di bagian atas tangki sedangkan pipa keluaran

untuk hasil koagulasi yang berupa padatan di bagian bawah. Koagulasi terjadi selama 1

jam pengadukan sehingga tangki koagulasi didesain untuk kapasitas selama 1 jam. Tangki

ini juga dilengkapi pengaduk yang berputar lambat untuk mempercepat terjadinya

pencampuran dengan koagulan yang ditambahkan. Pengaduk berputar secepat 25 rpm.

Material konstruksi tangki ini adalah stainless steel 316 karena larutan yang berada di

dalam tangki bersifat korosif.

1.2.7 Tahap Ekstraksi Cair-Cair

Proses ini bertujuan untuk menghilangkan kandungan air dari butanol. Pelarut yang

digunakan pada proses ekstraksi ini adalah 2-etil-1-heksanol. Pelarut ekstraksi (bisasanya

larutan organik) dicampur dengan kaldu fermentasi. Kelarutan butanol terhadap 2-etil-1-

heksanol jauh lebih besar daripada kelarutannya terhadap air sehingga butanol akan

terkonsentrasi pada larutan organik. Sedangkan kelarutan zat lainnya terhadap air jauh

lebih besar daripada terhadap larutan organik sehingga zat yang terkandung dalam larutan

organik hanyalah butanol dan sejumlah kecil komponen lain yang jumlahnya dapat

diabaikan. Butanol kemudian dipindahkan dari kaldu fermentasi tanpa memindahkan

subsrat, air, ataupun nutrisi. Perolehan butanol yang terbawa oleh 2-etil-1-heksanol adalah

2.36%-berat. Proses ekstraksi ini berlangsung pada tekanan 2 atm dengan temperatur

ekstraksi 25oC. Produk atas berupa 2-etil-1-heksanol dan butanol, sedangkan produk

bawah adalah campuran air dengan asam aseton, asam butirat, aseton, dan etanol.

21011.1.11


1.2.8 Distilasi Campuran Butanol dan 2-Etil-1-Heksanol

Tahap distilasi ini dilakukan untuk memisahkan 2-etil-1-heksanol dengan butanol yang

berasal dari tahap LLE. Kolom distilasi ini didesain menggunakan stainless steel 304

karena komponen-komponen yang masuk ke dalam kolom distilasi ini masih mengandung

asam walaupun dalam jumlah yang sedikit. Bagian atas kolom distilasi pertama beroperasi

pada tekanan 1.5 bar dan temperatur 1290C, sedangkan bagian bawah kolom distilasi

beroperasi pada tekanan 5 bar dan temperatur 2540C. Produk atas hasil distilasi ini adalah

biobutanol yang akan dijadikan sebagai bahan bakar, sedangkan produk bawah kolom

distilasi ini adalah 2-etil-1-heksanol yang selanjutnya akan di-recycle kembali ke dalam

kolom ekstraktor.

1.2.9 Pemisahan Aseton dan Air dari Campuran Menggunakan Distilasi

Proses pemisahan aseton dan air dari campuran yang merupakan produk bawah kolom

ekstraktor dilakukan dengan cara distilasi. Kolom distilasi ini didesain menggunakan

packing karena beroperasi pada kondisi vakum. Bagian atas kolom distilasi ini beroperasi

pada tekanan 0.01 bar dan temperatur 46.130C, sedangkan bagian bawah kolom beroperasi

pada tekanan 0.9 bar dan temperatur 93.860C. Proses pemisahan dengan distilasi vakum ini

dilakukan dengan tujuan memperoleh air dan aseton yang murni. Produk atas kolom adalah

aseton dengan kemurnian 99.9%, sedangkan produk bawah kolom adalah air dengan

kemurnian 99.89%. Air ini akan di-recycle menuju unit pencampuran tepung dan untuk

mengencerkan glukosa sebelum masuk ke dalam fermentor, sedangkan aseton yang

diperoleh akan ditampung terlebih dahulu di dalam tangki sebelum dijual ke konsumen.

1.3 Dasar Perancangan

Bagian ini menjelaskan mengenai kapasitas produksi pabrik ubi kayu terpadu, spesifikasi

bahan baku yang terlibat, spesifikasi produk yang dihasilkan, lokasi pendirian pabrik, serta

aspek keselamatan dan keamanan pabrik.

21011.1.11


1.3.1 Kapasitas Produksi

Kapasitas pabrik biobutanol yang akan didirikan adalah 6,000 kL/tahun. Angka tersebut

diambil berdasarkan kebutuhan biobutanol Indonesia. Kebutuhan biobutanol Indonesia

untuk blending premium adalah 10% dari total kebutuhan premium, yaitu sekitar 400 ribu

kL/tahun. Kapasitas pabrik yang akan didirikan adalah 1.5% dari kebutuhan biobutanol

Indonesia dan ditargetkan bahwa produk biobutanol ini dapat memenuhi kebutuhan bahan

bakar di Propinsi Lampung dan DKI Jakarta.

1.3.2 Spesifikasi Bahan Baku

Bahan baku yang digunakan pada pabrik biobutanol ini adalah tepung ubi kayu. Spesifikasi

tepung ubi kayu dan komposisi ubi kayu dapat dilihat pada Tabel 1.10 dan Tabel 1.11.

Tabel 1.10 Spesifikasi ubi kayu

Jenis tanaman Ubi kayu

Produksi Minyak (Liter per Ha) 1020

Kandungan gula/ 1000kg 250-300 kg

Jumlah hasil biobutanol/1000 kg 166.6 Liter

Jenis ubi kayu yang digunakan sebagai bahan baku pembuatan biobutanol adalah jenis ubi

kayu yang beracun yaitu ketela karet karena mengandung senyawa beracun sianida (HCN)

sehingga penggunaan ubikayu sebagai bahan baku pembuatan biobutanol tidak akan

bersaing dengan industri pangan. Ketela karet ini mengandung karbohidrat sebanyak 36.89

gram. Selain itu jenis ubi kayu yang dipakai sebagai bahan baku pembuatan biobutanol

adalah ubi kayu yang berkadar pati tinggi, potensi hasil tinggi, tahan tekanan cekaman

biotik dan abiotik, serta memiliki fleksibilitas dalam usaha tani dan umur panen. Beberapa

jenis varietas ubi kayu dapat dilihat pada Tabel 1.12.

21011.1.11


Tabel 1.11 Komposisi ubi kayu

Kandungan dalam ubi kayu Unit/100 gr

Air 63%

Karbohidrat 35.3%

Protein 0,6 gr

Serat 1,6 gr

Kalsium 30 ml

Fosfor 1,1 ml

Zat besi 49 ml

Vitamin B1 0,06 mg

Vitamin C 30 mg

Thiamin 0,12 mg

Rhiboflavin 0,06 mg

Kalori 75 kal

Lemak 0,2 gr

http://eprints.undip.ac.id/18540/1/SKRIPSI.pdf

Tabel 1.12 Varietas-varietas ubi kayu Varietas Umur

(bulan)

Rata2 hasil

(ton/ha)

Rasa Warna daging umbi Kadar pati

Adira 1 7-10 22 sedang kuning 45

Adira 2 8-12 21 sedang putih 41

Adira 4 10,5-11,5 35 agak pahit putih 25-30

Malang 1 9-10 36.5 manis putih kekuningan 32-36

Malang 2 8-10 31.5 manis kuning muda 32.36

Malang 4 9 39.7 - putih -

Malang 6 9 36.41 - putih 25-32

D.Hidayah 8-10 102 kenyal putih 25-31.52

UJ-3 8-10 20-35 pahit putih kekuningan 25-30

UJ-5 8-10 25-38 pahit putih kekuningan 20-30

Tinggi rendahnya alkohol ditentukan oleh aktivitas khamir dengan substrat gula yang

terfermentasi. Menurut Fessendens dan Fessendens (1997) dari suatu molekul glukosa

akan terbentuk dua molekul, yaitu alkohol dan karbondioksida. Namun konsentrasi glukosa

yang terlalu tinggi akan menghambat pembentukan alkohol sebab glukosa dengan kadar

yang tinggi menyebabkan pertumbuhan khamir terhambat sehingga kadar alkohol yang

dihasilkan sedikit. Semakin lama waktu fermentasi, maka semakin tinggi kadar alkohol

yang terbentuk.

Dari paparan di atas, maka jenis ubi kayu yang dipilih sebagai bahan baku dalam

pembuatan biobutanol adalah ubi kayu jenis adira-4 karena kandungan pati di dalam adira-

4 cukup tinggi selain itu ubi kayu ini agak pahit dan mengandung kandungan HCN yang

http://eprints.undip.ac.id/18540/1/SKRIPSI.pdf

21011.1.11


paling tinggi dibandingkan varietas ubi kayu yang lain sehingga tidak digunakan sebagai

bahan pangan. Adira-4 merupakan jenis ubi kayu yang tahan terhadap penyakit layu, yang

merupakan penyakit penting ubikayu.

Komposisi bahan baku ubi kayu adira-4 yang digunakan dalam perancangan pabrik

biobutanol disajikan pada Tabel 1.13.

Tabel 1.13 Komposisi bahan baku ubi kayu adira-4

Sifat Kriteria

Umur (bulan) 10.5-11.5

Bentuk daun Agak lonjong

Warna pucuk daun Hijau

Warna tangkai daun Merah kehijauan bagian atas dan hijau kemerahan

bagian bawah

Warna kulit umbi coklat bagian luar dan ros bagian dalam

warna daging umbi Putih

Rasa Agak pahit

Kadar tepung/pati 25-30 %

Kadar protein 0.8 %

Kadar HCN 68 mg/100 gr

Potensi hasil (ton/ha) 35

Kualitas rebus Bagus tetapi agak pahit

Warna batang muda Hijau muda

Warna batang tua Abu-abu

1.3 Spesifikasi Produk

Produk biobutanol yang dihasilkan direncanakan untuk digunakan sebagai komponen

blending bensin untuk meningkatkan bilangan oktan bensin. Campuran bahan bakar

butanol untuk bahan bakar umum yang dijual sebagai bensin saat ini berkisar 32%. Oleh

karena itu, butanol yang diproduksi dari pabrik ini diharapkan memiliki kemurnian yang

tinggi yaitu sebesar 99.5%. Spesifikasi butanol yang akan diproduksi dapat dilihat pada

Tabel 1.14.

21011.1.11


Tabel 1.14 Spesifikasi Produk Biobutanol

Parameter Nilai

Kemurnian 99,5%

LHV 99,837 Btu/gal

Titik didih 1180C

Density 3,065 g/gal

Air fuel ratio 11,2-3,2 MJ/kg udara

Energi Spesifik 0,43 MJ/kg

MON (Motor Angka Oktan) 78

RON (Research Angka Oktan) 96

Kinematis Kelekatan pada 200C 3,64 cSt

1.3.4 Enzim

Enzim-enzim yang terlibat di dalam reaksi pembentukan biobutanol ini adalah sebagai

berikut :

a. Enzim α-amylase

α-amilase (α-1,4-glucan-4-glucohydrolase, EC 3.2.1.1) adalah enzim yang

mengkatalisis hidrolisa ikatan α-1,4-glikosida dalam polisakarida dan hasil

degradasinya. Tiga pola mekanisme kerja enzim α-amilase dalam pemecahan ikatan α-

1,4-, yaitu:

1. Single-chain attack

Enzim mendegradasi sebuah molekul polimer sampai selesai sebelum menyerang

polimer lain.

2. Multi-chain attack

Enzim meninggalkan satu polimer setelah melepaskan satu produk pertama atau

satu serangan hidrolitik, kemudian menyerang polimer lain untuk melepaskan satu

molekul produk kedua, dan menyerang polimer lain lagi.

3. Multiple attack

Enzim menyerang satu polimer kemudian beberapa kali memecah sejumlah produk

pertama sebelum menyerang polimer lain. (Subarna, 1984).

Aktivitas maksimum amilase terjadi dalam keadaan asam, yaitu dalam kisaran pH 4.5-7,

namun bentuk kurva aktivitas dan pH optimum berbeda tergantung sumber enzimnya.

21011.1.11


Aktivitas α-amilase meningkat dari 0°C sampai maksimum 40°C. Penurunan aktivitas pada

suhu 40-60°C disebabkan agitasi termal yang akan menurunkan afinitas enzim dengan

substrat dan sebagian disebabkan oleh denaturasi termal pada enzim (Subarna, 1984).

Hidrolisis enzim α-amilase pada amilosa melalui dua tahap. Tahap pertama, yaitu

degradasi amilosa menjadi maltosa dan maltotriosa yang terjadi secara acak. Degradasi ini

terjadi dengan sangat cepat dan diikuti oleh penurunan viskositas dengan cepat pula. Tahap

kedua, yaitu pembentukan glukosa dan maltosa sebagai akhir secara tidak acak dan

berjalan lebih lambat.

b. Enzim glukoamilase

Glukoamilase adalah salah satu enzim yang berperan dalam proses sakarifikasi pati. Serupa

dengan enzim beta-amilase, glukoamilase dapat memecah struktur pati yang merupakan

polisakarida kompleks berukuran besar menjadi molekul yang lebih kecil. Pada umumnya,

enzim ini bekerja pada suhu 45-600C dengan kisaran pH 4.5-5. Pada umumnya enzim ini

diperlukan sebanyak 100-300 unit per gram pati. Glukoamilase akan memotong ikatan

alfa-1,4 pada molekul pati. Enzi mini juga dapat memecah ikatan alfa-1,6 tetapi frekuensi

yang lebih rendah, Hasil utama pemecahannya adalah glukosa, suatu bentuk sederhana dari

molekul karbohidrat berjumlah atom C6.

1.3.5 Lokasi

Penentuan lokasi pabrik sangat menentukan kemajuan suatu industri baik di masa sekarang

maupun di masa yang akan datang. Pemilihan lokasi pabrik ini mempengaruhi biaya

distribusi dan produksi pabrik tersebut. Suatu pabrik idealnya didirikan di daerah yang

dekat dengan sumber bahan baku, selain itu pabrik juga harus berdiri di daerah yang dapat

dijangkau oleh transportasi sehingga mempermudah distribusi produk ke konsumen dan

mempermudah pencarian tenaga kerja.

Berdasarkan faktor-faktor tersebut, maka pabrik pembuatan biobutanol berbahan baku ubi

kayu ini direncanakan berlokasi di daerah Lampung Tengah. Dasar pertimbangan dalam

pemilihan lokasi pabrik adalah :

21011.1.11


1. Kondisi Geografis

Wilayah Kabupaten Lampung Tengah terletak antara 104035′ sampai dengan 105′50′

Bujur Timur dan 04030‟ sampai dengan 05

015′ Lintang Selatan. Mengingat letak yang

demikian ini daerah Kabupaten Lampung Tengah seperti halnya daerah-daerah lain di

Indonesia merupakan daerah tropis. Luas Wilayah kabupaten Lampung Tengah adalah

4789.62 km2. Wilayah Kabupaten Lampung Tengah mempunyai batas-batas sebagai

berikut :

- Sebelah Utara berbatasan dengan kabupaten Lampung utara.

- Sebelah Selatan berbatasan dengan kabupaten Pesawaran.

- Sebelah Barat berbatasan dengan Kabupaten Tanggamus dan Kabupaten Lampung

- Sebelah Timur berbatasan dengan Kabupaten Lampung Timur dan Kota Metro.

Daerah Kabupaten Lampung Tengah dapat dikelompokkan menjadi lima unit topografi

yaitu:

- Daerah berbukit samapi bergunung, dengan ketinggian rata-rata 1600 m di bawah

permukaan laut

- Daerah dataran aluvial

- Daerah rawa pasang surut

- Daerah river basin, yaitu daerah aliran sungai Way Seputih dan Way Sekampung.

2. Bahan baku

Bahan baku pabrik biobutanol adalah tepung cassava. Propinsi Lampung merupakan

penghasil ubi kayu terbesar di Indonesia yaitu sebanyak 24%. Kabupaten Lampung

Tengah merupakan salah satu daerah penghasil ubi kayu terbesar di propinsi Lampung

dan luas panen ubi kayu di Lampung Tengah yaitu sebesar 91,973 ha.

Tepung cassava sebagai bahan baku dapat dipasok dari industri-industri tepung

cassava yang terdapat di Lampung Tengah. Industri tepung cassava merupakan

industri skala besar yang paling berkembang di Lampung Tengah. Ada sekitar 41

industri yang tersebar di Kecamatan Terbanggi Besar, Gunung Sugih, Bumi Ratu

Nuban, Seputih Banyak, Bumi Nabung, Rumbia, Seputih Surabaya, Kalirejo, dan

21011.1.11


Punggur, selain itu di Kabupaten Lampung Tengah juga terdapat industri bioetanol

yang biasanya menghasilkan produk samping berupa tepung cassava yang dapat

dijadikan bahan baku dan diolah lagi menjadi biobutanol.

3. Kondisi transportasi dan pemasaran

Letak geografis kabupaten Lampung Tengah cukup strategis karena terletak pada jalur

lalu lintas Sumatera yang menghubungkan Sumatera dan Jawa, dan sekaligus

merupakan titik temu kegiatan perdagangan dari beberapa kabupaten/kota di Propinsi

Lampung. Lokasi yang cukup dekat dengan pelabuhan laut (Pelabuhan Panjang dan

Pelabuhan Bakauheni) memberikan kemudahan akses terhadap pasar, baik pasar

domestic maupun pasar luar negeri. Upaya peningkatan prasarana jalan dan jembatan

menjadi prioritas pembangunan di Kabupaten Lampung Tengah yang diarahkan untuk

meningkatkan aksesibilitas arus barang dan jasa antar daerah baik di dalam wilayah

Kabupaten Lampung Tengah maupun lintas kabupaten sehingga hampir semua

kampong di Kabupaten Lampung Tengah dapat ditempuh dengan kendaraan roda

empat. Jalur transportasi Propinsi Lampung dapat dilihat pada gambar di bawah ini :

21011.1.11


Gambar 1.1 Jalur transportasi provinsi Lampung

4. Kebutuhan Listrik

Jaringan listrik di Kabupaten Lampung Tengah dikelola oleh dua badan usaha yaitu

Perusahaan Listrik Negara (PLN) dan Koperasi Listrik Pedesaan (KLP) Sinar Siwo

Mego. Jumlah energi listrik yang dihasilkan oleh PLN dan KLP sampai dengan tahun

2004 adalah sebesar 196.297.723 KWH dan 77.468.244 KWH

5. Kondisi Demografis

Jumlah penduduk pada tahun 2008 sebesar 1,177,967 jiwa lebih, dengan komposisi

588.702 jiwa penduduk laki-laki dan 589,265 jiwa penduduk perempuan. Kepadatan

21011.1.11


penduduk rata-rata sebesar 245.93 jiwa per km2. Rata-rata pertumbuhan penduduk

sebesar 1,84 % per tahun. Kondisi ini terjadi karena pada periode tersebut, Lampung

merupakan daerah tujuan transmigrasi dan Lampung Tengah merupakan daerah yang

cukup diminati oleh para transmigran. Hal ini tentunya memberikan prospek terhadap

ketersediaan tenaga kerja di Lampung Tengah.

6. Kondisi Air

Air merupakan salah satu kebutuhan penting dalam keberlangsungan suatu pabrik

kimia. Kebutuhan air untuk Pabrik Biobutanol dapat diipasok dari sungai yang

mengalir di kabupaten Lampung Tengah yaitu sungai Way Seputih dengan anak-anak

sungai yang panjangnya lebih dari 50 km diantaranya adalah Way Terusan, Way

Pengubuan, Way Pengadungan, dan Way Raman.

1.3.6 Keselamatan dan Keamanan Pabrik

Usaha-usaha pencegahan terhadap bahaya-bahaya yang mungkin terjadi dilakukan dengan

cara :

1. Pencegahan terhadap kebakaran

Kebakaran adalah suatu nyala api, baik kecil maupun besar pada tempat yang tidak kita

kehendaki, merugikan dan pada umumnya sukar dikendalikan. Api terjadi karena

persenyawaan dari :

a. Sumber panas, seperti sinar matahari, reaksi kimia, dan perubahan kimia

b. Benda mudah terbakar, seperti bahan bakar, kayu, plastik dan sebagainya

c. Oksigen

d. Beberapa peralatan pencegahan kebakaran yang biasa ada di pabrik adalah

sebagai berikut:

e. Detektor Asap/ Smoke Detector

Peralatan yang secara otomatis akan menyala apabila terdapat asap pada suatu

daerah.

f. Fire Alarm

Peralatan yang otomatis akan menyala sebagai tanda sedang terjadi kebakaran

pada suatu tempat.

21011.1.11


g. Sprinkler

Merupakan peralatan yang dipergunakan khusus dalam gedung yang akan

memancarkan air secara otomatis apabila terjadi pemanasan pada suatu suhu

tertentu pada daerah dimana sprinkler tersebut.

2. Pencegahan terhadap bahaya mekanis

Upaya pencegahan kecelakaan terhadap bahaya mekanis adalah :

a. Alat-alat dipasang dengan penahan yang cukup berat untuk mencegah

kemungkinan terguling atau terjatuh

b. Sistem ruang gerak karyawan dibuat cukup lebar dan tidak menghambat kegiatan

karyawan

c. Letak alat diatur sedemikian rupa sehingga para operator dapat bekerja dengan

tenang dan tidak akan menyulitkan apabila ada perbaikan atau pembongkaran

d. Pada alat-alat yang bergerak atau berputar harus diberikan tutup pelindung untuk

menghindari terjadinya kecelakaan kerja

3. Pencegahan terhadap bahaya listrik

a. Isolasi kawat hantaran listrik harus disesuaikan dengan keperluan

b. Setiap peralatan yang menjulang tinggi harus dilengkapi dengan alat penangkal

petir yang dibumikan

c. Kabel-kabel listrik yang letaknya berdekatan dengan alat-alat yang bekerja pada

suhu tinggi harus diisolasi secara khusus

d. Memasang papan tanda larangan yang jelas pada daerah sumber tegangan tinggi

e. Setiap instalasi dan alat-alat listrik harus diamankan dengan pemakaian sekring

atau pemutus arus listrik otomatis lainnya

f. Sistem perkabelan listrik harus dirancang secara terpadu dengan tata letak pabrik

untuk menjaga keselamatan dan kemudahan jika harus dilakukan perbaikan.

4. pertolongan pertama pada kecelakaan

Pertolongan pertama pada kecelakaan adalah bantuan pertama yang diberikan kepada

orang yang cedera akibat kecelakaan sebelum ditangani oleh tenaga medis dengan

21011.1.11


sasaran menyelamatkan nyawa, menghindari cedera atau kondisi yang lebih parah dan

mempercepat penyembuhan.

5. Menggunakan alat pelindung diri

Alat pelindung diri digunakan saat karyawan berada di dalam pabrik. Alat pelindung

diri ini meliputi :

a. Pakaian kerja

Melindungi badan pekerja dari tumpahan bahan kimia

b. Helm

Melindungi kepala pekerja dari percikan-percikan bahan kimia, terutama apabila

bekerja dengan di sekitar pipa-pipa yang letaknya lebih tinggi dari kepala.

c. Sarung Tangan

Melindungi tangan karyawan dari bahan kimia yang bersifat racun dan

membahayakan

d. Masker

Berguna untuk memberikan perlindungan terhadap debu-debu yang berbahaya

ataupun uap bahan kimia agar tidak terhirup

e. Sepatu Pengaman

Berguna untuk melindungi kaki pekerja dari bahan kimia dan panas.

f. Penutup Telinga

Berguna untuk melindungi telinga dari kebisingan yang berlebihan yang dapat

merusak pendengaran

g. Kacamata Kerja

Berguna untuk melindungi mata dari debu yang berlebihan ataupun benda-benda

lain yang melayang di udara.

6. Penyediaan poliklinik di lokasi pabrik

Poliklinik disediakan untuk tempat pengobatan akibat kecelakaan yang terjadi di

lokasi pabrik.

21011.1.11


BAB II

NERACA MASSA DAN ENERGI

2.1 Tahap Persiapan dan Sterilisasi

Tahap persiapan dan sterilisasi mencakup proses perlakuan awal terhadap tepung cassava,

seperti pencampuran dengan air sampai konsentrasi tertentu dan sterilisasi untuk

menghilangkan bakteri-bakteri pengotor yang dapat mengganggu jalannya proses

likuefaksi dan sakarifikasi pati menjadi glukosa. Beberapa asumsi, pendekatan, dan

justifikasi yang digunakan dalam perhitungan neraca massa dan energi adalah:

Satu liter biobutanol diproduksi dari 5.8 kg tepung cassava. Pada tepung cassava tidak ada

bahan volatil selain air. Sterilisasi berlangsung pada tekanan 3.5 bar pada temperatur 25oC

menggunakan steam selama 15 menit. Seluruh bagian pipa sterilisasi dianggap memiliki

temperatur yang seragam (van der Merwe, 2010). Tidak ada air yang hilang selama

perjalanan proses, sedangkan komposisi tepung cassava dapat dilihat pada tabel berikut

(Gafar, 1991).

Tabel 2.1 Komponen tepung cassava

2.2 Tahap Likuefaksi dan Sakarifikasi

Tahap likuefaksi meliputi 3 tahap likuefaksi yang terdiri dari pengontakan dengan enzim,

peningkatan temperatur campuran tepung cassava-air sebelum akhirnya didinginkan dan

terkonversi menjadi dekstrin (likuefaksi/gelatinasi). Likuefaksi pertama dilakukan dalam

reaktor berpengaduk sedangkan reaktor likuefaksi 2 dan 3 merupakan reaktor pipa.Tahap

sakarifikasi berfungsi untuk mengubah dekstrin menjadi glukosa. Konversi pada tahap

likuefaksi diasumsikan hanya terjadi pada reaktor likuefaksi 3, sedangkan dua reaktor

Komponen % berat

Air 12

Karbohidrat 86.9

Lemak 0.4

Protein 0.7

2.1011.1.11

Bab II Neraca Massa dan Energi 30

By: Checked: Approved:

sebelumnya lebih berfungsi sebagai pemanasan awal. Kalor jenis komponen liquid selain

air tidak dipengaruhi temperatur. Berikut ini adalah kalor jenis komponen.

Tabel 2.2 Kalor jenis komponen liquid

Komponen Cp (kJ/kg.K)

Air 4.2

Pati 0.95

Protein 1.7

Lemak 2.36

D-glukosa 1.85x10-3

Maltosa 1.6

Dekstrin 6223.56

Iso maltosa 1.6

Asam butirat 2.09

Asam aseton 2.18

Aseton 2.15

Etanol 2.72

Butanol 2.46

HCl 0.80

NaOH 4.05

Tabel 2.3 Kalor jenis komponen gas/uap

Komponen T (

oC) Cp (kJ/kg.K)

Uap air 130 1.9025

Uap air 105 1.8913

CO2 35 0.8460

-2 0.8145

9.82 0.8274

H2 35 14.31

-2 14.176

9.82 14.234

Tabel 2.4 Kalor laten komponen (temperatur 100oC, tekanan 1 atm)

Komponen L (kJ/kgmol)

Air 38680

Butanol 39003.58

2-etil-1-heksanol 36503.94

Aseton 29142.96

2.1011.1.11



2.2.1 Unit Reaktor Likuefaksi I

Reaktor likuefaksi 1 berfungsi untuk mengontakkan umpan pati dengan enzim alfa

amilase. Reaktor ini merupakan reaktor slurry dengan pengadukan. Waktu tinggalnya

adalah 2 jam. pH campuran dipertahankan sebesar 6. pH tepung cassava pada umumnya

adalah 6 sehingga penambahan pH pada proses ini bersifat nonkontinyu sesuai kebutuhan

Pencampuran di dalam reaktor berlangsung sempurna. Lama pencampuran adalah 2 jam.

Reaksi terjadi secara merata di seluruh permukaan enzim karena enzim tercampur bersama

aliran umpan di dalam reaktor. Namun, diasumsikan tidak ada pati yang terkonversi pada

tahap ini karena gelatinasi berlangsung setelah pemanasan bertingkat dilanjutkan dengan

pendinginan.

2.2.2 Unit Reaktor Likuefaksi II

Pada reaktor ini terjadi pemanasan aliran pati dari 85oC sampai 105

oC. Reaktor berupa

reaktor pipa yang dilengkapi dengan jaket pemanas yang dialiri steam. Pencampuran

dilakukan selama 5 menit sampai produk keluar tangki mencapai temperatur 1050C

(Fatimah, 2008). Tidak ada enzim alfa amilase yang berada dalam reaktor ini. Perpindahan

panas diasumsikan merata pada sepanjang dinding reaktor.

2.2.3 Unit Reaktor Likuefaksi III

Pada reaktor ini tahap likuefaksi berlangsung selama 2 jam pada kondisi pH sebesar 6.

Temperatur berlangsung reaksi likuefaksi adalah 950C (Fatimah, 2008). Pada reaktor ini

akan dihasilkan dekstrin, maltosa, dan D-glukosa dengan konversi masing-masing sebesar

97,7%, 2%, dan 0,3% dari jumlah pati yang ada (Kristian dkk., 2010). Konfigurasi reaktor

adalah reaktor pipa tanpa adanya enzim.

2.2.4 Unit Reaktor Sakarifikasi

Reaktor sakarifikasi merupakan reaktor slurry dengan enzim glukoamilase untuk

mengubah dekstrin menjadi glukosa yang diinginkan. Reaksi berlangsung dengan bantuan

enzim glukoamilase. Enzim glukoamilase yang digunakan sebanyak 0,09% dari berat

campuran tepung cassava (Kristian, dkk., 2010). Pencampuran di dalam reaktor

2.1011.1.11



berlangsung sempurna. Sakarifikasi berlangsung selama 2 jam, pada pH 4,5 dan temperatur

600C (Fatimah, 2008). Produk hasil sakarifikasi adalah D-glukosa, maltosa, isomaltosa,

dan dekstrin yang masing-masing memiliki konversi 97%, 1,5%, 0,5%, dan 1% (Kristian,

dkk., 2010). Tidak ada enzim yang terbawa aliran keluar reaktor karena pada lubang

keluaran pipa dipasang filter.

2.2.5 Unit Sterilisasi

Unit ini berfungsi untuk mensterilisasi produk keluaran dari proses sakarifikasi. Produk

keluaran sakarifikasi ditambah air hingga konsentrasi glukosa yang akan memasuki proses

fermentasi adalah 60 hingga 100 g/L. Konsentrasi glukosa yang diharapkan tercapai adalah

74.25 g/L. Setelah itu, proses sterilisasi berlangsung pada temperatur 1300C selama 15

menit (van der Merwe, 2010). Setelah disterilisasi, campuran glukosa kemudian di-split ke

fermentor 1 dan 2 dengan perbandungan 4:1.

2.3 Tahap Fermentasi

2.3.1 Unit Reaktor Fermentasi Acidogenesis

Reaktor merupakan reaktor slurry. Reaksi di dalam reaktor berlangsung selama 2 jam pada

temperatur 35oC, pH 5.4, dan tekanan atmosfer (Ramey dan Yang, 2004). Reaksi

dilakukan dalam empat reaktor seri agar dimensi reaktor tidak terlalu besar. Hasil

fermentasi tahap pertama ini menghasilkan campuran asam butirat, asam aseton, nutrisi,

air, dan sisa-sisa reaktan. Glukosa diasumsikan terkonversi 88.89%. Perolehan produk

pada reaktor ini dapat dilihat pada tabel berikut. (Ramey, 2004; Hidayat,dkk., 2009).

Tabel 2.5 Konversi dalam reaktor fermentor 1

Komponen Konversi

Asam butirat 0.38 g/g glukosa

Asam aseton 0.058 g/g glukosa

CO2 1.51 ol/mol glukosa

2.1011.1.11



Tidak ada bakteri dalam aliran keluaran reaktor karena terdapat filter di lubang keluaran

sehingga bakteri tertahan di dalam reaktor selama proses produksi. Viskositas larutan

rendah. Gas CO2 dan H2 langsung terpisah 100% menuju proses pemisahan gas.

2.3.2 Unit Reaktor Fermentasi Solventogenesis

Reaksi di dalam reaktor berlangsung selama 2 jam pada temperatur 35oC, pH 5,4, dan

tekanan atmosfer (Ramey dan Yang, 2004). Reaksi dilakukan dalam 4 reaktor seri agar

dimensi reaktor tidak terlalu besar. Konversi glukosa menjadi produk akhir adalah 95.1%

(Wu, dkk., 2007). Perolehan produk pada reaktor ini dapat dilihat pada tabel berikut

(Wu,dkk., 2007).

Tabel 2.6 Konversi dalam reaktor fermentor 2

Komponen g/g glukosa

Asam butirat 0.0084

Asam aseton 0.0086

H2 0.021

CO2 0.6954

Aseton 0.155

Etanol 0.0068

Butanol 0.303

Khusus untuk asam butirat dan asam aseton, masing-masing terkonversi menjadi butanol

dan aseton dengan acuan asam butirat dan asam aseton akhir. Selisih nilai masukan asam

butirat dan asam aseton terkonversi menjadi butanol dan aseton dan ditambahkan nilainya

dengan perolehan butanol dan aseton dari glukosa. Konsentrasi butanol selama dalam

reaktor dikontrol agar tidak melebihi 10 g/L agar tidak menimbulkan efek toksik pada

bakteri (Ramey dan Yang, 2004). Gas CO2 dan H2 langsung terpisah 100% menuju proses

pemisahan. Tidak ada bakteri dalam aliran keluaran reaktor karena terdapat filter di lubang

keluaran sehingga bakteri tertahan di dalam reaktor selama proses produksi.

2.4 Tahap Pemisahan dan Pemurnian

2.4.1 Unit Membran

2.1011.1.11



Gas yang dipisahkan adalah CO2 dan H2. Sejumlah gas yang meninggalkan fermentor

adalah gas yang tidak diperlukan bakteri untuk melakukan fermentasi anaerob. Membran

yang digunakan adalah membran polyethylene glycol dimethyl eter (PEGDME).

2.4.2 Unit Tangki Koagulasi

Aliran produk dari fermentor 2 masuk ke dalam tangki koagulasi untuk pemisahan protein,

lemak, maltosa, dan isomaltosa. Kondisi operasi pada unit ini adalah 35oC. Koagulan dapat

mengendapkan 100% komponen protein, lemak, maltosa, dan isomaltosa. Koagulan

protein yang digunakan adalah GDL (Glucono-Delta-Lactone) sebanyak 0.13 kg/kg

protein, sedangkan koagulan lemak adalah chitosan sebanyak 25 gram per 0.9 kg lemak.

Koagulan maltosa dan isomaltosa membutuhkan 0.76 kg/jam untuk mengendapkan

maltosa dan isomaltosa. Pemisahan padatan dan cairan diasumsikan 100% terpisah.

2.4.3 Unit Liquid-Liquid Extraction

Proses ekstraksi ini dilakukan menggunakan pelarut 2-etil-1-heksanol. Proses ekstraksi ini

berlangsung pada tekanan 1-2 atm. Tekanan rafinat dan ekstrak adalah 2 atm. Temperatur

operasi LLE adalah temperatur ruang yaitu 35oC baik untuk umpan maupun produk.

Komponen yang terbawa ekstraktor hanya butanol karena komponen lain tidak larut dalam

ekstraktor.

Komposisi rafinat adalah air, aseton, asam butirat, dan asam aseton. Aliran rafinat akan di-

recycle untuk memenuhi kebutuhan air pada saat pencampuran tepung cassava setelah

aseton dipisahkan terlebih dahulu melalui tahap evaporasi. Asam butirat dan asam aseton

tidak dipisahkan karena kedua komponen ini ikut bereaksi dalam proses. Meskipun tidak

bereaksi dalam aliran, etanol tidak dihilangkan dari aliran karena jumlahnya sangat kecil.

Penentuan komposisi rafinat dan ekstrak berdasarkan kelarutan masing-masing komponen

dalam air. Berikut ini adalah data-data besar kelarutan komponen dalam 100 gram air.

2.1011.1.11



Tabel 2.7 Kelarutan komponen dalam 100 gram air pada temperatur ruang

Komponen Kelarutan

Aseton Tak hingga

Butanol 9 ml

Etanol Tak hingga

Asam aseton Tak hingga

Asam butirat Tak hingga

2-etil-1-heksanol 0.05 ml

D-glukosa 154 ml

Dekstrin Tak hingga

2.4.4 Unit Pemisahan Butanol dan 2-Etil-1-Heksanol

Proses distilasi ini dilakukan untuk memisahkan butanol dari 2-etil-1-heksanol. Proses

pemisahan ini berlangsung pada pada tekanan 1.5 atm dan 5 atm. Bottom produk berupa 2-

etil-1-heksanol, sedangkan top produk berupa butanol.

2.4.5 Unit Pemisahan Aseton dan Air dari Produk Bawah Ekstraktor

Proses pemisahan ini bertujuan untuk memperoleh aseton dan air yang lebih murni.

Pemisahan ini dilakukan dalam kolom distilasi pada keadaan vakum. Proses pemisahan

berlangsung pada tekanan 0.01 dan 0.9 atm. Proses pemisahan ini menghasilkan produk

atas berupa aseton dengan kemurnian 98.23% dan produk bawah berupa air dengan

kemurnian 99.9%.

21011.1.11

Bab II Neraca Massa dan Energi 36 By: Checked: Approved:

3

7

8

9

Area Silo

(8 buah)

HE-02

10

12

KETERANGAN

BE-01 : Bucket elevator

T-01 : Tangki pencampuran

P-01 : Centrifuge pump 1

ST-01 : Pipa sterilisasi 1

HE-01 : Heat exchanger 1

R-01 : Reaktor likuefaksi 1

R-02 : Reaktor Likuefaksi 2



R-04 : Reaktor sakarifikasi



CO : Conveyor

SP-01

HE-01

P-01

11

HE-03

5

13

2

R-01

R-04

6

ST-02

ST-01

80

CO

4

BE-01

Unit fermentasi dan pemisahan

Recycle

R-02 R-03

T-01

1

Gambar 2.1 PFD Unit persiapan, likuefaksi, dan sakarifikasi

2.1011.1.11



C-01

26

33

Unit Pengepakan

48

M-01

38

36

66

39

RC-01a

RC-02a

55

65

VS-01

56

HE-06

60

63

64

HE-04

36

66

HE-05

59

RC-01b RC-01c RC-01d

RC-02b RC-02c RC-02d

Unit Pengepakan

C-02

C-03

27 28 29

32 3130

40 41 42 43

4950

51

69 70

18 1921

22 2324 25

15

16 17

47

34

35

4445

5253

Unit pengolahan

limbah padat74

Unit pengolahan

limbah cair

67

CS-02

14

CS-01

20

37

46

75

KETERANGAN

CL-01 : Tangki koagulasi

VS-01 : Tangki koagulan

P-02 : Centrifugal pump 2







C-01 : Column liquid-liquid extractor

C-02 : Kolom distilasi 1


HE-04 : Heat Exchanger 4


VS-02 : Tangki penyimpanan butanol



VS-03 : Tangki aseton



Unit likuefaksi dan sakarifikasi

Recycle

72

HE-07

VS-02

VS-03

HE-08

HE-09

62

68

SP-02 SP-04

SP-05

SP-03

P-03

P-07

P-08

SP-06

P-05

P-06 Unit pengepakan

Stasiun pengisian bahan bakar

P-04

P-486

57

61

71

73

7677

78

79

80

CL-01

P-02

54

Gambar 2.2 PFD Unit fermentasi dan pemisahan

2.1011.1.11

Bab III Peralatan Proses, Sistem Utilitas, dan Pengolahan Limbah 38


BAB III

PERALATAN PROSES, SISTEM UTILITAS, DAN PENGOLAHAN LIMBAH

3.1 Pendahuluan

Pabrik ADL Biobutanol menggunakan berbagai macam peralatan proses untuk mengubah

tepung cassava menjadi bahan bakar biobutanol. Pada dasarnya proses di dalam pabrik ini

dibagi menjadi tiga tahapan proses yaitu tahap persiapan dan sterilisasi, tahap fermentasi,

dan tahap pemisahan. Masing-masing tahap proses ini melibatkan berbagai macam

peralatan proses. Berikut ini adalah penjelasan mengenai peralatan-peralatan utama yang

terdapat pada pabrik biobutanol untuk bahan bakar.

3.1.1 Reaktor

Reaktor merupakan tempat berlangsungnya reaksi kimia. Pada pabrik ini hanya digunakan

dua jenis reaktor yaitu reaktor pipa dan reaktor tangki berpengaduk. Reaktor pipa

digunakan untuk proses likuefaksi, sedangkan reaktor tangki ideal digunakan untuk proses

sakarifikasi dan fermentasi. Berikut ini adalah penjelasan mengenai reaktor-reaktor yang

digunakan pada proses pembuatan bahan bakar butanol dari tepung cassava.

a. Reaktor Likuefaksi

Jenis reaktor yang digunakan dalam proses likuefaksi adalah reaktor slurry dengan

katalis ditempatkan langsung di dalam fluida reaktor dan reaktor pipa. Katalis yang

digunakan adalah enzim alfa amylase yang berupa immobilized enzim sehingga

bentuknya berupa padatan. Enzim yang dibutuhkan untuk proses likuefaksi adalah

0.02% berat umpan likuefaksi. Katalis enzim ini tidak akan terdeaktivasi apabila suhu

yang digunakan tidak terlalu tinggi.

Reaktor ini terdiri dari 3 tahap temperatur yaitu 85, 105, dan 95oC. Reaktor pertama

adalah realtor slurry dengan temperatur operasi 85oC sedangkan reaktor kedua dan

ketiga adalah RAS. Katalis enzim terdapat pada reaktor pertama. Setelah kontak

dengan enzim, umpan dikenakan perubahan temperatur agar dapat berubah menjadi

dekstrin. Selain karena alasan konfigurasi katalis, pemilihan jenis reaktor didasarkan

2.1011.1.11



pada kinetika reaksi. Pada reaksi likuefaksi terjadi pengubahan pati menjadi dekstrin.

Produk dari proses ini tidak hanya dekstrin tetapi juga menghasilkan produk samping

berupa glukosa dan maltosa meskipun dalam jumlah kecil. Jenis reaksi yang terjadi

adalah reaksi paralel karena pada saat pati berubah menjadi dekstrin, terdapat sebagian

pati yang berubah menjadi maltosa dan glukosa juga.

Reaktor slurry dipilih sebagai reaktor pertama karena mempertimbangkan

kemungkinan kontak enzim dengan umpan karena pergerakan enzim didukung oleh

pergerakan pengaduk. Selain untuk memperbesar kontak, pemilihan reaktor slurry

sebagai reaktor likuefaksi pertama dengan mempertimbangkan maintenance yang

mudah untuk reaktor slurry.

Sedangkan pemilihan reaktor kedua dan ketiga lebih cenderung didasarkan pada sifat

reaksi likuefaksi. Reaksi likuefaksi adalah reaksi paralel. Secara umum persamaan

kinetika reaksi paralel adalah sebagai berikut:

Dimana r1, r2 = laju reaksi pembentukan produk dan byproduct

k1, k2 = konstanta laju reaksi pembentukan produk dan byproduct

CFEED = konsentrasi molar umpan reaktor

a1, a2 = orde reaksi pembentukan produk dan byproduct

Dengan demikian rasio laju pembentukan byproduct dan produk adalah

Berikut ini adalah besar konversi yang terjadi pada saat reaksi likuefaksi:

Tabel 3.1 Konversi likuefaksi

Produk %-berat

Glukosa 0.30

Maltosa 2.00

Dekstrin 97.70

2.1011.1.11



Dari data di atas dapat diketahui bahwa nilai a1> a2 karena konversi pati menjadi

dekstrin jauh lebih besar daripada konversi pati menjadi glukosa maupun maltosa.

Menurut Robin Smith (2005), apabila a1> a2, maka reaktor yang digunakan adalah

batch atau RAS. Kedua jenis reaktor ini akan memberikan selektivitas yang besar

pada reaksi. Semakin tinggi konversi, semakin rendah selektivitas. Sehingga reaksi ini

tidak cocok menggunakan reaktor slurry yang memberikan konversi tinggi. Reaktor

yang dipilih adalah RAS dengan pertimbangan jumlah alat. Apabila menggunakan

reaktor batch, diperlukan lebih dari satu reaktor karena akan digunakan bergantian

sehingga reaksi berjalan terus menerus. Dengan menggunakan lebih dari satu reaktor

batch, diperlukan lebih banyak instrument sehingga biaya yang digunakan pun lebih

besar.

Beberapa alasan pemilihan reaktor likuefaksi tersebut adalah:

1. Proses likuefaksi yang memerlukan kenaikan temperatur bertahap dengan waktu

tinggal yang berbeda untuk masing-masing temperatur

2. Katalis yang terikat pada pengaduk memungkinkan terjadinya kontak antara

katalis dengan umpan lebih besar.

3. Konfigurasinya lebih sederhana dibandingkan tiga buah reaktor slurry

b. Reaktor Sakarifikasi

Dasar pemilihan reaktor sakarifikasi sama dengan dasar pemilihan reaktor likuefaksi

karena pada intinya proses yang dilakukan adalah sama yaitu memperbesar

kemungkinan kontak antara katalis dengan umpan serta pertimbangan maintenance.

Enzim glukoamilase digunakan sebagai katalis pada proses sakarifikasi untuk

mengubah dekstrin menjadi glukosa. Bentuk enzim ini juga padatan karena telah di-

immobilized. Katalis enzim yang digunakan sebanyak 0.09% berat umpan

sakarifikasi.

Reaksi yang terjadi pada proses sakarifikasi juga merupakan reaksi paralel seperti

reaksi likuefaksi. Proses sakarifikasi adalah proses untuk mengubah dekstrin menjadi

glukosa. By product yang dihasilkan adalah maltosa dan isomaltosa. Besar konversi

dekstrin menjadi glukosa, maltosa, dan isomaltosa dapat dilihat pada tabel berikut ini.

2.1011.1.11



Tabel 3.2 Konversi sakarifikasi

Produk Konversi (%-berat)

Glukosa 97.00

Maltosa 1.50

Iso-maltosa 0.50

Dari besar konversi di atas juga dapat diketahui bahwa a1> a2. Meskipun begitu,

reaktor yang digunakan adalah reaktor slurry. Dengan diketahui bahwa a1> a2, RAS

dan batch akan lebih baik bila dilihat hanya dari sisi sifat reaksi yang terjadi. Akan

tetapi dengan menggunakan RAS, maintenance sulit dilakukan karena reaktor berupa

pipa berukuran kecil dan terintegrasi dengan alat-alat lainnya seperti heat exchanger.

Apabila menggunakan reaktor batch, pengoperasian akan lebih rumit karena harus

memasukkan dan mengeluarkan aliran. Oleh karena itu, reaktor slurry dipilih dengan

alasan kemudahan maintenance dan kemudahan pengoperasian.

c. Reaktor Acidogenesis

Reaktor acidogenesis adalah tempat terjadinya reaksi dari glukosa menjadi asam

butirat dengan bantuan bakteri Clostridium tyrobutyricum. Reaksi ini menghasilkan

produk samping berupa CO2, H2, dan asam aseton. Besar konversi yang dihasilkan

pada reaksi ini adalah:

Tabel 3.3 Konversi reaksi acidogenesis

Produk %-berat Glukosa

CO2 35.10

H2 20.79

As. Butirat 38.16

As.aseton 5.94

Sumber: Hidayat, 2009

Proses fermentasi dilakukan secara kontinyu dengan proses pemisahan produk yang

terus-menerus. Beberapa pertimbangan yang dilakukan dalam pemilihan reaktor

fermentasi butanol kontinu antara lain (Jacques, 2005):

Eliminasi fase lag pada pertumbuhan bakteri.

Proses dapat berjalan cukup lama.

Produktivitas volumetrik lebih tinggi dibanding proses yang lain.

2.1011.1.11



Mengurangi biaya tenaga kerja saat fermentor berada dalam steady state.

Tidak memerlukan waktu pembersihan, pengisian/pengosongan, dan sanitasi

yang lama.

Penghematan dalam konstruksi, karena ukuran fermentor kontinyu lebih kecil

dibandingkan fermentor batch maupun fed batch.

Menurut Robin Smith (2005), reaktor yang sesuai untuk microbial reaction adalah

reaktor slurry dan RAS tergantung pada besar/kecil konversinya. Berdasarkan data

pada Tabel di atas, maka reaktor yang sesuai untuk reaksi acidogenesis ini adalah

adalah reaktor slurry dan berjenis reaktor slurry. Konversi asam butirat yang terjadi

pada reaksi ini kecil sehingga membutuhkan reaktor slurry agar terjadi pengadukan

yang lebih sempurna. Waktu tinggal di dalam reaktor ini adalah 10 jam.

Bakteri yang berbentuk partikulat dibiarkan bercampur dengan reaktan agar

kemungkinan terjadinya kontak menjadi lebih besar. Inilah yang dimaksud dengan

slurry reaktor. Dengan menggunakan reaktor jenis slurry, menghemat biaya

pembuatan bed. Pada aliran keluaran fermentor dipasang filter untuk menyaring agar

bakteri tidak ikut keluar reaktor.

d. Reaktor Solventogenesis

Proses solventogenesis adalah mengubah asam butirat menjadi butanol dengan

bantuan bakteri Clostridium acetobutylicum. Hasil samping yang diperoleh adalah

CO2, H2, etanol, aseton, asam butirat, dan asam aseton dengan besar konversi seperti

terdapat pada Tabel 3.4. Jumlah glukosa yang terkonversi seluruhnya adalah 95.1%-

berat.

Tabel 3.4 Konversi solventogenesis

Produk Konversi (g/g glukosa)

CO2 0.500

H2 0.020

Butanol 0.300

Etanol 0.006

Aseton 0.155

Butirat 0.008

Aseton 0.008

2.1011.1.11



Hasil akhir butanol yang diperoleh adalah 30.3 g/g glukosa. Nilai konversi ini

termasuk kecil sehingga reaktor yang digunakan adalah reaktor slurry. Sama halnya

dengan reaktor acidogenesis, reaktor solventogenesis juga berjenis slurry reaktor.

Bakteri akan melayang-layang di dalam reaktor bercampur dengan reaktan dan

dipasang filter di keluaran.

Gambar 3.1 Slurry reaktor

(Sumber : http://www.freepatentsonline.com/6667348.html)

3.1.2 Dasar Perancangan Reaktor

3.1.2.1 Reaktor Likuefaksi

Pemanasan bertahap terbukti lebih efisien dalam konversi pati menjadi oligosakarida

dengan bantuan enzim alfa amilase. Oleh karena itu, pada proses likuefaksi di Pabrik

Biobutanol dari Tepung Ubi Kayu dilakukan secara bertahap dengan tiga reaktor yang

berbeda.

a. Reaktor Likuefaksi 1

Reaktor likuefaksi 1 berupa reaktor slurry yang merupakan tempat berlangsungnya

pencampuran antara enzim alfa amilase dengan aliran pati pada tahap pemanasan

awal, yaitu mencapai 85oC. Reaktor ini beroperasi pada temperatur 85

oC pada

tekanan 8-10 atm. Waktu tinggal alirannya 2 jam dengan pH aliran 6. Aliran umpan

adalah emulsi cassava-air dengan laju alir 14203,7 kg/jam. Sepanjang reaktor akan

terjadi hilang tekan karena terjadi interaksi antara aliran umpan dengan padatan

enzim. Selain cassava dan air, aliran ini juga terdiri protein, lemak, dan sisa-sia

http://www.freepatentsonline.com/6667348.html

2.1011.1.11



glukosa, asam butirat, asam aseton, aseton, dan etanol hasil recycle dengan presentasi

yang sangat kecil (<1%).

b. Reaktor Likuefaksi 2

Reaktor ini berupa reaktor pipa yang berfungsi sebagai pemanasan lanjutan larutan

pati dari 85oC menjadi 105

oC dalam waktu yang relatif singkat (5 menit) pada

tekanan 7-8 atm dengan pH dipertahankan 6. Aliran umpan adalah emulsi cassava-air

yang sudah bereaksi dengan enzim alfa amilase dengan laju alir 14203,7 kg/jam.

Berbeda dengan reaktor sebelumnya, pada reaktor ini tidak lagi terdapat enzim alfa

amilase. Fungsinya hanya untuk memanaskan aliran pati agar mencapai temperatur

yang optimal untuk pembentukan oligosakarida.

c. Reaktor Likuefaksi 3

Reaktor ini berupa reaktor pipa di mana terjadi gelatinasi, yaitu proses perubahan pati

menjadi gula yang lebih sederhana, oligosakarida. Suhunya lebih redah dibandingkan

reaktor sebelumnya dan juga tidak terdapat enzim alfa amilase, yaitu 95oC. Namun,

berbeda dengan reaktor likuefaksi 2, reaktor ini memiliki panjang yang lebih besar

disebabkan waktu tinggal yang lama (2jam) agar pembentukan gelatin dapat

berlangsung maksimal.

Reaktor ini beroperasi pada temperatur 95oC pada tekanan 5-7 atm. Waktu tinggal

alirannya 120 menit dengan pH alirannya 6. Aliran umpan adalah emulsi cassava-air

yang sudah bereaksi dengan enzim alfa amilase dengan laju alir 14203,7 kg/jam.

Di reaktor ini, sekitar 97,7% pati berubah menjadi dekstrin, sedangkan 2% dan

0,03% sisanya berubah menjadi maltosa dan D-glukosa. Umpan yang berupa emulsi

akan berubah menjadi gel karena proses gelatinasi pada suhu 85oC selama dua jam.

Produk keluaran reaktor adalah 70% air, 29% dekstrin, dan sisa-sisa dari senyawa

umpan.

3.1.2.2 Reaktor Sakarifikasi

Reaktor sakarifikasi merupakan reaktor slurry dengan konfigurasi yang menyerupai

reaktor likuefaksi 1. Di sini terjadi perubahan oligosakarida (dekstrin) menjadi glukosa,

bahan baku utama fermentasi ABE. Konversi dekstrin adalah 95%.

2.1011.1.11



Pada reaktor sakarifikasi, HCl ditambahkan sesuai kebutuhan sebagai pengontrol pH. pH

operasi adalah 4,5 pada temperatur 60oC dan tekanan 2 bar. Sebanyak 4110,61 kg/jam

dekstrin yang ada di aliran umpan akan dikonversi menjadi glukosa dengan bantuan enzim

glukoamilase. Sekitar 97% dekstrin terkonveri menjadi glukosa, 1,5% menjadi maltosa,

0,5% menjadi isomaltosa, dan sisa 1% adalah dekstrin yang tidak terkonversi. Sama seperti

reaktor 1 likuefaksi, reaktor sakarifikasi juga dilengkapi dengan pengaduk dan baffle.

3.1.2.3 Reaktor Acidogenesis

Reaksi acidogenesis berupa reaktor slurry. Reaktor ini terdiri dari 4 buah reaktor paralel

yang menangani seluruh umpan yang akan difermentasi. Apabila umpan yang akan

difermentasi tidak dibagi ke dalam 4 reaktor paralel maka dimensi fermentor yang

dihasilkan akan sangat besar. Dengan dibuat menjadi 4 reaktor paralel maka proses

fermentasi menjadi lebih efisien meskipun instrumentasi yang dibutuhkan menjadi lebih

banyak. Bentuk pabrik dapat lebih compact dan pemasangan reaktor menjadi lebih mudah.

Reaksi fermentasi acidogenesis dilakukan pada kondisi lunak yaitu 35oC dan tekanan 2-4

atm selama 10 jam. Pada kondisi tersebut, bakteri C. tyrobutyricum akan bekerja optimum

untuk mengubah asam butirat dan glukosa menjadi butanol. Laju alir umpan masuk ke

dalam reaktor ini 46487.19 kg/jam. Pada reaktor acidogenesis dilengkapi pengatur pH

yaitu NaOH karena reaksi fermentasi cenderung semakin asam sedangkan apabila terlalu

asam akan membunuh bakteri itu sendiri. Untuk meningkatkan kontak antara bakteri

dengan reaktan, digunakan pengaduk jenis propeller. Dengan adanya pengaduk,

memungkinkan terjadinya vortex sehingga diperlukan baffle untuk menghindari

terbentuknya vortex yang dapat memperkecil efisiensi.

3.1.2.4 Reaktor Solventogenesis

Reaktor solventogenesis juga terbagi menjadi 4 buah reaktor paralel seperti pada reaktor

acidogenesis dengan alasan yang sama. Reaksi solventogenesis adalah reaksi pembentukan

butanol dari asam butirat dan glukosa dengan bantuan bakteri. Di sini, bakteri yang

digunakan adalah bakteri Clostridium acetobutylicum. Kondisi reaksi yang diterapkan

adalah 35oC dan tekanan 3-4 atm dengan waktu tinggal reaktor 15 jam. Sama halnya

2.1011.1.11



dengan reaktor acidogenesis, reaktor solventogenesis juga dilengkapi dengan pengontrol

pH, pengaduk, dan baffle.

3.1.3 Dimensi Reaktor

Dimensi reaktor yang dirancang meliputi volume, diameter, tinggi, ukuran head (penutup),

dan tebal fermentor. Berikut ini adalah penjelasan tentang dasar perancangannya.

3.1.3.1 Volume reaktor

Dalam menentukan volum reaktor, ada beberapa hal yang harus diperhatikan. Salah

satunya adalah kapasitas produksi yang dirancang. Makin besar kapasitas produksi, maka

volum reaktor yang diperlukan makin besar. Perhitungan volum reaktor yang dibutuhkan

diketahui berdasarkan perhitungan neraca massa yang telah dilakukan pada laporan

sebelumnya. Faktor yang lain yang mempengaruhi volum reaktor yang diperlukan adalah

moda operasi. Proses batch akan membutuhkan volum reaktor yang lebih besar

dibandingkan proses kontinu.

3.1.3.2 Diameter dan Tinggi Reaktor

Menurut Shuler (2002), rasio tinggi terhadap diameter reaktor yang biasa diterapkan di

industri adalah 3:1. Dalam perancangan reaktor di pabrik ini, rasio yang dipililih adalh

antara ±2. Pemilihan rasio yang tidak terlalu besar ini didasarkan atas beberapa hal. Salah

satunya adalah diameter yang besar membutuhkan sistem pencampuran yang lebih rumit.

Biaya investasi bisa jadi lebih mahal, karena diameter pengaduk akan lebih besar. Karena

diameter pengaduk lebih besar, maka beban energi akan makin tinggi sehingga biaya

suplai energi akan lebih tinggi.

3.1.3.3 Tutup dan Penyangga

Ada beberapa jenis head atau penutup yang dapat digunakan di industri, yaitu bentuk datar

dan melengkung. Penutup berbentuk melengkung lebih umum digunakan di industri

2.1011.1.11



dibandingkan penutup datar. Pada perancangan ini, jenis penutup reaktor yang digunakan

adalah berjenis torispherical. Berikut ini adalah gambar dari penutup jenis torispherical.

Gambar 3.2 Torispherical head

Seperti terlihat pada gambar di atas, bentuk head torispherical mirip dengan bentuk elips.

Keunggulan dari head berjenis torispherical diantaranya adalah lebih murah dan mudah

dalam proses fabrikasinya (Coulson, 1983). Selain itu, head torispherical juga cocok

digunakan untuk proses yang berlangsung pada tekanan atmosferik.

3.1.3.4 Tebal Reaktor

Ada beberapa hal yang mempengaruhi perancangan tebal reaktor, yaitu tekanan operasi,

tekanan statis, dan faktor toleransi tambahan. Faktor toleransi ini digunakaan untuk

menjamin keselamatan dan keamanan proses. Secara umum, fermentor yang digunakan di

industri bioproses tidak terlalu tebal karena tekanan operasinya relatif tidak ekstrem. Akan

tetapi, untuk menjamin keamanan dan keselamatan proses. Tebal reaktor yang dirancang

perlu ditambahkan suatu faktor korosi. Faktor korosi yang ditambahkan adalah sebesar 2.5

mm. Dengan menganggap usia reaktor adalah 20 tahun dan laju korosi sebesar 0,1

mm/tahun, maka reaktor ini cukup terjamin standar keselamatannya.

3.1.3.5 Material Konstruksi

Material yang umum digunakan untuk reaktor dengan temperatur yang tidak terlalu tinggi

(35-130oC), kondisi pH sedikit asam (4-6), dan kondisi aliran umpan yang terdiri dari

sebagian besar senyawa organik adalah logam yang tahan karat karena kondisi asam dan

temperatur tinggi merupakan lingkungan korosif. Baja tahan karat (Stainless steel) SS 316

sesuai dengan kebutuhan tersebut. Sifat fisik SS 316 dapat dilihat pada tabel berikut.

2.1011.1.11



Tabel 3.5 Sifat fisik SS316

Variabel Nilai

Komposisi Cr (16-18 %)

Mn (2%)

Si (1%)

C (0.08%)

Ni (10-14%)

Mo (2-3%)

Suhu leleh 1400-1450oC

Densitas 8000 kg/m3

Poisson’s ratio 0,27-0,30

Modulus elastisitas 193 GPa

Yield strength (MPa) 248

Tensile strength (MPa) 565

Elongasi (%) 55

Hardness 149

Konduktivitas termal 16,2 W/m.K

Sumber: (Perry, 1999)

Material yang sama juga digunakan untuk baffle dan pengaduk.

3.1.3.6 Sistem Pencampuran

Terdapat beberapa jenis pengaduk antara lain flat-bladed (Rushton) turbine, propeller, dan

pitched-bladed turbines. Ketiga jenis pengaduk ini digunakan untuk liquid yang memiliki

bilangan Reynolds tinggi atau viskositas rendah. Sedangkan pengaduk yang digunakan

untuk liquid yang viskositasnya lebih tinggi adalah paddle, anchor, dan helical ribbon

agitators.

Sistem pencampuran dalam reaktor terjadi dalam reaktor likuefaksi I, reaktor sakarifikasi,

reaktor acidogenesis dan solventogenesis. Keseluruhan reaktor merupakan reaktor slurry

sehingga pencampuran terjadi secara otomatis bila terdapat aliran masuk yang

menyebabkan terjadinya pergerakan bakteri di dalamnya. Pencampuran pada fermentor

tersebut dibantu dengan adanya pengaduk agar kemungkinan kontak antara bakteri dengan

reaktan semakin besar.

Adanya pengaduk berfungsi mendispersikan gelembung secara merata di seluruh

fermentor, meningkatkan waktu tinggal cairan dalam reaktor, dan mengubah ukuran

gelembung-gelembung besar menjadi lebih kecil (Hidayat, 2009).

a. Reaktor likuefaksi I

2.1011.1.11



Tipe pengaduk yang digunakan adalah turbin dengan 6 blade. Alasan memilih tipe

pengaduk ini berdasarkan viskositas larutan yang sangat kecil (Geankoplis, 1993),

sedangkan jumlah blade didasarkan pada tipe reaktor yang berfungsi juga sebagai

tempat perpindahan panas dengan koil (Walas, 1998). Diameter pengaduk adalah 1,2

m, sedangkan tinggi pengaduk dari dasar reaktor adalah 1 m. Kecepatan pengadukan

sekitar 100 rpm dan daya pengadukan berdasarkan perhitungan adalah 12 kW.

Untuk meminimalkan terjadinya vorteks dan membuat reaksi lebih lancar, pisau

(blade) pada turbin dipasang agak melengkung, bersudut, dan setengah terbuka.

Konfigurasi ini tidak menimbulkan turbulensi yang terlalu tinggi, sehingga dapat

mencegah arus Eddy dan mengefisienkan penggunaan energi (Hidayat, 2009). Sudut

dari tiap blade adalah 45o sedangkan tinggi dan lebarnya masing-masing adalah 16 cm

dan 20 cm.

b. Reaktor sakarifikasi

Tipe pengaduk yang digunakan adalah turbin dengan 6 blade. Alasan pemilihan tipe

pengaduk ini sama dengan pemilihan pengaduk pada reaktor likuefaksi I. Diameter

pengaduk adalah 1,2 m, sedangkan tinggi pengaduk dari dasar reaktor adalah 0.67 m.

Kecepatan pengadukan diatur konstan pada 100 rpm dengan daya pengadukan yang

diperoleh dari perhitungan adalah 12.15 kW. Sudut dari tiap blade adalah 45o

sedangkan tinggi dan lebarnya masing-masing adalah 16 cm dan 20 cm.

c. Reaktor (fermentor) acidogenesis

Sebagai bioreaktor, faktor lingkungan seperti pH, temperatur, dan tekanan sangat

penting untuk pertumbuhan bakteri. Pencampuran yang dilakukan pada reaktor ini

adalah pencampuran antara glukosa dengan HCl sebagai pengkondisi asam. Selain

untuk mencampurkan glukosa dengan HCl, fermentor dirancang untuk mengontakkan

bakteri dengan glukosa. Pengaduk yang digunakan adalah tipe propeller yang efisien

dalam kebutuhan energi, selain itu penggunaan pengaduk ini disesuaikan dengan

viskositas umpan yang masuk ke dalam fermentor. Untuk menghindari dispersi gas dan

meningkatkan efektivitas pencampuran, fermentor dilengkapi dengan 4 baffle dengan

lebar masing-masingnya adalah 8% sampai 10% dari diameter reaktor (Shuler dan

Kargi, 1992).

2.1011.1.11



Untuk masing-masing reaktor acidogenesis, diameter pengaduk adalah 2 m sedangkan

tinggi pengaduk dari dasar reaktor adalah 0,95 m. Kecepatan pengadukan diatur

konstan pada 100 rpm dengan daya pengadukan yang diperoleh dari perhitungan

adalah 76.96 kW.

d. Reaktor (fermentor) solventogenesis

Tipe pengaduk yang digunakan adalah propeller. Alasan pemilihan tipe pengaduk ini

sama dengan pemilihan pengaduk pada reaktor acidogenesis. Untuk masing-masing

reaktor solventogenesis, diameter pengaduk adalah 2.32 m sedangkan tinggi pengaduk

dari dasar reaktor adalah 1.07 m. Kecepatan pengadukan diatur konstan pada 100 rpm

dengan daya pengadukan yang diperoleh dari perhitungan adalah 154.40 kW.

Gambar 3.3 Propeller

(Sumber: surabaya.indonetwork.co.id)

Jumlah blade pada propeller adalah 3 buah. Kecepatan pengaduk diatur agar tidak

terlalu menimbulkan turbulensi sehingga menciptakan kondisi yang paling ideal untuk

pertumbuhan bakteri.

3.1.3.7 Perpindahan Panas

Reaksi likuefaksi dan sakarifikasi bersifat endotermis sehingga suhu reaksi harus

dipertahankan konstan menggunakan steam. Perpindahan panas yang terjadi secara

konduksi dan konveksi melalui koil/jaket. Insulasi pada reaktor juga harus dipasang untuk

mengurangi panas yang hilang ke lingkungan. Namun, luas perpindahan panas yang

dibutuhkan pada reaktor likuefaksi 1 dan sakarifikasi sangat kecil dibandingkan luas

keseluruhan reaktor sehingga dapat diabaikan.

Pada fermentor, sistem pertukaran panasnya menggunakan jaket. Pendingin di sini sebagai

konsekuensi reaksi dalam fermentor yang berlangsung eksotermis. Panas yang dikeluarkan

2.1011.1.11



akan meningkatkan suhu internal sehingga diperlukan jaket pendingin untuk

mempertahankan suhunya pada 35oC.

3.1.3.8 Peralatan Pendukung

Ada beberapa peralatan pendukung reaktor yang digunakan di pabrik ini, diantaranya

adalah baffle, dan pengatur pH. Berikut ini adalah penjelasan tentang alat-alat pendukung

reaktor tersebut.

a. Baffle

Baffle berfungsi untuk mencegah terjadinya vorteks. Di industri kimia, vorteks memang

merupakan hal yang dihindari, karena dapat mengganggu kinerja dan keefektifan sistem

pencampuran di dalam reaktor. Vorteks disebabkan oleh agitasi yang menimbulkan zona

arus yang sangat deras dan sangat turbulen dengan pergeseran yang kuat. Selain itu, jika

pengaduk yang digunakan adalah Rushton turbine, vorteks juga dapat disebabkan oleh

komponen tangensial dari proses agitasi. Baffle hanya dipasang pada reaktor berpengaduk,

dengan jumlah 4 buah. Lebar baffle adalah 10% dari diameter reaktor.

b. Pengatur pH

Proses likuefaksi dan sakarifikasi berlangsung pada pH 6 dan 4.5. Sedangkan proses

acidogenesis dan solventogenesis masing-masing berlangsung pada pH 5.4 dan 4.5.

Pengontrolan pH likuefaksi dan sakarifikasi dilakukan dengan menambahkan HCl

sedangkan untuk reaksi fermentasi ditambahkan NaOH.

pH campuran di dalam reaktor likuefaksi dan sakarifikasi dipantau dengan sensor pH

elektronik. Apabila pH campuran berada diluar nilai yang telah ditetapkan, pH controller

akan mengatur bukaan valve aliran HCl. Begitu pula dengan pengatur pH pada fermentor.

Apabila pH berada diluar nilai yang telah ditetapkan pH controller akan mengatur bukaan

valve aliran NaOH.

3.1.3.9 Asumsi yang Digunakan

- Asumsi untuk reaktor likuefaksi

2.1011.1.11



a. Pencampuran di dalam reaktor berlangsung sempurna

b. Rasio tinggi/diameter reaktor tangki = 1-3

c. Koefisien film keseluruhan larutan pati = 1000 W/mK

d. Koefisien film keseluruhan air pendingin = 2500 W/mK

e. Koefisien film keseluruhan steam pemanas = 4500 W/mK

f. Volum kerja reaktor = 0,85 x volum reaktor

g. Material yang digunakan adalah stainless steel 316, dengan allowable stress 18700

psig.

h. Efisiensi sambungan 0.8 dan 0.9

i. Faktor korosi 2 mm

j. Kecepatan pengadukan 100 rpm

k. Panas reaksi likuefaksi (Bakshi dan Singh, 1980) adalah 43.9 kJ/mol

l. Tebal jaket pemanas/pendingin adalah 0.2 m

m. Jumlah impeller 3 buah

n. Pada reaktor likuefaksi 1, luas perpindahan panasnya terlalu kecil sehingga

diabaikan

o. Lebar jaket 0.2 m

- Asumsi untuk Reaktor Sakarifikasi

a. Pencampuran di dalam reaktor berlangsung sempurna

b. Rasio tinggi/diameter reaktor tangki = 1-3

c. Koefisien film keseluruhan larutan pati = 1000 W/mK

d. Koefisien film keseluruhan steam pemanas = 4500 W/mK

e. Volum kerja reaktor = 0,85 x volum reaktor

f. Material yang digunakan adalah stainless steel 316, dengan allowable stress 18700

psig.

g. Efisiensi sambungan 0.8 dan 0.9

h. Faktor korosi 2 mm

i. Kecepatan pengadukan 100 rpm

j. Jumlah impeller 3 buah

k. Luas perpindahan panasnya terlalu kecil sehingga diabaikan

l. Lebar jaket 0,2 m

2.1011.1.11



- Asumsi untuk reaktor acidogenesis

a. Pencampuran berlangsung sempurna

b. Waktu tinggal 10 jam.

c. Volum kerja = 0,75 x volum total reaktor

d. Rasio tinggi/diameter reaktor tangki = 1-3

e. Material yang digunakan adalah stainless steel 316, dengan allowable stress 18700

psig.

f. Efisiensi sambungan 0.9

g. Faktor korosi 2 mm

h. Kecepatan pengadukan 100 rpm

i. Diameter pengaduk adalah 0.4 kali diameter reaktor

j. Lebar jaket 0.2

- Asumsi untuk reaktor solventogenesis

a. Pencampuran berlangsung sempurna

b. Waktu tinggal 15 jam.

c. Volum kerja = 0,75 x volum total reaktor

d. Rasio tinggi/diameter reaktor tangki = 1-3

e. Material yang digunakan adalah stainless steel 316, dengan allowable stress 18700

psig.

f. Efisiensi sambungan 0.9

g. Faktor korosi 2 mm

h. Kecepatan pengadukan 100 rpm

i. Diameter pengaduk adalah 0.4 kali diameter reaktor

j. Lebar jaket 0.2 m

2.1011.1.11



3.1.4 Spesifikasi Reaktor

3.1.4.1 Spesifikasi Reaktor Likuefaksi I

LEMBAR SPESIFIKASI REAKTOR

Kode R-01

Nama Alat Reaktor Likuefaksi 1

Tipe Reaktor Tangki Berpengaduk

Modus operasi Kontinu

Operasi Desain

Variabel Satuan Unit Variabel Satuan Unit

Temperatur 60 oC Temperatur 60

oC

Tekanan 7.2 Atm Tekanan 8.5 atm

pH 6 pH 6

Volume cairan 25.77 m3 Volume 36.8 m

3

Waktu tinggal 2 Jam Waktu tinggal 2 Jam

Kecepatan

pengadukan

100 Rpm Kecepatan pengadukan 100 Rpm

Daya pengadukan 12 kW Daya pengadukan 12 kW

Dimensi Reaktor

Bagian Jenis Material Diameter

(D)

Tinggi Tinggi Corrosion

Allowance

(CA)

Tebal

Cairan

(H)

(T)

Shell Silinder SS-316 3 m 3.64

m

4.4 m 2 mm 10 mm

Top Head Torispherical SS-316 3 m - 0.4 m 2 mm 10 mm

Bottom

Head

Torispherical SS-316 3 m - 0.4 m 2 mm 10 mm

Baffle

Material SS-316

Variabel Satuan Unit

Jumlah 4 Buah

Tinggi (Hb) 3.18 m

Lebar(w) 0.3 m

Offset bawah 0.15 m

Gap 50 mm

Volume baffle 1.35 m3

Pengaduk

Jenis Six blade turbine kemiringan blade 45o

Material SS-316


Jumlah 3 buah

Panjang blade (d) 0.9 m

Tinggi blade (t) 0.36 m

Diameter pengaduk 1.8 m

2.1011.1.11



Posisi dari dasar kolom

(H1)

1 m

Panjang pengaduk 4.5 m

Insulasi

Tebal 50 Mm

Material Asbestos -

Luas perpindahan panas 0.03 m2

U 661.1 W/m2.K

Hilang panas 1620 W

Nozzle

Letak Jenis Jumlah

Level sensor top head welded 1

Exit gas hole top head welded 1

pH regulator hole top head welded 1

Opening for

thermocouple

Side welded 2

Opening for pH

sensor

Side welded 2

Sampling point bottom head welded 3

Liquid product hole bottom head welded 1

Liquid feed hole Side welded 1

2.1011.1.11



Keterangan:

1. Pengaduk

2. Motor

3. Baffle

2REAKTOR

LIKUEFAKSI I

3 m

4.4

m

0.4

m0

.4 m

3.6

4 m

0.1

5 m

3.1

8 m

5 cm4

.1 c

m

60o

1 m

1 m

0.3

6 m

0.9 m

4.1 cm

5 m

m

5 mm

Level sensor

pH sensor

Termokopel

Sample point

Feed inlet

Exit liquid

flow Filter

HCl

Exit gas

3

1

Exit gas

HCl

Level sensor

1

2

3

Tampak Depan

Tampak Atas

4.5

m

2.1011.1.11



3.1.4.2 Spesifikasi Reaktor Likuefaksi II


Kode R-02


Tipe Reaktor Pipa


Operasi Desain



oC

Tekanan 134 Psig Tekanan 147 Psig

Volume 1.15 m3 Volume 1.35 m

3

Waktu tinggal 5 Menit Waktu tinggal 5 Menit

Allowable stress 18700 Psig Allowable stress 18700 Psig

Efisiensi

sambungan 0.8

Efisiensi

sambungan 0.8

Dimensi Reaktor


(D)

Panjang

Reaktor

Panjang

Cairan

kerja

Corrosion

Allowance

(CA)

Tebal

(T)

Shell Silinder SS-316 0.51 m 6. 7 m 5.7 m 2.5 mm 15 mm

Konfigurasi Reaktor


Tebal insulasi

50 (bagian tanpa

jaket)

10 (bagian dengan

jaket)

mm

Material insulasi Asbestos k = 0.03 W/m.K (pada 25oC)

Jumlah pipa horizontal 1 buah

Panjang tiap pipa horizontal 5.68 m

JAkJaket

Jenis Jaket Silinder

Material Jaket SS-304


Panjang jaket 2.1 m

Lebar jaket 0.2 m

Tebal penutup jaket 6 mm


U 648.4 W/m2.K

Hilang panas 4115-21165 W

Nozzle

Bagian Jenis Jumlah

Liquid feed hole Welded 1

Liquid product hole Welded 1

2.1011.1.11



pH regulator hole Top head, welded 1

Opening for pH sensor Top head, welded 2

Steam in Top head, welded 1

Steam out Bottom, welded 1

Termokopel Top head, welded 1

21011.1.11

Bab III Peralatan Proses, Sistem Utilitas, dan Pengolahan Limbah 59 By: Checked: Approved:

REAKTOR

LIKUEFAKSI II

2.2 m

1 m

0.5

m

Insulasi

Jaket

pemanas

Insulasi (bagian

dengan jaket)

0.5

m

0.3

m

0.25 m

Tampak Depan

Tampak Samping Kanan

6.9 m

0.2

m

TermokopelpH sensor

HCl inputSteam input

Steam output

0.4

m

0.4

m

0.1

m

0.1

m

21011.1.11


3.1.4.3 Spesifikasi Reaktor Likuefaksi III


Kode R-03


Tipe Reaktor Pipa


Operasi Desain



oC

Tekanan 132 Psig Tekanan 146 Psig

Volume 27.63 m3 Volume 32.5 m

3

Waktu tinggal 120 menit Waktu tinggal 120 menit

Allowable stress 18700 Psig Allowable stress 18700 psig

Efisiensi sambungan 0.8 Efisiensi sambungan 0.8

Dimensi Reaktor


(D)

Panjang

Reaktor

Panjang

Cairan

kerja

Corrosion

Allowance

(CA)

Tebal

(T)

Pipa Silinder SS-316 0.51 m 0.94 m 0.83 m 2.5 mm 15 mm

Shell Silinder SS-316 0.20 m 951.9 m 809.13 m 2.5 mm 8 mm

Konfigurasi Reaktor


Bagian pipa

Tebal insulasi 2 Mm

Material insulasi Asbestos

Temperatur maksimum insulator 300 oF

Jumlah pipa horizontal 1 Buah

TJaket

Jenis Jaket Silinder


Material Insulasi Asbestos k = 0.03 W/m.K (pada 25oC)


Panjang Jaket 0.94 m

Lebar Jaket 0.2 m

Tebal Penutup Jaket 5 mm


U 583.56 W/m2.K

Hilang panas 1810-4646 W

Nozzle

Bagian Jenis Jumlah



2.1011.1.11





Cooling water out Bottom, Welded 1

Cooling water in Top head, Welded 1

Opening for thermocouple Side, Welded 1

Sampling point Side, Welded 1

1.4m

0.94 m

0.5

m

0.2

m

pH sensor termokopel

0.9

m

0.5 m

Tampak sampingTampak Depan

Air pendingin

(inlet)

Air pendingin

(outlet)

HCl input

Sample point

REAKTOR

LIKUEFAKSI 3


Bagian shell

Tebal insulasi 5 mm

Material insulasi Asbestos

Jumlah pipa horizontal 40 buah

Jarak antar pipa (tanpa insulasi) 13 cm

Nozzle

Bagian Jenis Jumlah





Air out Bottom, Welded 1

Air in Top head, Welded 1

Opening for thermocouple Side, Welded 2

Sampling point Side, Welded 1

21011.1.11


REAKTOR

LIKUEFAKSI 3

32.2

cm

13 cm

3.86 m

25 m

3.8

6 m

1m

3.4 m

1.93

m

2.2m

32.2

cm

13 c

m

16 c

m

55 cm

3.8

6 m

0.5 m0.5 m

2.2m

1 m

0.4

m

1.7

m

1.7

m

0.4

m

Tampak DepanTampak samping

Feed outlet

Feed inlet

Penyangga

Sambungan

0.5

m

1.3 m

21011.1.11


3.1.4.4 Spesifikasi Reaktor Sakarifikasi


Kode R-04

Nama Alat Reaktor Sakarifikasi



Operasi Desain



oC

Tekanan 4 Atm Tekanan 4.9 Atm

pH 4.5 pH 4.5

Volume cairan 21.43 m3 Volume 31.35 m

3

Waktu tinggal 2 Jam Waktu tinggal 2 Jam

Kecepatan

pengadukan

100 Rpm Kecepatan pengadukan 100 Rpm

Daya pengadukan 16 kW Daya pengadukan 16 kW

Dimensi Reaktor


(D)


Allowance

(CA)

Tebal

Cairan

(H)

(T)

Shell Silinder SS-316 3 m 3.03

m

3.65 m 2 mm 7 mm


Bottom

Head

Torispherical SS-316 3 m - 0.39 m 2 mm 7 mm

Baffle

Material SS-316


Jumlah 4 Buah

Tinggi (Hb) 3.18 m

Lebar(w) 0.3 m

Offset bawah 0.15 m

Gap 50 mm


Pengaduk

Jenis Six blade turbine Kemiringan blade 45o

Material SS-316


Jumlah 3 Buah


Tinggi blade (t) 0.36 m

Diameter pengaduk 1.8 m

2.1011.1.11



Posisi dari dasar kolom (H1) 1 m


Insulasi


Tebal 50 mm

Material Asbestos -

Temperatur maksimum

insulator 300

oF


U 633.2 W/m2.K

Hilang panas 385.47 W

Nozzle

Letak Jenis Jumlah

Level sensor top head welded 1

Exit gas hole top head welded 1

pH regulator hole top head welded 1

Opening for

thermocouple

Side welded 2

Opening for pH

sensor

Side welded 2

Sampling point bottom head welded 3

Liquid product hole bottom head welded 1

Liquid feed hole Side welded 1

2.1011.1.11



Keterangan:

1. Pengaduk

2. Motor

3. Baffle

2REAKTOR

SAKARIFIKASI

3 m

4.4

m

0.4

m0

.4 m

3.6

4 m

0.1

5 m

3.1

8 m

5 cm

4.1

cm

60o

1 m

1 m

0.3

6 m

0.9 m

4.1 cm

5 mm

Level sensor

pH sensor

Termokopel

Sample point

Feed inlet

Exit liquid

flow

HCl

Exit gas

3

1

Exit gas

HCl

Level sensor

1

2

3

Tampak Depan

Tampak Atas

4.5

m

5 m

m

Filter

2.1011.1.11



3.1.4.5 Spesifikasi Reaktor Acidogenesis


Kode RC-01a

Nama Alat Reaktor Acidogenesis



Operasi Desain



oC

Tekanan 1 atm Tekanan 1.7 atm

pH 5.4 pH 5.4

Volume cairan 107 m3 Volume reaktor 149.1 m

3

Waktu tinggal 10 jam Waktu tinggal 10 jam

Kecepatan pengadukan 100 rpm Kecepatan pengadukan 100 rpm

Daya pengadukan 76.96 kW Daya pengadukan 76.96 kW

Luas perpindahan

Panas

2.08 m2

Luas perpindahan Panas 2.08 m2

Dimensi Reaktor


(D)


Allowance

(CA)

Tebal

Cairan

(H)

(T)

Shell Silinder SS-316 5 m 5.7 m 6.3 m 2 mm 5 mm


Bottom Head Torispherical SS-316 5 m - 0.65 m 2 mm 5 mm

Baffle

Material SS-316


Jumlah 4 buah

Tinggi (Hb) 3.2 m

Lebar(w) 0.5 m

Offset bawah 2.5 m

Gap 0.1 m


Pengaduk

Jenis Propeller

Material SS-316


Jumlah 4 Buah


Lebar blade (t) 0.3 m

Diameter pengaduk 2 m

Volume pengaduk 2 m3

2.1011.1.11



Posisi dari dasar kolom (H1) 0.9 m


Jarak antar pengaduk 1.2 m

Jaket


Material Insulasi Asbestos



Lebar Jaket 0.2 m


Tebal Insulasi 1 cm

U 11.32 W/m2.K


Nozzle

Letak Jenis Jumlah

Liquid feed hole Bottom welded 1

pH regulator hole Top head welded 1

Opening for

thermocouple

Side welded 2

Opening for pH sensor Side welded 2

Opening for level

sensor

Top head welded 1

Cooling water inlet Side welded 1

Cooling water outlet Side welded 1

Sampling point Side, bottom welded 3

Liquid product hole Side welded 1

2.1011.1.11



Keterangan:

1. Liquid product outlet

2. Motor

3. pH Regulator Hole

4. Inlet air pendingin

5. Outlet air pendingin

6. Baffle

7. Impeller

8. Sampling Point

9. Liquid feed inlet

11. Opening for Thermocouple

12. Opening for pH sensor

13. Opening for Level sensor

14. Antifoam hole

15. Exit gas

1

2

3

6

8

9

11

13

6.3 m

0.65 m

0.65 m

5 m

0.95 m

3.2 m

0.5 m

0.083 m

REAKTOR

ACIDOGENESIS

4 5

2.5 m

1.2 m

7

2 m

Jaket

pemanas12

0.2

m

0.3

m

5.7

m

11

12

1415

7

2

6

13 15 3 14

Jaket

pemanas

Tampak Depan

Tampak Atas

2.1011.1.11



3.1.4.6 Spesifikasi Reaktor Solventogenesis


Kode RC-02a

Nama Alat Reaktor Solventogenesis



Operasi Desain



oC

Tekanan 1 atm Tekanan 1.96 atm

pH 4.5 pH 4.5

Volume cairan 161 m3 Volume reaktor 225.2 m

3

Waktu tinggal 15 jam Waktu tinggal 15 jam

Kecepatan

pengadukan

100 rpm Kecepatan pengadukan 100 rpm

Daya pengadukan 154.40 kW Daya pengadukan 154.40 kW

Dimensi Reaktor


(D)


Allowance

(CA)

Tebal

Cairan

(H)

(T)

Shell Silinder SS-316 5.8 m 6.1 m 7m 2 mm 8 mm

Top Head Torispherical SS-316 5.8 m - 0.8 m 2 mm 8 mm

Bottom

Head

Torispherical SS-316 5.8 m - 0.8 m 2 mm 8 mm

Baffle

Material SS-316


Jumlah 4 Buah

Tinggi (Hb) 3.5 m

Lebar(w) 0.6 m

Offset bawah 2.9 m

Gap 0.1 m


Pengaduk

Jenis Propeller

Material SS-316


Jumlah 4 Buah


Lebar blade (t) 0.3 m

Diameter pengaduk 2 m

Volume pengaduk 2 m3

2.1011.1.11



Posisi dari dasar kolom

(H1)

0.9 m


Jarak antar pengaduk 1.2 m

Jaket


Material Insulasi Asbestos



Lebar Jaket 0.2 m


Tebal Insulasi 1 cm

U 11.32 W/m2.K


Nozzle

Letak Jenis Jumlah

Liquid feed hole Bottom welded 1

pH regulator hole Top head welded 1

Opening for

thermocouple

Side welded 2

Opening for pH

sensor

Side welded 2

Opening for level

sensor

Top head welded 1

Cooling water inlet Side welded 1

Cooling water outlet Side welded 1

Sampling point Side, bottom welded 3

Liquid product hole Side welded 1

2.1011.1.11



3.2 Sistem Pemisahan

Proses-proses yang melibatkan alat pemisahan pada perancangan pabrik biobutanol ini

adalah sebagai berikut :

Keterangan:

1. Liquid product outlet

2. Motor

3. pH Regulator Hole

4. Inlet air pendingin

5. Outlet air pendingin

6. Baffle

7. Impeller

8. Sampling Point

9. Liquid feed inlet

11. Opening for Thermocouple

12. Opening for pH sensor

13. Opening for Level sensor

14. Antifoam hole

15. Exit gas

1

2

3

6

8

9

11

13

6.3 m

0.65 m

0.65 m

5 m

0.95 m

3.2 m

0.5 m

0.083 m

REAKTOR

SOLVENTOGENESIS

4 5

2.5 m

1.2 m

7

2 m

Jaket

pemanas12

0.2

m

0.3

m

5.7

m

11

12

1415

7

2

6

13 15 3 14

Jaket

pemanas

Tampak Atas

Tampak Depan

2.1011.1.11



1. Pengendapan dalam Clarifier

Pada tahap ini dilakukan pemisahan protein, lemak, maltosa, dan isomaltosa dari produk

fermentasi yang dihasilkan dari fermentor kedua. Pemisahan keempat komponen ini

dilakukan dengan cara pengendapan menggunakan koagulan. Koagulan yang digunakan

adalah GDL (Glucono-Delta-Lactone) untuk protein, chitosan untuk mengendapkan lemak,

serta koagulan maltosa dan isomaltosa. Tahap ini berlangsung pada kondisi ruang. Padatan

hasil koagulasi akan keluar pada bagian bawah tangki clarifier dan ditampung dalam

sebuah vessel. Aliran yang telah bebas dari protein, lemak, maltosa, dan isomaltosa akan

keluar dari bagian atas tangki dan masuk ke dalam kolom LLE.

2. Ekstraksi Cair-Cair (LLE)

Proses ini bertujuan untuk menghilangkan kandungan air dari butanol. Pelarut yang

digunakan pada proses ekstraksi ini adalah 2-etil-1-heksanol. Butanol kemudian

dipindahkan dari kaldu fermentasi tanpa memindahkan subsrat, air, ataupun nutrisi. Produk

atas dari proses ekstraksi ini berupa 2-etil-1-heksanol dan butanol, sedangkan produk

bawahnya berupa campuran air dengan asam aseton, asam butirat, aseton, dan etanol.

3. Pemisahan dengan membran

Pada tahap ini dilakukan pemisahan antara gas CO2 dan H2 yang merupakan produk dari

proses fermentasi pertama dan fermentasi kedua. Pemisahan perlu dilakukan karena

masing-masing gas memiliki nilai guna tersendiri. Hidrogen dan CO2 hasil pemisahan akan

dikemas dalam tabung untuk dijual kepada konsumen.

4. Distilasi campuran butanol dan 2-Etil-1-Heksanol

Tahap distilasi ini dilakukan untuk memisahkan 2-etil-1-heksanol dengan butanol yang

berasal dari tahap LLE. Produk atas hasil distilasi ini adalah biobutanol yang akan

dijadikan sebagai bahan bakar, sedangkan produk bawah kolom distilasi ini adalah 2-etil-1-

heksanol yang selanjutnya akan di-recycle kembali ke dalam kolom ekstraktor.

2.1011.1.11



5. Pemisahan aseton dan air dari campuran

Proses pemisahan aseton dan air dari campuran yang merupakan produk bawah kolom

ekstraktor dilakukan dengan cara distilasi. Distilasi dioperasikan pada kondisi vakum

menggunakan packing. Proses pemisahan dengan distilasi vakum ini dilakukan dengan

tujuan memperoleh air dan aseton yang murni. Produk atas dan produk bawah kolom

distilasi ini masing-masing adalah aseton dan air dengan kemurnian yang lebih tinggi. Air

yang dihasilkan dari produk bawah akan di-recycle menuju unit pencampuran tepung dan

untuk mengencerkan glukosa sebelum masuk ke dalam fermentor, sedangkan aseton yang

diperoleh akan ditampung terlebih dahulu di dalam tangki sebelum dijual ke konsumen.

3.2.1 Dasar Perancangan Alat Pemisahan

a. Tangki Koagulan

Koagulasi dilakukan dalam sebuah tangki berpengaduk. Proses ini dilakukan dalam sebuah

tangki tertutup untuk menghindari polusi udara yang disebabkan oleh bau dari aliran

proses. Koagulan yang berupa padatan masuk melalui bagian atas tangki sedangkan umpan

dari bagian bawah. Pipa keluaran cairan di bagian atas tangki sedangkan pipa keluaran

untuk hasil koagulasi yang berupa padatan di bagian bawah. Sebelum pipa keluaran cairan

terdapat filter yang dipasang sehingga padatan hasil koagulasi tidak akan ikut terbawa

keluar melalui pipa keluaran cairan. Koagulasi terjadi selama 1 jam pengadukan sehingga

tangki koagulasi didesain untuk kapasitas selama 1 jam. Tangki ini juga dilengkapi

pengaduk yang berputar lambat untuk mempercepat terjadinya koagulasi. Pengaduk

berputar secepat 25 rpm. Material konstruksi tangki ini adalah stainless steel 316 karena

larutan yang berada di dalam tangki bersifat korosif. Koagulan yang digunakan adalah

chitosan, GDL, dan koagulan maltosa dan isomaltosa.

b. Ekstraksi Cair-Cair (LLE)

LLE adalah metode pemisahan cair-cair yang sulit atau tidak efektif bila dilakukan dengan

cara distilasi. LLE dilakukan dengan cara mengontakkan campuran dengan zat yang lebih

melarutkan solute. Karena jumlah solut dalam umpan sangat sedikit, maka tidak efektif

bila pemisahannya dilakukan dengan distilasi.

2.1011.1.11



Umpan yang masuk ke dalam LLE mengandung 2.6% berat biobutanol. Dengan

kandungan yang sedikit tersebut menyebabkan pemisahan biobutanol dari larutan

menggunakan suatu solvent yang mana butanol lebih larut terhadapnya daripada terhadap

air. Solvent yang dipilih adalah 2-etil-1-heksanol mengacu dari tesis oleh Abraham

Blignault van der Merwe (Stellenbosch, 2010). Dalam tesis tersebut disebutkan bahwa

solvent yang digunakan sebanyak 1.08 kg/kg umpan.

Prinsip dasar dari LLE adalah kelarutan komponen. Komponen yang terlarut di dalam 2-

etil-1-heksanol hanya butanol. Sedangkan butanol juga larut dalam air meskipun hanya

sedikit tapi tidak dapat diabaikan. Komponen lainnya yaitu glukosa, dekstrin, asam butirat,

asam aseton, aseton, dan etanol memiliki kelarutan dalam air yang jauh lebih besar

dibandingkan dalam 2-etil-1-heksanol. Meskipun komponen selain butanol ini juga

memiliki kelarutan dalam 2-etil-1-heksanol, tetapi karena jumlahnya sedikit maka dapat

diabaikan.

Kondisi operasi LLE berlangsung pada temperatur 35oC dan tekanan 7 atm. Aliran

keluaran dari LLE adalah rafinat dan ekstrak. Rafinat mengandung banyak air sedangkan

ekstrak mengandung 2-etil-1-heksanol dan butanol. Ekstraktor yang digunakan untuk

memisahkan butanol dari campuran air, glukosa, dekstrin, asam butirat, asam aseton,

aseton, dan etanol adalah sieve tray karena sieve tray memberikan efektivitas yang cukup

baik. Campuran ini tidak bisa menggunakan packed tower karena tegangan permukaan

campuran sebesar 142.1 dyne/cm. Campuran ini tidak berbahaya serta tidak mengandung

padatan tersuspensi dan bukan emulsi sehingga dapat diekstrak dengan menggunakan sieve

tray.

c. Membran

Gas produk samping fermentasi adalah gas CO2 dan H2 dalam jumlah besar. Produksi

limbah CO2 dalam jumlah besar dapat membahayakan lingkungan seperti yang telah sering

dikampanyekan beberapa tahun belakangan. Oleh karena itu, gas CO2 tersebut akan

dimanfaatkan kembali sehingga CO2 perlu dipisahkan dahulu dengan H2. Pemisahan gas

tersebut menggunakan membran PEGDME (Polietilen Glikol Dimetil Eter).

2.1011.1.11



Membran adalah barrier selektif yang dapat memisahkan dua komponen atau lebih karena

perbedaan ukuran dan bentuk molekul serta difusifitas molekul terhadap lapisan membran

(Majari Magazine, 2007). Teknologi membran sangat sederhana dan simpel tanpa

diperlukannya pemanas ataupun zat kimia, yang diperlukan hanya tekanan dan selaput

semi-permeabel. Membran dapat terbuat dari polimer, keramik, logam dan gelas. Membran

dari polimer mudah dibuat tetapi tidak dapat digunakan pada temperatur tinggi. Membran

keramik tahan digunakan pada suhu tinggi tetapi sulit dalam pembuatannya (Syaril Ahmad,

1997).

Gambar 3.4 Aliran pada membran

Bahan material polimer harus dipilih dimana salah satu komponen yang akan dipisahkan

memiliki permeabilitas yang tinggi terhadap material. Komponen yang memiliki

permeabilitas tinggi akan menembus membran, disebut permeat. Sedangkan komponen

yang permeabilitasnya rendah dinamakan retentat. Kriteria pemilihan bahan adalah sebagai

berikut (Johnson, 1986):

1. Bahan harus tahan terhadap gas yang akan dipisahkan secara kimia.

2. Bahan harus tahan secara fisik pada kondisi operasi (temperatur dan tekanan) selama

pemisahan berlangsung.

3. Bahan harus memiliki permeabilitas yang tinggi terhadap salah satu komponen gas

yang akan dipisahkan.

4. Mudah dalam pembuatan membrannya.

5. Membran bersifat glassy agar tidak berubah bentuk.

Membran dapat dibuat dengan beberapa macam bentuk yaitu flat, spiral-wound, dan

hollow-fiber (Geankoplis, 2003). Berikut ini adalah penjelasan dari masing-masing bentuk.

2.1011.1.11



1. Membran flat

Membran flat biasa digunakan sebagai bahan penelitian untuk mengetahui permeabilitas

suatu komponen. Membran jenis ini memiliki area per unit separator volum sangat kecil

sehingga jarang digunakan untuk kepentingan komersil. Membran flat banyak digunakan

dalam bidang kesehatan yaitu untuk memproduksi udara yang kaya akan oksigen. Densitas

membran flat adalah 100 hingga 400 m2/m

3. Membran disusun seperti sandwich dengan

umpan berasal dari depan. Umpan mengalir di sisi membran kemudian permeat muncul

dari bagian atas dan bawah.

2. Membran spiral-wound

Gambar 3.5 Membran Spiral Wound

Konfigurasi membran jenis ini seperti membran flat tetapi luas area per unit volume

separatornya lebih besar dan hilang tekannya lebih rendah. Konfigurasinya adalah

tumpukan beberapa helai membran flat yang menyelimuti silinder di tengah. Densitasnya

sekitar 300-1000 m2/m

3 dengan diameter mencapai 40 cm. Umpan mengalir dari bagian

atas module dan permeat muncul di bagian tengah pipa. Konfigurasi jenis ini sesuai untuk

tekanan operasi tinggi, hilang tekan permeat dan kontaminasi membran rendah.

2.1011.1.11



3. Membran hollow-fiber

Gambar 3.6 Membran Hollow Fiber

Membran ini berupa kumpulan tube membran yang berukuran sangat kecil yaitu

diameternya kurang dari 1 mm. Dalam sebuah membran hollow fibre terdapat banyak

sekali membran dan penyangga. Untuk kapasitas yang sama, membran ini berukuran lebih

kecil dibandingkan konfigurasi membran lainnya.

Konfigurasi membran yang digunakan dalam pabrik ADL biobitanol adalah spiral-wound

karena harganya murah untuk kapasitas besar dibandingkan dengan hollow-fibre.

Konfigurasi spiral-wound juga lebih simple dibandingkan hollow-fibre.

Gambar 3.7 Konfigurasi spiral wound membran untuk pemisahan CO2

(Sumber: http://www.co2crc.com.au/imagelibrary3/capture.php?screen=3)

http://www.co2crc.com.au/imagelibrary3/capture.php?screen=3

2.1011.1.11



Untuk mengonstruksi membran diperlukan komponen-komponen berikut ini:

1. Permeat carrier (Tricot) berada di antara lapisan membran. Material ini akan

membawa aliran permeat menuju tube permeat.

2. Tube permeat mengumpulkan permeat dan tempat dimana lembaran membran

terpasang.

3. Anti-telescoping device (ATD) dipasang di masing-masing ujung membran untuk

mencegah membran mengalami pemanjangan (elongasi) sebagai akibat dari perbedaan

konsentrasi antara umpan dengan konsentrat.

4. Feed spacer (Vexar) terpasang di anatar lembaran membran. Vexar berfungsi sebagai

jalur aliran umpan, membuat aliran bersifat turbulen, dan mengurangi potensi scaling

dan fouling.

Gambar 3.8 Komponen konstruksi membran

Sumber: http://www.avistatech.com/Solutions/membran_construction.htm

d. Distilasi

Pada proses pembuatan biobutanol ini digunakan dua kolom distilasi. Kolom distilasi

pertama digunakan untuk memisahkan butanol dari 2-etil-1-heksanol, sedangkan kolom

distilasi kedua digunakan untuk memisahkan aseton dan air dari produk hasil fermentasi

lain. Pemisahan ini dilakukan berdasarkan titik didih dari masing-masing komponen.

Kedua proses distilasi ini berlangsung secara kontinu.

http://www.avistatech.com/Solutions/membrane_construction.htm

2.1011.1.11



Kolom distilasi pertama didesain menggunakan stainless steel karena komponen-

komponen yang masuk ke dalam kolom distilasi ini masih mengandung asam walaupun

dalam jumlah yang sedikit. Bagian atas kolom distilasi pertama beroperasi pada tekanan

1.5 bar dan temperatur 1290C, sedangkan bagian bawah kolom distilasi beroperasi pada

tekanan 5 bar dan temperatur 2540C. Kolom distilasi ini didesain menggunakan 15 tray

dengan refluks ratio sebesar 4. Pada proses perancangan kolom distilasi ini dilakukan

berbagai macam uji, diantaranya adalah uji weeping, uji tinggi cairan dalam downcomer,

uji waktu tinggal di dalam downcomer, serta uji entrainment. Apabila semua angka yang

diperoleh berada pada rentang toleransi yang telah ditentukan pada masing-masing uji

tersebut maka kolom distilasi tersebut telah memenuhi syarat dan siap untuk dikonstruksi.

Kolom distilasi ini didesain dengan tinggi 15 meter dan diameter sebesar 1.5 meter,

perbandingan antara tinggi dan diameter kolom ini adalah 10 dengan jarak antar tray

sejauh 0.6 meter. Jenis tray yang digunakan pada kolom ini adalah sieve tray. Umpan

kolom distilasi masuk pada tray ke-12 yang selanjutnya mengalami pemisahan sehingga

menghasilkan produk atas berupa butanol dengan kemurnian 99.5% dan produk bawah

berupa 2-etil-1-heksanol dengan kemurnian 99.8%.

Head dan bottom kolom ini menggunakan tipe torispherical karena penutup jenis ini paling

sering digunakan untuk tekanan operasi di bawah 15 bar. Kolom distilasi kedua didesain

menggunakan packing karena beroperasi pada kondisi vakum. Bagian atas kolom distilasi

ini beroperasi pada tekanan 0.01 bar dan temperatur 46.130C, sedangkan bagian bawah

kolom beroperasi pada tekanan 0.9 bar dan temperatur 93.860C.

Jenis packing yang digunakan adalah pall rings dengan ukuran 1 inch. Pall rings dengan

ukuran 1 inch memiliki nilai HETP pada rentang 1.3-1.8 ft. Pada perancangan ini nilai

HETP yang digunakan adalah sebesar 1.3 ft. Jenis Packing pall rings dapat dilihat pada

gambar 3.4.

2.1011.1.11



Gambar 3.9 Pall rings

Proses pemisahan vakum ini dilakukan menggunakan 25 tahap sehingga diperoleh kolom

distilasi dengan tinggi dan diameter masing-masing sebesar 9.9 meter dan 2.1 meter.

Liquid redistributors ditempatkan tepat di atas packed setelah packed yang pertama.Pada perancangan ini hanya digunakan satu bed sehingga tidak dibutuhkan liquid redistributor. Mengingat diameter kolom

Gambar 3.10 Torispherical head

Gambar 3.12 menunjukkan jenis penutup kolom yang digunakan pada kolom distilasi

vakum. Penutup yang digunakan adalah jenis torispherical. Pemilihan tutup jenis ini

karena jenis tutup torispherical paling umum digunakan sebagai tutup kolom dengan

tekanan operasi di bawah 15 bar.

Packing support yang digunakan adalah tipe gas injection dengan pertimbangan:

a. Mampu menyediakan luas permukaan terbuka (open areas) 100% atau lebih dari luas

penampang kolom

b. Rentang kapasitas operasi yang lebih lebar

c. Menghasilkan pressure drop yang rendah

d. Kemungkinan terjadinya flooding rendah

2.1011.1.11



Gambar 3.11 Packing support jenis gas injection

Liquid distributor yang digunakan adalah tipe weir type distributor dengan pertimbangan

liquid distributor jenis ini mampu menangani rentang laju cairan yang lebih besar

dibandingkan jenis lainnya. Gambar 3.15 berikut ini merupakan jenis weir type distributor

Gambar 3.12 Weir type distributor

Kolom distilasi ini juga menggunakan hold down plate untuk menjaga agar packing yang

digunakan tidak berhamburan dari kolom akibat laju alir uap yang terlalu besar.

Gambar 3.13 Hold down plate

2.1011.1.11



Gambar 3.14 Kolom distilasi vakum

3.2.2 Asumsi yang Digunakan pada Sistem Pemisahan

a. Tangki koagulasi

Asumsi yang digunakan pada perhitungan tangki adalah:

- Volume tangki yang dirancang adalah 4:3 dari volume aliran

- Cairan tidak sepenuhnya memenuhi ruang dalam tangki

- Rasio tinggi tangki terhadap diameter tangki berada antara 1 hingga 3

- Faktor sambungan = 0.9

- Faktor korosi yang digunakan adalah 2 mm

- Kecepatan pengadukan adalah 25 rpm

2.1011.1.11



b. Membran

Asumsi yang digunakan pada perhitungan membran adalah:

- Tebal membran (t) adalah 2.54x10-3

cm

- Fraksi umpan yang menjadi permeat (θ) diasumsikan sebesar 0.05.

c. LLE

Asumsi yang digunakan dalam perancangan kolom LLE adalah:

- Masing-masing tray berjarak 1 ft (rentangnya 0.5-2 ft)

- Diameter lubang pada tray adalah 0.25 in (0.12-0.31 in)

- Triangular spacing adalah 3 kali diameter lubang pada sieve (2-3 kali)

- Nilai laju alir di hole adalah nilai maksimal yang diijinkan yaitu sebesar 0.8 ft/s

- Luar area lubang keseluruhan pada tray adalah 25% dari luar tray (15-25%)

- Pressure drop sebesar 15 lbf/ft2

d. Kolom Distilasi

Asumsi yang digunakan pada perhitungan kolom distilai adalah:

- Nilai hilang tekan yang diasumsikan sebesar 0.015 bar, dimana tekanan bagian atas

kolom adalah 1.5 bar dan tekanan bagian bawah kolom adalah 5 bar

- plate spacing yang digunakan adalah 0.6 m

- persen flooding yang digunakan sebesar 80% pada maksimum flow rate

- turndown ratio yang digunakan adalah 0.88

2.1011.1.11



3.2.3 Spesifikasi Alat Pemisahan

3.2.3.1 Spesifikasi Tangki Koagulasi

Nama alat Tangki pencampur tepung cassava dan air

Kode CL-01

Jenis Tangki Berpengaduk

Modus Operasi Kontinu

Kondisi Tangki

Temperatur (0C) 35

Tekanan (atm) 8

Volume (m3) 75

Vessel Head dan Bottom

Diameter vessel (m) 3.8 Jenis head torispherical

Tinggi vessel (m) 6.7 Jenis bottom torispherical

Tinggi cairan (m) 5 Tinggi head (m) 0.5

Tebal (mm) 15.88 Tinggi bottom (m) 0.5

Jenis Material SS 316 Tebal head (mm) 15.88

Tebal bottom (mm) 15.88

Jenis material SS 316

Pengaduk Baffle

Jenis Propeller Jumlah baffle 4

Jumlah blade 3 Tebal (m) 0.38

Diamater Pengaduk (m) 1.5 Offset ke dasar tangki (m) 1.9

Tebal Pengaduk (m) 0.5 Offset ke dinding tangki (m) 0.06

Jarak Pengaduk dari dasar (m) 2.3 Tinggi (m) 3

Panjang (m) 6 Material SS 316

Kecepatan pengadukan (rpm) 25

Daya pengadukan (kW) 1.17


2.1011.1.11



Keterangan:

1. Baffle

2. Motor

3. Pengaduk

4. Liquid outlet

5. Level controller

6. Sampling point

7. Solid outlet

8. Koagulan inlet

2

3

1

6.62 m

0.33 m

2.5 m

1 m

2.28 m

4 m

0.5 m

0.083 m

TANGKI

KOAGULASI

0.4 m

1.25 m

1 m

3

2

1

1.25 m

4

5

6

7

4.9

6 m

8

2.1011.1.11



3.2.3.2 Spesifikasi Membran

LEMBAR SPESIFIKASI MEMBRAN PERVAPORASI

Kode M-01

Nama Alat Membran Permeasi

Tipe Spiral-wound

Modus

operasi Kontinyu

Operasi Desain

Umpan Umpan


oC

Tekanan 3 Atm Tekanan 3 Atm

Permeat Permeat


oC

Tekanan 1 Atm Tekanan 1 Atm

Fluks 1.42 kg/m2jam Fluks 1.42 kg/m

2jam

Jenis Aliran Cross flow Jenis Aliran Cross flow

Dimensi Membran

Bagian Material Diameter Panjang Tebal (T)

Tube - 11.43 cm 5 m 6.02 mm

Housing SS-304 184 cm 6.5 m 2.54 cm

2.1011.1.11



Keterangan:

1. feed inlet 2. thermocouple 3. ATD 4. tube 5. hole tube 6. man hole 7. sight glass 8. sampling

9. thermocouple 10. permeate outlet 11. reject outlet 12. penyangga 13. vexar (feed spacer) 14. tricot (permeat carrier) 15. membran PEGDME

2.1011.1.11



3.2.3.3 Spesifikasi Kolom LLE

LEMBAR SPESIFIKASI KOLOM LLE

Kode C-01

Nama alat Kolom LLE

Tipe Sieve tray tower

Mode Operasi Kontinu

Dimensi Kolom Top

Jenis Silinder

Temperatur 35 oC

Material SS304

Tekanan 2 atm

Diameter 3.4 m Bottom

Tinggi 15.5 m Temperatur 35 oC

Tekanan 2 atm

Spesifikasi Tray

Parameter Ukuran Parameter Ukuran

Number of tray 39 Tray spacing (lt) 0.3 m

Diameter tray 3 m Support ring 5 cm

Downcomer Area (Ad) 0.036 m2 Plate material SS304

Diameter hole 0.635 cm Downcomer material SS304

Triangular spacing 1.9 cm efisiensi kolom 13 %

Total hole Area (Ah) 0.083 m2

2.1011.1.11



2.1011.1.11



3.2.5 Spesifikasi Distilasi Butanol

DATA SHEET ADL Biobutanol Plant

Distillation Column

C-02

(Biobutanol 99.9%-w)

Sheet 1 of 1

Column Type : Tray column

Process Data

Characteristic Feed Top product Bottom product

Phase Gas-liquid

compound gas liquid

Temperatur (0C) 35 129 254

Presssure (bar) 5 3 5.5

Flow rate (kg/h) 61340 1414 59920

Mechanical Characteristic

Column Top Head

Internal Diameter (m) 1.4 Head type torispherical

Total Height (m) 15 Internal Diameter

(m)

1.4

Thickness (mm) 10.5 Height (m) 1.9

Material Carbon steel Thickness (mm) 10.5

Corrosion allowance (mm) 7 Material Carbon steel

Number of stage 11 Corrosion

allowance (mm)

7

Plate Bottom Head

Plate thickness (mm) 3 Head type torispherical

Type Sieve plate Internal Diameter

(m)

1.4

Turn-down 88 % max rate Height (m) 2.8

Plate spacing (m) 0.9 Thickness (mm) 10.5

Plate pressure drop (bar) 0.5 Material Carbon steel

Downcomer type Vertical apron Corrosion

allowance (mm)

7

Column area (m2) 1.5

Downcomer area (m2) 0.2

Hole area (m2) 0.06

Net area (m2) 1.3

Weir length (cm) 110

Weir height (cm) 4

2.1011.1.11



Bottom product

Aa

active area

Ah

hole area

Ad

downcomer area

An

net area

how

hw

lthb hap

15 m

0.9 m

1.4 m

Steam in

Steam out

Bottom product

vapor

feed

Cooling water in

Cooling

water out

Top product

2.1011.1.11



3.2.6 Spesifikasi Distilasi Aseton

DATA SHEET ADL Biobutanol Plant

Distillation

Column

C-03

(Aseton 99.9%-w)

Sheet 1 of 1

Column Type : Packing Column

Process Data

Characteristic Feed Top product Bottom product

Phase Gas-liquid

compound Gas liquid

Temperature (0C) 35 46 94

Presssure (bar) 2 0.01 0.9

Flow rate (kg/h) 54110 5.385 2986

Mechanical Characteristic

Column Top Head

Internal Diameter (m) 2.1 Head type torispherical

Total Height (m) 17 Internal Diameter (m) 2.1

Thickness (mm) 11 Height (m) 2.8

Material Carbon steel Thickness (mm) 11

Corrosion allowance (mm) 9 Material Stainless steel

Number of stage 25 Corrosion allowance (mm) 9

HETP (m) 0.4

Bottom Head Liquid distribution type Weir type

distributor

Packing

Pressure drop (mmH2O/m

packing)

21 Head type torispherical

Type Pall rings Internal Diameter (m) 2.1

Size (cm) 24.5 Thickness (mm) 11

Support Gas injection type Material Stainless steel

Packed bed height (m) 9.9 Corrosion allowance (mm) 9

Number of packed bed 1 Height (m) 4.5

2.1011.1.11



9.9 m

17 m

2.1 m

feed

Liquid

distributor

Support

plate

Cooling water in

Cooling water out

Top product

Steam in

Bottom product

vapor

Steam out

2.1011.1.11



3.3 Sistem Pencampuran

Pada pabrik pembuatan biobutanol ini hanya digunakan satu unit pencampuran yaitu tangki

pencampuran yang digunakan untuk mencampurkan tepung cassava dengan air sebelum

masuk ke dalam unit sterilisasi. Tujuan pencampuran ini adalah untuk membentuk tepung

cassava dalam bentuk larutan yang encer supaya lebih mudah untuk diproses lebih lanjut

di dalam unit sterilisasi.

3.3.1 Dasar Perancangan

Alat pencampuran yang digunakan dalam proses pembuatan biobutanol berupa tangki

pencampuran. Unit proses ini digunakan untuk mencampurkan tepung dan air agar

diperoleh larutan tepung cassava yang lebih encer agar lebih mudah untuk diproses pada

tahap-tahap selanjutnya. Pencampuran dilakukan pada temperatur 350C dan tekanan 1.5

atm dan pada tahap pencampuran ini diasumsikan tidak menghasilkan atau membutuhkan

panas.

Seluruh tangki berbentuk silinder dengan bagian head dan bottom berbentuk torispherical.

Head dan bottom dipilih karena sesuai untuk operasi pada tekanan 1-15 atm (Perancangan

Mekanik Bejana Proses, 2005). Larutan tepung tidak menempati seluruh volume tangki,

tetapi hanya menempati ¾ bagian dari tangki. Besarnya volume total tangki bergantung

pada densitas larutan, laju alir volume larutan, dan waktu pencampuran sampai diperoleh

larutan tepung cassava yang encer. Semakin lama waktu yang diperlukan untuk

mencampur maka akan semakin besar pula volume tangki pencampuran. Perbandingan

antara tinggi dan diameter tangki pada perancangan ini tetapkan berada pada rentang 1

sampai 3. Material yang digunakan pada tangki pencampuran ini adalah material SS 304.

Material ini cukup sesuai untuk pemrosesan bahan-bahan kimia (Callister, 1997) dan

memiliki harga yang relatif murah.

Salah satu cara yang digunakan untuk mempercepat tercapainya homogenisasi adalah

dengan pengadukan. Ada beberapa jenis tipe pengaduk yang sering digunakan di dalam

industri diantaranya adalah pengaduk propeller, turbine, dan blade. Penggunaan masing-

masing pengaduk ini didasarkan pada besarmya viskositas dari larutan yang akan diaduk.

2.1011.1.11



Penggunaan pengaduk ini berhubungan dengan penggunaan daya yang ditentukan

berdasarkan kecepatan pengaduk yang digunakan dalam pencampuran. Semakin kental

(viscous) suatu larutan maka diperlukan jumlah pengaduk yang lebih banyak yang

mengakibatkan daya yang digunakan juga semakin besar. Untuk pengadukan fluida dengan

viskositas di bawah 3000 cp, jenis pengaduk yang cocok digunakan adalah propeller

(Geankoplis, 1993). Jenis pengaduk turbin digunakan untuk pengadukan fluida dengan

viskositas di bawah 100,000 cp, modifikasi pengaduk paddle dapat digunakan untuk

mengaduk fluida yang memiliki viskositas diantara 50,000 cp – 500,000 cp. Pada proses

pencampuran ini digunakan jenis pengaduk propeller karena larutan yang diaduk memiliki

viskositas 991.36 cp.

Posisi batang pengaduk berada di tengah-tengah tangki. Batang pengaduk tidak didesain

menyentuh dasar tangki untuk menghindari terciptanya daerah stagnan (dead space) yang

tidak terjangkau oleh pengadukan. Batang pengaduk digerakkan oleh motor pengaduk.

Pengaduk di dalam tangki pencampuran ini memiliki kecepatan putaran 400 rotasi per

menit agar homogenitas larutan dapat tercapai dengan cepat. Panjang pengaduk yang

diperlukan bergantung pada tinggi tangki dan tinggi fluida di dalam tangki, sedangkan

tebal pengaduk adalah seperdelapan dari diameter tangki. Perbandingan antara diameter

pengaduk dan diameter tangki berada pada rentang 0.3-0.6 , pada perancangan ini nilai

perbandingan antara diameter pengaduk dan diameter tangki yang digunakan adalah 0.4.

Baffle merupakan lempengan logam vertical yang berfungsi untuk mencegah terjadinya

vortex dalam fluida kerja. Baffle disambungkan ke dinding tangki menggunakan welded

brackets. Empat buah baffle cukup efektif untuk mencegah vortex dan harga pembuatannya

tidak terlalu mahal, sehingga baffle yang digunakan sebanyak empat buah dengan ukuran

masing-masing 10% dari diameter tangki. Jarak antar baffle dibuat sama besar.

3.3.2 Asumsi yang Digunakan

Asumsi yang digunakan pada perhitungan tangki pencampuran adalah:

- cairan tidak sepenuhnya memenuhi ruang dalam tangki

- rasio tinggi tangki terhadap diameter tangki berada antara 1 hingga 3

2.1011.1.11



- faktor sambungan = 0.9

- faktor korosi yang digunakan adalah 2 mm

- kecepatan pengadukan adalah 400 rpm

3.3.3 Spesifikasi Sistem Pencampuran

SPESIFIKASI TANGKI PENCAMPURAN

Nama alat Tangki Pencampur Tepung cassava dan air

Kode T-01

Jenis Tangki Berpengaduk

Modus Operasi Kontinu

Kondisi Tangki

Temperatur (0C) 35

Tekanan (atm) 1,5

Volume (m3) 34,4

Vessel Head dan Bottom

Diameter vessel (m) 2.5 Jenis head torispherical

Tinggi vessel (m) 7 Jenis bottom torispherical

Tinggi cairan (m) 5.3 Tingghead (m) 0.3

Tebal (mm) 3.5 Tinggi bottom (m) 0.3

Jenis Material SS 304 Tebal head (m) 1.6

Tebal bottom (m) 1.6


Pengaduk Baffle

Jenis Propeller Jumlah baffle 4

Jumlah blade 4 Tebal (m) 0.3

Diamater Pengaduk (m) 1 Offset ke dasar tangki (m) 1.3

Tebal Pengaduk (m) 0.32 Offset ke dinding tangki

(m)

0.05

Jarak Pengaduk dari dasar

(m)

0.9 Tinggi (m) 4

Panjang (m) 6 Material SS 304

Kecepatan pengadukan

(rpm)

150

Daya pengadukan (kW) 19


2.1011.1.11



Keterangan:

1. Baffle

2. Motor

3. Pengaduk

4. Liquid outlet

5. Level controller

6. Sampling point

2

3

1

7 m

0.33 m

2.5 m

1 m

0.87 m

4 m

0.5 m

0.083 m

TANGKI

PENCAMPURAN

0.4 m

1.25 m

1 m

3

2

1

1.25 m

4

5

6

2.1011.1.11



3.4 Alat Penukar Panas

Pada pabrik biobutanol ini, perpindahan panas dari dan ke fluida proses merupakan bagian

yang penting. Proses ini biasanya dilangsungkan dengan bantuan suatu penukar panas

(heat exchanger).

Berikut ini adalah beberapa unit proses yang dilengkapi dengan penukar panas:

1. Tahap likuefaksi

Tahap ini bertujuan memecah ikatan pati, sehingga dihasilkan dekstrin, dengan bantuan

enzim alfa-amilase. Tahap ini terdiri dari 3 tahapan temperatur yaitu 95oC, 105

oC, dan

85oC agar reaksinya optimum. Sebelum memasuki proses likuefaksi, aliran disterilisasi

terlebih dahulu pada suhu 135oC. Oleh karena itu dibutuhkan heat exchanger untuk

menurunkan temperatur dari 135oC menjadi 95

oC. Reaktor likuefaksi kedua dan ketiga

berlangsung di dalam reaktor pipa yang berjaket sebagai tempat perpindahan panas.

Pada tahap likuefaksi, heat exchanger diperlukan untuk mendinginkan aliran keluaran

sterilisasi seperti yang telah disebutkan tadi. Aliran keluaran reaktor likuefaksi 1 yang

bertemperatur 95 o

C dipanaskan sebelum memasuki reaktor kedua agar suhunya menjadi

105oC. Keluaran reaktor kedua ini kemudian didinginkan untuk mencapai temperatur 85

oC

sebelum memasuki reaktor ketiga.

2. Tahap sakarifikasi

Umpan sakarifikasi adalah produk likuefaksi yang bertemperatur 95 o

C. Sedangkan proses

sakarifikasi akan berlangsung optimum pada temperatur 60oC sehingga aliran ini

dilewatkan heat exchanger terlebih dahulu.

3. Tahap sterilisasi

Produk sakarifikasi yang berupa cairan glukosa yang memiliki temperatur 60oC diencerkan

dengan air yang bertemperatur 35oC sehingga temperatur aliran menjadi 55.8

oC.

Campuran inilah yang akan difermentasi sehingga harus disterilisasi dahulu pada

temperatur 130oC. Setelah disterilisasi, cairan glukosa ini harus didinginkan terlebih

dahulu hingga 35oC. Pendinginan berlangsung dalam heat exchanger sampai temperatur

cairan glukosa mencapai 35oC, kemudian diumpankan ke 8 buah fermentor.

2.1011.1.11



4. Reaktor

Seluruh unit reaktor di pabrik ini, baik fermentor kultivasi fermentor utama, reaktor

likuefaksi, maupun reaktor sakarifikasi, dilengkapi dengan unit penukar panas. Unit yang

digunakan berupa koil pendingin internal (untuk fermentor) dan jaket pemanas (untuk

reaktor). Penukar panas disini berfungsi untuk menyerap panas yang dihasilkan dari reaksi

fermentasi.

5. Unit distilasi

Unit distilasi yang digunakan dalam perancangan ini ada dua kolom, kolom pertama

digunakan untuk memisahkan butanol dari 2-etil-1-heksanol. Sementara kolom kedua

digunakan untuk memisahkan aseton dari air dan komponen lainnya. Peralatan penukar

panas pada unit ini terdiri atas kondensor dan reboiler. Peralatan ini yang menyebakan

terjadinya pemisahan pada distilasi karena pemisahannya didasarkan pada perbedaan titik

didih masing-masing komponen. Top distilat dari kedua kolom tersebut didinginkan lagi

menggunakan heat exchanger sebelum memasuki tangki penyimpanan. Selain itu terdapat

dua alat penukar panas pada masing-masing aliran umpan distilasi untuk memanaskan

umpan sampai temperatur tray masukan. Masing-masing temperatur umpan pada kolom

distilasi butanol dan aseton adalah 166oC dan 88

oC.

3.4.1 Dasar Perancangan Alat Penukar Panas

3.4.1.1 Dasar Perancangan Heat Exchanger

Tujuan utama dari perancangan alat penukar panas adalah untuk menentukan luas

permukaan yang diperlukan untuk laju panas tertentu berdasarkan perbedaan temperatur

yang ada. Selain itu, perancangan ini bertujuan juga untuk menentukan dimensi alat,

keefektifan dan keefisienan alat, dan faktor-faktor lainnya. Perancangan ini tergantung

pada data fisik fluida yang terlibat, laju alir massa fluida, dan susunan fisik permukaan

perpindahan panas.

Pemilihan alat penukar panas merupakan aspek penting yang akan mempengaruhi

keberhasilan dan keekonomian proses. Beberapa faktor yang harus dipertimbangkan dalam

memilih alat penukar panas di antaranya adalah:

2.1011.1.11



1. Biaya konstruksi

2. Biaya pengoperasian alat

3. Kemudahan pembersihan alat

4. Kecenderungan korosi pada alat

5. Perbedaan temperatur

6. Keamanan (safety) alat

7. Rentang temperatur dan ketahanan terhadap panas.

Dalam industri bioproses, terdapat 2 jenis alat penukar panas yang sering digunakan, yaitu

plate and frame dan shell and tube. Perancangan ini akan menggunakan jenis shell and

tube; pemilihan ini didasarkan pada keunggulan-keunggulan yang terdapat pada Tabel 3.6,

yaitu sebagai berikut (Coulson, 1983) :

1. Konfigurasinya memberikan luas pertukaran panas yang besar walaupun volumenya

kecil

2. Lay out yang baik secara mekanik sehingga sesuai diaplikasikan untuk kondisi operasi

dengan tekanan yang tinggi

3. Menggunakan teknik konstruksi yang baik

4. Bahan konstruksi sangat beragam

5. Mudah dibersihkan

6. Prosedur perancangan yang umum dan relatif mudah dilakukan

Tabel 3.6 Ketentuan pemilihan alat penukar panas

Tipe alat penukar panas Ketentuan pemakaian

Plate heat exchanger Fluida dalam tube : liquid

Fluida dalam shell : liquid

Kandungan padatan < 5 %

Viskositas < 20 N. sec/m2

Biasa untuk industri pangan

Shell and tube heat

exchanger

Fluida dalam tube : liquid/gas/steam

Fluida dalam shell : liquid

Kandungan padatan rendah

Viskositas < 10 N sec/m2

Biasa dipakai untuk industri non pangan

2.1011.1.11



Tahap selanjutnya dari perancangan alat penukar panas adalah menentukan fluida yang

akan berada di tube dan fluida yang akan berada di shell. Alokasi fluida yang tepat

membuat alat penukar panas menjadi lebih ekonomis dan aman. Sebagai panduan, fluida

yang berada di dalam tube harus memenuhi ketentuan-ketentuan berikut (Coulson, 1983):

1. Fluida yang lebih korosif

2. Fluida yang lebih cenderung untuk mengalami fouling

3. Fluida yang lebih panas

4. Fluida yang lebih membahayakan

5. Fluida dengan tekanan operasi yang lebih tinggi

6. Fluida dengan viskositas yang lebih rendah.

7. Fluida dengan pressure drop terkecil yang diperbolehkan

8. Fluida dengan laju alir yang lebih besar

Pertimbangan berikutnya dalam perancangan penukar panas adalah pemilihan arah aliran.

Pemilihan aliran fluida didasarkan pada efisiensi perubahan temperatur yang dialami oleh

setiap aliran (Gambar 3.19). Aliran counter current atau berlawanan arah merupakan

konfigurasi aliran yang paling baik karena setiap fluida dapat mengalami perubahan

temperatur yang cukup besar (Spalding, 1984).

Gambar 3.15 Profil temperatur pada aliran berlawanan (a) dan aliran searah (b) (Coulson,

1993)

2.1011.1.11



Perancangan dimensi dan konfigurasi alat penukar panas mencakup diameter dalam,

diameter luar dan panjang tube, tipe head, baffle dan material alat penukar panas. Diamater

tube harus disesuaikan agar tingkat ketebalannya sesuai untuk menahan tekanan yang

ditimbulkan oleh aliran fluida dalam tube dan memungkinkan untuk berlangsungnya

proses pertukaran panas yang baik antara fluida yang berada di dalam tube dengan fluida

yang berada di luar tube (dalam shell). Pemilihan panjang tube dilakukan berdasarkan

optimasi, sehingga menghasilkan perbandingan antara panjang tube dan diameter shell

sebesar 6-10 (Perry, 1996).

Konfigurasi tube pada alat penukar panas dilakukan dengan mengikuti triangular pattern.

Keunggulan dari pola ini adalah proses transfer panas yang lebih efektif dibandingkan

square pattern, meskipun dengan nilai hilang tekan yang besar. Namun, dari hasil

perhitungan diketahui bahwa hilang tekan yang terjadi tidak terlalu besar, sehingga tipe ini

sesuai untuk digunakan.

Gambar 3.16 Penyusunan tube secara triangular (Coulson, 1993)

Jenis head yang digunakan adalah u-tube seperti terlihat pada gambar di bawah ini.

Gambar 3.17 U-tube bundle (Walas, 1990)

2.1011.1.11



Pemilihan head dengan jenis ini didasari oleh beberapa pertimbangan (Perry, 1999)

sebagai berikut :

1. Menghasilkan clearance minimum antara batas luar tube dengan bagian dalam shell.

2. Mengurangi jumlah sambungan

3. Pada tekanan yang tinggi, penggunaan desain u-tube dapat mengurangi biaya awal

maupun biaya perawatan.

4. Pembersihan tube dapat dilakukan dengan hydraulic tube cleaners.

Untuk mengarahkan aliran fluida melintasi tube, biasanya digunakan baffles pada shell.

Selain itu, baffles juga berfungsi meningkatkan laju alir fluida, dan untuk meningkatkan

laju perpindahan panas (Coulson, 1983). Baffles yang umum digunakan adalah tipe single

segmental baffles.

Gambar 3.18 Single Segmental Baffles (Coulson, 1993)

Pemilihan material untuk perancangan alat penukar panas didasarkan pada beberapa hal,

seperti (Coulson, 1993):

1. Kekuatan material

2. Ketersediaan material (jumlah, ukuran dan bentuk)

3. Kemudahan material untuk dibentuk.

4. Ketahanan material terhadap korosi yang disebabkan oleh fluida yang berada dalam

alat penukar panas

5. Ketahanan material terhadap temperatur operasi dari alat penukar panas

6. Harga material

2.1011.1.11



Berdasarkan aspek-aspek tersebut, material yang dipilih dalam perancangan bagian tube

dari alat penukar panas adalah stainless steel 304. Keunggulan-keunggulan yang dimiliki

oleh stainless steel 304 (Callister, 2007) adalah :

1. Tensile strength yang lebih besar dari 540 N/mm2

2. Elastisitas 210 kN/mm2

3. Tersedia dalam berbagai bentuk dan ukuran

4. Tahan terhadap korosi

5. Tahan terhadap temperatur kerja yang tinggi

6. Harga material relatif murah

3.4.1.2 Algoritma Perancangan Alat Penukar Panas Shell and Tube

Algoritma dalam perancangan alat penukar panas berjenis shell and tube adalah (Coulson,

1993) :

1. Mendefinisikan variabel-variabel setiap aliran dalam alat penukar panas, seperti laju

alir fluida dan temperatur setiap aliran.

2. Mendefinisikan beban panas yang dipertukarkan oleh setiap aliran.

3. Mengumpulkan semua data fisik fluida yang dibutuhkan, seperti viskositas fluida,

kapasitas panas fluida, densitas fluida, konduktivitas panas fluida, dan sebagainya.

4. Menentukan jenis alat penukar panas yang akan dirancang secara spesifik, seperti jenis

aliran (searah atau berlawanan arah), jumlah aliran shell, jumlah aliran tube, jenis head,

jenis rear end, dan sebagainya.

5. Menghitung perbedaan temperatur rata-rata logaritmik, ΔTm.

6. Memilih nilai tebakan untuk koefisien perpindahan panas total (U).

7. Menghitung luas area pertukaran panas yang diperlukan dengan menggunakan

persamaan Q = U. A. ΔTM

8. Menentukan layout penukar panas, seperti diameter tube, panjang tube, diameter

bundle, jumlah tube, diameter shell, dan sebagainya.

9. Menghitung koefisien perpindahan panas untuk shell dan tube.

2.1011.1.11



10. Menghitung koefisien perpindahan panas total dan membandingkan nilainya dengan

nilai tebakan awal. Jika kedua nilai berbeda jauh, lakukan iterasi dengan nilai koefisien

total baru sebagai tebakan awal.

11. Menghitung nilai hilang tekan pada shell dan tube. Jika nilai tersebut tidak memuaskan,

lakukan pengulangan langkah 7 atau 4 atau 3.

12. Melakukan optimasi desain dengan mengulangi tahap 4 sampai tahap 10 untuk

mendapatkan harga alat penukar panas termurah dengan laju perpindahan panas

optimum. Umumnya yang dipilih adalah alat penukar panas dengan luas area

pertukaran panas paling kecil.

Contoh perhitungan yang lebih detail untuk algoritma disajikan di lampiran.

3.4.1.3 Perancangan Reboiler

Reboiler digunakan dengan kolom distilasi untuk menguapkan sebagian dari bottom

product. Tekanan operasi sebesar 6-10 bar sehingga jenis reboiler yang cocok adalah

vertical, horizontal thermosyphon, dan kettle reboiler. Kettle reboiler menghasilkan high

quality vapor, sedangkan thermosyphon menghasilkan campuran liquid dan vapour dengan

perbandingan minimal 4:1 (L/V) (Engineering Data Book; Rules of Thumb of Chemical

Engineering). Karena hasil yang diinginkan 75 % vapour maka alat penukar panas yang

dipilih untuk proses ini adalah kettle reboiler.

Di dalam bundel tube, uap terjadi dari bagian baris yang lebih bawah dari tube melewati

baris bagian atasnya. Ada dua kemungkingan akibat berlawanan yang disebabkan oleh hal

ini, yaitu akan ada kecenderungan dari uap yang naik untuk menyelimuti tube bagian atas,

terutama jika jarak antar tube tersebut menjadi dekat dan akan membuat laju perpindahan

panas akan berkurang, tetapi hal ini dibatasi oleh kenaikan turbulensi yang disebabkan oleh

kenaikan gelembung uap. Namun demikian, hal yang kedua dapat pula terjadi dimana hasil

penelitian menunjukkan koefisien untuk bundel biasanya lebih besar daripada yang

diperkirakan untuk satu buah tube. Sebagai perimbangannya, tampaknya cukup beralasan

untuk menggunakan korelasi dari satu buah tube unttuk memperkirakan koefisien untuk

bundel tube tanpa menggunakan persamaan koreksi.

2.1011.1.11



Konfigurasi tube triangular atau persegi tidak terlalu memberikan efek signifikan kepada

koefisien perpindahan panas. Suatu tube pitch antara 1.2 sampai 2 kali diameter luar tube

harus digunakan untuk menghindari selimut uap. Bundel yang panjang tapi kurus akan

lebih efisien daripada bundel yang pendek tapi gemuk.

Diameter dari shell akan bergantung kepada heat flux. Ruang bebas antara ketinggian

cairan dan shell harus paling tidak 0.25 m. Untuk menghindari penguapan yang berlebihan,

kecepatan maksimum di permukaan cairan harus lebih kecil dari persamaan sebagai

berikut:

0.5

0.2

L Vr

V

u

Fluida yang mempunyai tekanan dan temperatur tinggi biasanya ditempatkan di tube.

Tabel 3.7 Parameter penempatan fluida

Parameter Fluida di tube

Korosif Relatif sama

Temperatur tinggi Fluida panas

Fouling factor tinggi Sama

Tekanan tinggi Fluida dingin

Sumber: (Coulson, 1993)

Fluida panas sebaiknya ditempatkan dalam tube karena akan memberikan nilai koefisien

perpindahan panas yang lebih tinggi.

Luas perpindahan panas diperoleh dengan menebak nilai koefisien perpindahan panas,

dengan ΔTLMTD yang telah dievaluasi sebelumnya. Perancangan reboiler dibatasi oleh heat

flux maksimum, sehingga dalam perhitungan harus dicek apakah heat flux melebihi batas

maksimum atau tidak. Luas perpindahan panas yang diperlukan dapat dihitung dengan

persamaan dibawah ini. Variabel lain yang dibutuhkan untuk menghitung U adalah

ΔTLMTD.

2.1011.1.11



1 2

1

2

ln

LMTD

T TT

T

T

M

QA

U T

Penentuan tebal minimum tube dilakukan dengan analisis tegangan melingkar. Tebal tube

(BWG) yang dipilih harus diatas tebal yang disyaratkan agar tahan terhadap beban

(tekanan operasi), korosi, dan erosi akibat aliran. Corrosion allowance untuk tube di

industri biasanya sebesar 1 mm. Untuk kettle reboiler Dshell biasanya 2 kali Dbundle.

Perbandingan diameter shell dengan diameter bundle dapat dipilih sesuai dengan heat flux

sebagai berikut:

Tabel 3.8 Perbandingan diameter shell dengan diameter bundle pada heat flux tertentu

Perhitungan koefisien perpindahan panas di shell dilakukan dengan menggunakan korelasi

Motinski. Persamaan tersebut dapat dilihat dibawah ini.

0.69 0.7 0.17 1.2 10

nb c c c ch =0.104 P q 1.8 P/P + 4 P/P + 10 P/P

o 1 nb1 2 nb2 3 nb3 4 nb4h = X h + X h + X h + X h

Perhitungan koefisien perpindahan panas di tube dilakukan dengan mempertimbangkan

pola aliran yang terjad di tube yang dapat direpresentasikan dengan menggunakan bilangan

Reynold dan bilangan Prandtl. Untuk perancangan ini, nilai koefisien perpindahan panas

dilihat dari tabel berbagai macam zat.

3.4.1.4 Perancangan Kondensor

Perancangan kondensor pada dasarnya sama dengan perancangan shell and tube heat

exchanger, dengan baffle spacing sama dengan diameter shell. Beberapa jenis kondensor

antara lain:

2.1011.1.11



1. Horizontal, dengan kondensasi di bagian shell, dan medium pendingin di bagian tube

2. Horizontal, dengan kondensasi di bagian tube

3. Vertikal, dengan kondensasi di bagian shell

4. Vertikal, dengan kondensasi di bagian tube

Tipe kondensor yang umum digunakan adalah tipe yang pertama dan keempat.

Perbedaan dalam perancangan terletak pada perhitungan koefisien perpindahan panas di

bagian shell/tube, karena terjadi perubahan fasa. Berikut ini adalah persamaan yang

digunakan untuk perancangan kondensor.

Kondensasi diluar tube horizontal

1 3

1

( )( ) 0.95 L L v

c L

L

gh k

dengan:

hc = koefisien perpindahan panas rata-rata untuk tube tunggal, W/m2.oC

kL = konduktivitas termal kondensat, W/m2.oC

ρL = densitas kondensat, kg/m3

ρv = densitas uap, kg/m3

μL = viskositas kondensat, Ns/m2

g = percepatan gravitasi, 9.81 m/s2

Ѓ = tube loading (laju alir kondensat per unit panjang tube), kg/m s

Untuk faktor koreksi sekumpulan tube digunakan persamaan berikut:

1 4

1( ) ( )rc N c rh h N

dengan Nr = jumlah tube dalam baris vertikal.

2.1011.1.11



Gambar 3.19 Aliran kondensat dalam kumpulan tube (Coulson, 1993)

Kernudian, koefisien rata-rata tube bundle dirumuskan sebagai berikut:

1 3

1 6( )( ) 0.95 L L v

c b L r

L h

gh k N

dengan:

ch

t

W

LN

L = panjang tube

Wc = laju total kondensat

Nt = jumlah tube total dalam bundle

Nr = jumlah rata-rata tube dalam baris tube vertikal

(dapat diasumsikan 2/3 dari jumlah tube di baris tengah)

2.1011.1.11



3.4.2 Spesifikasi Alat Penukar Panas

3.4.2.1 Spesifikasi HE-01

STANDARDS OF TUBULAR EXCHANGER MANUFACTURERS ASSOCIATION

HEAT EXCHANGER SPESIFICATION SHEET (HE-01)

TYPE Shell and tube

FLOW Countercurrent

HEAT TRANSFER COEFFICIENT, W/m².°C 841

HEAT TRANSFER AREA, m2 27

SHELL SIDE TUBE SIDE

NUMBER OF PASSES 1 4

FLUID CIRCULATED Water Starch + water

TOTAL FLUID ENTERING, kg / h

LIQUID 9078 14204

DENSITY, kg/m3 1000 1036

VISCOSITY-LIQUID, cP 0.719 0.118

SPESIFIC HEAT-LIQUID, kJ / kg. o

C 4.226 3.623

TEMPERATUR IN, oC 35 130

TEMPERATUR OUT, oC 95 85

INLET PRESSURE, atm 5 11.6

VELOCITY, m/s 0.63 0.58

OUTSIDE DIAMETER, mm 320 19

INSIDE DIAMETER, mm 13

LENGTH, m 3.5

NUMBER OF TUBES

153

PITCH Triangular

PRESSURE DROP, kPa 60 3.61

FOULING RESISTANCE, watt/m².°C 3000 3000

HEAT EXCHANGED, kJ/s 637 637

CONSTRUCTION

DESIGN PRESSURE, atm 5.5 13

DESIGN TEMPERATUR, oC 105 150

MATERIAL SS 304 SS 304

BAFFLES : 55 pieces TYPE : single segmental SPACING : 70 mm Baffle cut : 45 %

2.1011.1.11






TYPE Shell and tube

FLOW Countercurrent





FLUID CIRCULATED Water Dextrin


LIQUID 20989 14204

DENSITY, kg/m3 982.25 1090



C 4.210 3.555





OUTSIDE DIAMETER, mm 400 25.40

INSIDE DIAMETER, mm 19.86

LENGTH, m 3

NUMBER OF TUBES

92

PITCH Triangular




CONSTRUCTION




BAFFLES : 38 pieces TYPE : single segmental SPACING : 80 mm Baffle cut : 45%

2.1011.1.11






TYPE Shell and tube

FLOW Countercurrent





FLUID CIRCULATED Chilled Water Glucose


LIQUID 56840 58109

DENSITY, kg/m3 987.15 1051



C 4.156 3.809







LENGTH, m 10

NUMBER OF TUBES

778

PITCH Triangular




CONSTRUCTION





2.1011.1.11






TYPE Shell and tube

FLOW Countercurrent





FLUID CIRCULATED Chilled Water 2-etyl-1-butanol


LIQUID 84355 59875

DENSITY, kg/m3 987.15 415.31



C 4.156 2.380



INLET PRESSURE, atm 5 3




LENGTH, m 8

NUMBER OF TUBES

482

PITCH Triangular

PRESSURE DROP, kPa 53.8 2.1



CONSTRUCTION

DESIGN PRESSURE, atm 5.5 3.5




2.1011.1.11






TYPE Shell and tube

FLOW Countercurrent


HEAT TRANSFER AREA, m2 0.11



FLUID CIRCULATED Chilled Water Aceton


LIQUID 57 312

DENSITY, kg/m3 1022 0.443



C 4.119 1.333







LENGTH, m 0.5

NUMBER OF TUBES

5

PITCH Triangular




CONSTRUCTION





2.1011.1.11






TYPE Shell and tube

FLOW Countercurrent





FLUID CIRCULATED Chilled Water Butanol


LIQUID 1050 1395

DENSITY, kg/m3 987 760



C 4.16 2.96



INLET PRESSURE, atm 5 3




LENGTH, m 2

NUMBER OF TUBES

114

PITCH Triangular




CONSTRUCTION





2.1011.1.11






TYPE Shell and tube

FLOW Countercurrent





FLUID CIRCULATED Chilled Water Recycle


LIQUID 78200 53276

DENSITY, kg/m3 1005.2 1004.5



C 4.170 4.046







LENGTH, m 6.7

NUMBER OF TUBES

441

PITCH Triangular




CONSTRUCTION




BAFFLES : 32 pieces TYPE : single segmental SPACING : 220mm Baffle cut : 45 %

2.1011.1.11




STANDARDS OF TUBULAR EXCHANGER MANUFACTURERS

ASSOCIATION


TYPE Shell and tube

FLOW Countercurrent





FLUID CIRCULATED

Butanol & 2-etil-1-

butanol Steam


LIQUID 61270

STEAM - 10555

DENSITY, kg/m3 765.6 4.761



C 2.638 2.891



INLET PRESSURE, atm 5.5 10


OUTSIDE DIAMETER, mm 545.8 19.05


LENGTH, m 5

NUMBER OF TUBES

397

PITCH Triangular




CONSTRUCTION

DESIGN PRESSURE, atm 6 11




2.1011.1.11






TYPE Shell and tube

FLOW Countercurrent





FLUID CIRCULATED Acetone + water Steam


LIQUID 61269.69

STEAM - 6786

DENSITY, kg/m3 978.55 4.761



C 4.192 2.891

LATENT HEAT-VAPOR, kJ / kg 2006







LENGTH, m 4

NUMBER OF TUBES

102

PITCH Triangular

PRESSURE DROP, kPa 56 9



CONSTRUCTION





2.1011.1.11



3.4.2.10 Spesifikasi ST-01


HEAT EXCHANGER SPESIFICATION SHEET (ST-01)

TYPE Shell and tube

FLOW Countercurrent





FLUID CIRCULATED Starch + water Steam


LIQUID 14204

STEAM - 2409

DENSITY, kg/m3 1.084 4.761



C 3.582 2.891








LENGTH, m 3

NUMBER OF TUBES

195

PITCH Triangular




CONSTRUCTION





2.1011.1.11



3.4.2.11 Spesifikasi ST-02


HEAT EXCHANGER SPESIFICATION SHEET (ST-02)

TYPE Shell and tube

FLOW Countercurrent





FLUID CIRCULATED Glucose Steam


LIQUID 58109

STEAM - 9060

DENSITY, kg/m3 952.5 4.761



C 4.216 2.891


TEMPERATUR IN, oC 55.8 182






LENGTH, m 4

NUMBER OF TUBES

301

PITCH Triangular

PRESSURE DROP, kPa 13.5 59



CONSTRUCTION





2.1011.1.11



3.4.2.12 Spesifikasi RB-100


ASSOCIATION

REBOILER SPECIFICATION SHEET

CODE RB-100

TYPE Kettle Reboiler

FLOW Counter current

HEAT TRANSFER COEFFICIENT.

W/m2.oC 1293,56

HEAT TRANSFER AREA, m2 63,26


NUMBER OF PASS 1 2

FLUID CIRCULATED Botom S-401 Steam

TOTAL FLUID ENTERING, kg/s 38.1 7.35

VAPOR

LIQUID 38.1

STEAM

7.35

VAPOR FRACTION 0 1

DENSITY, kg/m3 612.8 28.09

VISCOSITY, cP 0.12 0.018

SPESIFIC HEAT LIQUID 396.5 92.29

SPESIFIC HEAT VAPOR 327.6 78.81


TEMPERATUR OUT, oC 253.8 270

INLET PRESSURE, bar 5 55

NUMBER OF TUBES

140


INSIDE DIAMETER, mm 1167 25

LENGTH, m 4.8 4.8

PITCH, mm - 37.5


FOULING RESISTANCE, W/m2.oC 5000 8000

HEAT EXCHANGED, kW 11849.23 11849.23

CONSTRUCTION

DESIGN PRESSURE, bar 6 57

DESIGN TEMPERATUR 255 280

MATERIAL CS CS

2.1011.1.11



3.4.2.13 Spesifikasi RB-200


ASSOCIATION

REBOILER SPECIFICATION SHEET

CODE RB-200 (vakum)

TYPE Kettle Reboiler


HEAT TRANSFER COEFFICIENT.

W/m2.oC 1293,56



NUMBER OF PASS 1 2

FLUID CIRCULATED Botom S-401 Steam

TOTAL FLUID ENTERING, kg/h 305 6880

VAPOR

LIQUID 305

STEAM

6880

VAPOR FRACTION 0 1

DENSITY, kg/m3 956.2 0.597

VISCOSITY, cP 0.31 0.01

SPESIFIC HEAT LIQUID 37.05 75.78

SPESIFIC HEAT VAPOR 75.57 39.1


TEMPERATUR OUT, oC 89.95 100

INLET PRESSURE, bar 1 1

NUMBER OF TUBES

232


INSIDE DIAMETER, mm 1455 25

LENGTH, m 4.8 4.8

PITCH, mm - 60


FOULING RESISTANCE, W/m2.oC 5000 8000

2.1011.1.11



HEAT EXCHANGED, kW 5027 5027

CONSTRUCTION

DESIGN PRESSURE, bar 1 1

DESIGN TEMPERATUR 90 100

MATERIAL CS CS

3.4.2.15 Spesifikasi CD-100


CONDENSOR SPESIFICATION SHEET (CD-100)

TYPE Shell and tube

HEAT TRANSFER COEFFICIENT,

watt/m².°C 447





FLUID CIRCULATED Cooling water Butanol and etil

heksanol mixture

TOTAL FLUID ENTERING, kg / jam

VAPOR

LIQUID 91270 7073

STEAM

VAPOR FRACTION 0 0



SPESIFIC HEAT-LIQUID, kJ / kg. oC 4.2 1.88

LATENT HEAT-VAPOR, kJ / kmol - -



INLET PRESSURE, kPa 101.5 150

NUMBER OF TUBES

69


OUTSIDE DIAMETER, m 0.85 0.05

INSIDE DIAMETER, mm - 43.6

2.1011.1.11



LENGTH, m 2.5 2.5

PITCH - square



HEAT EXCHANGED, J/s 1064817 1064817

CONSTRUCTION

DESIGN PREESURE, kPa 150 200


MATERIAL Carbon steel Stainless steel


3.4.2.16 Spesifikasi CD-200


HEAT EXCHANGER SPESIFICATION SHEET (CD-200)

TYPE Shell and tube

HEAT TRANSFER COEFFICIENT,

watt/m².°C 447





FLUID CIRCULATED Cooling water Aseton,water,aceticac

id mixture

TOTAL FLUID ENTERING, kg / jam

VAPOR

LIQUID 69080 5601

STEAM

VAPOR FRACTION 0 0



SPESIFIC HEAT-LIQUID, kJ / kg. oC 4.2 1.34

LATENT HEAT-VAPOR, kJ / kmol - -

TEMPERATUR IN, oC 30 46.2

TEMPERATUR OUT, oC 40 46.1

INLET PRESSURE, kPa 5 8

NUMBER OF TUBES

169


OUTSIDE DIAMETER, m 0.65 0.05

INSIDE DIAMETER, mm - 44

LENGTH, m 2.5 2.5

PITCH - square



HEAT EXCHANGED, J/s 805933 805933

2.1011.1.11



CONSTRUCTION

DESIGN PREESURE, kPa 10 20


MATERIAL Carbon steel Stainless steel


3.5 Pengaliran dan Penyimpanan Bahan

Pada dasarnya sistem pengaliran adalah bagian sangat penting sebagai penghubung antara

alat-alat utama dalam suatu sistem produksi yang terintegrasi. Hal ini menjadikan sistem

pengaliran harus dipertimbangkan secara matang dengan memperhatikan spesifikasi alat

dan umpan yang ada. Hilang tekan dan kapasitas merupakan faktor-faktor yang paling

berpengaruh dalam merancang sistem pengairan yang optimal.

Perpipaan menjadi pilihan utama sebagai alat yang dibangun di setiap pabrik di zaman

sekarang, terutama pada kondisi umpan berupa fluida. Berbagai tipe konveyor juga dapat

digunakan pada pengaliran bahan padat. Jenis-jenis konveyor antara lain belt conveyor,

screw conveyor, dan lain-lain. Untuk membantu mengalirkan bahan baku dan produk dari

satu tempat ke tempat yang lain dengan cara memberikan beda tekan dan menggantikan

tekanan yang hilang, pompa dan kompresor paling sering digunakan sesuai dengan jenis

fluida yang mengalir. Selain kedua alat tersebut, juga terdapat fan, blower, pompa

multifase, dan sebagainya.

Di Pabrik Biobutanol dari Ubi Kayu ini, pengairan bahan menggunakan sistem perpipaan

dan pompa berjumlah 8 buah. Belt conveyor berjumlah 8 buah dan 1 buah bucket elevator

digunakan untuk mengalirkan tepung singkong dari silo menuju tangki pencampuran awal.

Sistem penyimpanan didasari pada keterbatasan alat transportasi, baik itu bahan baku

maupun distributor produk hasil proses di pabrik. Dengan kapasitas pabrik rata-rata yang

mencapai 45 kL/hari, tentunya tidak mudah mendistribusikan semuanya sekaligus dalam

satu waktu. Oleh karena itu, kapasitas sistem penyimpanan sangat bergantung pada pihak

pemasok bahan baku dan pasar konsumen.

Di parik ini, tangki penyimpanan berjumlah dua buah tangki untuk produk (butanol dan

aseton), dua buah tangki penyimpanan untuk bahan baku (tepung singkong dan koagulan).

2.1011.1.11



Untuk produk berupa gas seperti CO2 dan H2 tidak dibuatkan tangki penyimpanan karena

langsung dialirkan menuju gas station.

3.5.1 Sistem Perpipaan

Pipa sering dispesifikasikan dengan schedule number (berdasarkan rumus ketebalan

silinder tipis). Schedule number didefinisikan sebagai:

𝑆𝑐𝑕𝑒𝑑𝑢𝑙𝑒 𝑛𝑢𝑚𝑏𝑒𝑟 =Ps x 1000

𝜍𝑠

dengan Ps = tekanan kerja aman, lb/in2 dan 𝜍𝑠 = tegangan desain saat suhu kerja (N/mm

2).

Schedule number 40 biasanya digunakan untuk keperluan yang lebih luas, termasuk dalam

pabrik ini.

Hal yang paling penting dalam perancangan pipa adalah diameter optimum pipa. Hal ini

berkaitan dengan alasan ekonomi di mana biaya kapital pipa akan meningkat seiring

meningkatnya diameter. Pertimbangan secara ekonomi telah banyak dibahas di berbagai

sumber dengan memasukkan berbagai pertimbangan seperti harga beli dan pemasangan.

Berdasarkan data biaya yang dikeluarkan oleh Institution of Chemical Engineer (1987),

diameter optimum pipa yang terbuat dari carbon steel dan stainless steel dapat ditentukan.

Diameter optimum ini kemudian menjadi basis pemilihan diameter nominal, diameter

dalam, diameter luar, dan tebal pipa, yang disesuaikan dengan standard pipa komersial.

Untuk pipa baja, nilai diameter nominal standar berkisar antara ¼ sampai 30 inchi

(Kristian dkk., 2010).

3.5.1.1 Penentuan Hilang Tekan Aliran

Parameter yang penting berkaitan dengan aliran dalam pipa adalah hilang tekan yang

dialami oleh aliran. Hilang tekan ini sangat bergantung pada beberapa faktor, seperti

bilangan Reynold aliran, friction factor, kekasaran pipa, diameter, panjang pipa, geometri,

dan laju alir. Hilang tekan yang besar akan berpengaruh terhadap pasokan dan efisiensi

sistem pengairan sehingga dibutuhkan peralatan yang dapat meningkatkan tekanan aliran

seperti pompa dan kompresor.

2.1011.1.11



Penentuan hilang tekan aliran dalam perancangan ini dibedakan untuk aliran gas dan cair.

Hal ini disebabkan sifat fisik aliran yang berbeda. Aliran gas merupakan aliran

kompresibel, sedangkan aliran cair adalah sebaliknya. Dari sifat fisik aliran diperoleh

bilangan Reynold, friction factor, dan hilang tekan yang terjadi sepanjang aliran. Selain itu

geometri juga sangat penting karena berhubungan dengan hilang tekan karena perubahan

ukuran pipa, lekukan, valves, dan sambungan. Pada perancangan pabrik ini hilang tekan

akibat valves tidak dihitung dengan terlalu detail, hanya memperhitungkan belokan,

ekspansi, dan kompresi.

3.5.1.2 Desain Material Pipa

Material pipa menggunakan stainless steel 304 yang memiliki kekuatan dan kekerasan

besar, namun ketahanan korosinya tinggi. Untuk mengantisipasi aliran dalam pabrik yang

bersifat asam dengan pH 4-6 dan mengandung mikroorganisme yang sebenarnya

berpotensi meningkatkan korosi, material ini sangat cocok digunakan. Maintanance pabrik

yang dilakukan sekali setahun dapat dimanfaatkan untuk mengganti pipa yang sudah tidak

berfungsi dengan baik karena terkorosi.

Untuk pencegahan korosi atmosferik bisa dilakukan dengan pemilihan desain yang tepat

dan pelapisan oleh coating. Pada desain sistem perpipaan di pabrik, disarankan untuk tidak

merancang belokan dengan lekukan yang tidak tajam karena dapat meningkatkan

kemungkinan adanya penumpukan fluida statis yang dapat menyebabkan korosi.

3.5.1.3 Peralatan Penunjang

Untuk jarak yang jauh, di antara peralatan proses misalnya, perpipaan diletakkan pada

peralatan penunjang seperti pipe racks. Berbagai variasi pipe hangers dan penduungnya

dapat digunakan untuk pipa individual. Pipa biasanya terdiri dari standard fitting,

sambungan, belokan, dan tees. Sambungan flanged biasa digunakan untuk sambungan

akhir untuk peralatan proses, valves, dan peralatan tambahan.

2.1011.1.11




Beberapa asumsi yang digunakan pada perancangan pipa adalah:

a) Diameter dalam pipa pada setiap unit menggunakan diameter yang lebih besar

dibandingkan diameter optimum sesuai dengan standard pipa tahan karat

b) Desain pipa tidak memperhitungkan desain yang

c) Panas yang timbul akibat gesekan fluida dengan pipa diabaikan

21011.1.11



Tabel 3.9 Spesifikasi perpipaan cairan pada pabrik biobutanol dari ubi kayu

Aliran G (kg/s) d

optimum

Din Nominal Sc.nu

mber

Tebal

(mm)

Dout

(mm)

Luas cross

sectional

Re f L (m) u

(m/s)

delta Pf

(bar)

4 2.60 33.19 35.05 1 1/4 40 3.56 42.16 9.648 503726 0.0186 2 2.70 0.3203

2 3.95 40.78 40.89 1 1/2 40 3.68 48.26 13.13 431273 0.0172 14.5 2.92 0.5219

3 3.95 40.78 40.89 1 1/2 40 3.68 48.26 13.13 431273 0.0172 2 2.92 0.1479

5 3.95 40.78 40.89 1 1/2 40 3.68 48.26 13.13 431273 0.0172 2 2.92 0.1479

6 3.95 40.78 40.89 1 1/2 40 3.68 48.26 13.13 431273 0.0172 2.5 2.92 0.1849

7 3.95 40.78 40.89 1 1/2 40 3.68 48.26 13.13 431273 0.0172 1 2.92 0.0740

8 3.95 40.78 40.89 1 1/2 40 3.68 48.26 13.13 431273 0.0172 2.5 2.92 0.1849

9 3.95 40.78 40.89 1 1/2 40 3.68 48.26 13.13 431273 0.0172 3 2.92 0.2219

10 3.95 40.78 40.89 1 1/2 40 3.68 48.26 13.13 431273 0.0172 1 2.92 0.0740

12 16.14 84.85 90.12 3 1/2 40 5.74 101.6 63.79 800551 0.0172 4.75 2.46 0.1130

11 12.20 73.34 77.92 3 40 5.49 88.9 47.69 699576 0.0172 2.8 2.49 0.0787

13 16.14 84.85 90.12 3 1/2 40 5.74 101.6 63.79 800551 0.0172 3 2.46 0.0714

14 16.14 84.85 90.12 3 1/2 40 5.74 101.6 63.79 800551 0.0172 7.3 2.46 0.1736

15 12.11 73.06 77.92 3 40 5.49 88.9 48 694422 0.0172 10.7 2.47 0.2962

16 8.07 59.17 62.71 2 1/2 40 5.16 73.03 30.89 575234 0.0172 11 2.54 0.4009

21011.1.11



Aliran G (kg/s) d

optimum

Din Nominal Sc.nu

mber

Tebal

(mm)

Dout

(mm)

Luas cross

sectional

Re f L (m) u

(m/s)

delta Pf

(bar)

17 4.04 41.26 52.5 2 40 3.91 60.33 21.65 343552 0.0172 10.3 1.81 0.2283

18 3.23 36.74 40.89 1 1/2 40 3.68 48.26 13.13 352853 0.0172 3 2.39 0.1485

19 3.23 36.74 40.89 1 1/2 40 3.68 48.26 13.13 352853 0.0172 3 2.39 0.1485

20 3.23 36.74 40.89 1 1/2 40 3.68 48.26 13.13 352853 0.0172 3 2.39 0.1485

21 3.23 36.74 40.89 1 1/2 40 3.68 48.26 13.13 352853 0.0172 3 2.39 0.1485

22 0.81 17.87 20.93 3/4 40 2.87 26.67 3.441 172349 0.0172 3 2.28 0.2644

23 0.81 17.87 20.93 3/4 40 2.87 26.67 3.441 172349 0.0172 3 2.28 0.2644

24 0.81 17.87 20.93 3/4 40 2.87 26.67 3.441 172349 0.0172 3 2.28 0.2644

25 0.81 17.87 20.93 3/4 40 2.87 26.67 3.441 172349 0.0172 3 2.28 0.2644

26 3.10 36.00 40.89 1 1/2 40 3.68 48.26 13.13 339247 0.0172 6 2.30 0.2746

27 3.10 36.00 40.89 1 ½ 40 3.68 48.26 13.13 339247 0.0172 6 2.30 0.2746

28 3.10 36.00 40.89 1 ½ 40 3.68 48.26 13.13 339247 0.0172 6 2.30 0.2746

29 3.10 36.00 40.89 1 ½ 40 3.68 48.26 13.13 339247 0.0172 6 2.30 0.2746

48 3.88 40.45 40.89 1 ½ 40 3.68 48.26 13.13 424433 0.0172 3 2.88 0.2149

49 3.88 40.45 40.89 1 ½ 40 3.68 48.26 13.13 424433 0.0172 3 2.88 0.2149

50 3.88 40.45 40.89 1 ½ 40 3.68 48.26 13.13 424433 0.0172 3 2.88 0.2149

51 3.88 40.45 40.89 1 ½ 40 3.68 48.26 13.13 424433 0.0172 3 2.88 0.2149

21011.1.11



Aliran G (kg/s) d

optimum

Din Nominal Sc.nu

mber

Tebal

(mm)

Dout

(mm)

Luas cross

sectional

Re f L (m) u

(m/s)

delta Pf

(bar)

52 7.76 57.96 62.71 2 ½ 40 5.16 73.03 30.89 552733 0.0172 10.1 2.44 0.3399

53 11.63 71.56 77.92 3 40 5.49 88.9 47.69 667259 0.0172 3.5 2.37 0.2786

54 11.63 71.56 77.92 3 40 5.49 88.9 47.69 667259 0.0172 3.5 2.37 0.2786

55 15.53 83.17 90.12 3 ½ 40 1.73 10.29 63.79 770308 0.0172 4.8 2.37 0.1057

56 0.00037 0.33 6.83 1/8 40 1.73 10.29 63.8 244 0.0313 2.4 0.50 0.0566

57 0.00037 0.33 6.83 1/8 40 1.73 10.29 63.8 244 0.0313 2.4 0.50 0.0566

59 15.47 83.00 90.12 3 ½ 40 5.74 101.6 63.79 767288 0.0172 4.9 2.36 0.1068

60 17.04 94.33 102.3 4 40 6.02 114.3 82.19 20599 0.0175 2.4 2.49 0.0423

61 17.04 94.33 102.3 4 40 6.02 114.3 82.19 20599 0.0175 2.4 2.49 0.0423

62 17.04 94.33 102.3 4 40 6.02 114.3 82.19 20599 0.0175 2 2.49 0.0353

63 16.66 94.37 102.3 4 40 6.02 114.3 82.19 69132 0.0173 2 2.51 0.0344

64 16.66 94.37 102.3 4 40 6.02 114.3 82.19 69132 0.0173 15 2.51 0.2615

65 16.66 93.23 102.3 4 40 6.02 114.3 82.19 20136 0.0175 5.9 2.43 0.0995

66 16.66 93.23 102.3 4 40 6.02 114.3 82.19 20136 0.0175 4.9 3.13 0.2242

67 15.07 83.00 90.12 3 ½ 40 5.74 101.6 63.79 747305 0.0172 5.1 2.36 0.1114

69 0.09 6.20 6.83 1/8 40 6.02 114.3 82.2 52231 0.0173 2 0.01 0.0000

21011.1.11



Aliran G (kg/s) d

optimum

Din Nominal Sc.nu

mber

Tebal

(mm)

Dout

(mm)

Luas cross

sectional

Re f L (m) u

(m/s)

delta Pf

(bar)

70 0.09 6.20 6.83 1/8 40 2.77 21.34 1.96 52231 0.0173 2.3 0.57 0.0290

71 0.09 6.20 6.83 1/8 40 2.77 21.34 1.96 52231 0.0173 8.1 0.57 0.1021

68 15.07 83.00 90.12 3 1/2 40 5.74 101.6 63.8 747305 0.0172 2.6 2.36 0.0568

72 14.98 81.62 90.12 3 1/2 40 5.74 101.6 63.8 743055 0.0172 6 2.28 0.1229

73 14.98 81.62 90.12 3 1/2 40 5.74 101.6 63.8 743055 0.0172 12.1 2.28 0.2479

74 0.18 8.27 9.25 1/4 40 1.73 10.29 36.6 88567 0.0173 5.4 0.05 0.0005

75 14.80 81.10 90.12 3 1/2 40 5.74 101.6 63.8 733965 0.0172 2.7 2.26 0.0540

80 14.80 81.10 90.12 3 1/2 40 5.74 101.6 63.8 733965 0.0172 4.5 2.26 0.0900

76 16.66 94.37 102.3 4 40 6.02 114.3 82.2 69132 0.0173 2.5 2.51 0.0431

77 16.66 94.37 102.3 4 40 6.02 114.3 82.2 20140 0.0175 9.3 2.51 0.1621

78 0.09 6.20 6.83 1/8 40 2.77 21.34 1.96 52231 0.0173 16.5 0.57 0.2080

79 0.09 6.20 6.83 1/8 40 2.77 21.34 1.96 52231 0.0173 16.5 0.57 0.2080

21011.1.11



Tabel 3.10 Spesifikasi perpipaan gas pada pabrik biobutanol dari ubi kayu

Aliran G

(kg/s) P1

d

optimum Din Nominal Sc.number

Tebal

(mm)

Dout

(mm)

Luas cross

sectional Re F

L

(m)

u

(m/s)

delta P

(Pa)

P2

(bar)

36 0.50 1.48 367.25 381 16 40 12.70 406.4 534.00 3.90E+05 0.017216 1.5 29.85 76.05664 1.48

37 0.50 3.50 214.56 254 10 40 9.27 273.05 508.48 1.09E-01 0.017223 2.8 13.27 99.16507 3.50

33 0.13 1.5 156.61 202.7 8 40 12.70 219.1 322.70 8.59E+04 0.017272 10.8 12.18 696.4176 1.49

32 0.13 1.5 156.61 202.7 8 40 12.70 219.1 322.70 8.59E+04 0.017272 10.8 12.18 696.4176 1.49

31 0.13 1.5 156.61 202.7 8 40 12.70 219.1 322.70 8.59E+04 0.017272 10.8 12.18 696.4176 1.49

30 0.13 1.5 156.61 202.7 8 40 12.70 219.1 322.70 8.59E+04 0.017272 10.8 12.18 696.4176 1.49

34 0.25 1.49 237.93 254 10 40 9.27 273.05 508.48 1.37E+05 0.017245 10.8 15.56 449.7904 1.48

35 0.38 1.48 308.59 333.40 14 40 11.10 355.6 872.58 1.57E+05 0.01724 10.8 13.70 175.4892 1.48

46 0.11 1.24 170.03 202.7 8 40 12.70 219.1 322.70 5.01E+08 0.0172 2.1 13.05 144.5676 1.24

47 0.11 3.00 97.90 102.3 4 40 6.02 114.3 82.19 9.92E+08 0.0172 25.3 21.18 22117.22 2.78

40 0.03 1.5 71.48 77.92 3 40 5.49 88.9 47.69 3.25E+08 0.0172 8.7 18.25 15104.93 1.35

41 0.03 1.5 71.48 77.92 3 40 5.49 88.9 47.69 3.25E+08 0.0172 1.3 18.25 2254.315 1.48

21011.1.11



Aliran G

(kg/s) P1

d

optimum Din Nominal Sc.number

Tebal

(mm)

Dout

(mm)

Luas cross

sectional Re F

L

(m)

u

(m/s)

delta P

(Pa)

P2

(bar)

42 0.03 1.5 71.48 77.92 3 40 5.49 88.9 47.69 3.25E+08 0.0172 1.2 18.25 2080.874 1.48

44 0.06 1.5 118.90 128.2 5 40 6.55 141.3 129.1 3.96E+08 0.0172 10.8 18.25 21020.89 1.29

45 0.08 1.29 153.02 154.1 6 40 7.11 168.3 186.50 4.94E+08 0.0172 3.2 15.68 3552.675 1.25

38 0.36 1.25 272.88 304.8 12 40 10.31 323.85 721.77 1.04E+05 0.017259 6 16.80 648.0364 1.24

39 0.14 3 163.85 202.7 8 40 12.70 219.1 322.70 9.81E+04 0.017263 8 7.92 74.58376 3.00

21011.1.11



3.5.2 Conveyor dan Bucket Elevator

3.5.2.1 Dasar Perancangan

Perancangan conveyor diawali dengan pemilihan jenis conveyor yang sesuai dengan karakteristik

bahan baku, yaitu tepung cassava. Umbi memiliki sudut repose sebesar 24o dengan kemiringan

conveyor maksimum yang direkomendasikan sebesar 12o. Sedangkan, tepung memiliki sudut

kemiringan maksimum sebesar 18o (Walas, 1990). Silo untuk menyimpan tepung ubi kayu

berada dalam satu area gedung dengan peralatan proses utama sehingga jarak conveyor tidak

jauh sehingga dipilih jenis conveyor conveyor yang sederhana dengan kebutuhan daya rendah,

khususnya pada aliran horizontal, yaitu belt conveyor. Selain itu, material yang ditransportasikan

pada pabrik bioetanol ini tidak abrasif ataupun viskos sehingga tidak perlu menggunakan tipe

screw.

Sudut kemiringan maksimum yang dapat digunakan pada belt conveyor adalah 5-15o lebih

rendah dari sudut repose, ditampilkan dalam bentuk kemiringan maksimum yang

direkomendasikan (tabel 5.3, Walas, 1990). Berdasarkan tabel 5.4b (Walas, 1988), jenis

conveyor yang digunakan ialah 45o troughed belt-flight conveyor.

Di pabrik ini digunakan dua macam conveyor. Selain belt conveyor, digunakan juga bucket

elevator untuk mengirimkan padatan dari belt conveyor ke tangki pencampuran yang tidak

bertutup. Tinggi tangki pencampuran 7 m sehingga dibutuhkan sebuah bucket elevator yang

dapat membawa material tepung menuju masukan tangki. Pemilihan tipe bucket elevator

dilakukan berdasarkan tabel 15.2 dari Walas (1990).


Asumsi yang digunakan dalam perancangan konveyor adalah:

1. Tidak ada material dan panas yang hilang selama di conveyor

2. Sudut kemiringan belt conveyor adalah 0o

3. Bucke t yang digunakan adalah V-bucket.

4. Bucke t elevator mempunyai sudut 66° - 90° dari horizontal

5. Alat penarik beban adalah rantai

21011.1.11



3.5.2.3 Spesifikasi Konveyor

Spesifikasi Konveyor

Jenis Konveyor 45o troughed flight conveyor

Penggerak Motor listrik

Conveyor Kapasitas

(ton/jam) Lebar (in)

Kecepatan

(ft/min)

Panjang

(ft)

Daya

(W)

CO-01 0.6 14.00 1.18 30 4.83

CO-02 0.6 14.00 1.18 30 4.83

CO-03 0.6 14.00 1.18 30 4.83

CO-04 0.6 14.00 1.18 30 4.83

CO-05 1.2 14.00 2.34 32 9.72

CO-06 2.40 14.00 9.48 32 38.89

CO-07 3.62 14.00 7.41 32 29.16

CO-08 4.83 14.00 9.48 40 39.94

Nama alat Daya (kW) Ukuran

bucket (in)

Bucket

spacing

Kecepatan

(ft/menit)

Pulley

center

distance

(m)

Pulley

diameter

(m)

BE-01 3.9 8x5 16 in 258 7.33 1

21011.1.11



21011.1.11


3.5.3 Pompa

3.5.3.1 Pemilihan Jenis Pompa

Pompa yang digunakan pada pabrik ini adalah jenis sentrifugal karena memiliki beberapa kelebihan

dibandingkan dengan pompa positive-displacement, seperti (Kristian, dkk., 2010):

a. Konstruksi sederhana, murah, dan dapat dibuat dari berbagai jenis material

b. Tidak perlu menggunakan katup

c. Dapat beroperasi pada kecepatan tinggi sampai 4000 rpm dan langsung dihubungkan dengan motor

elektrik

d. Mampu memberikan pengaliran fluida yang konstan

e. Aliran seragam (nonpulsating) dan tidak berisik saat dioperasikan

f. Biaya perawatan lebih rendah daripada jenis-jenis pompa yang lain

g. Jika terjadi disfungsi pompa seperti penyumbatan dalam jangka waktu lama, tidak terjadi

kerusakan pada pompa

h. Ukuran pompa lebih kecil daripada jenis pompa yang lain untuk kapasitas yang sama

i. Dapat menangani cairan yang mengandung suspensi padatan

3.5.3.2 Dasar Perancangan Pompa Sentrifugal

Parameter yang paling penting dalam perancangan pompa adalah beda tekan karena perancangan

pompa sangat erat hubungannya dengan sistem perpipaan, tekanan yang harus dibangkitkan pada

pompa dihitung dari beda tekan yang terjadi sepanjang pipa. Selain beda tekan, penentuan daya pompa

juga diperlukan untuk menghitung berapa keperluan energi yang diperlukan.

Selanjutnya ditentukan jenis dan kecepatan putaran pompa dilakukan dengan menghitung terlebih

dahulu total head. NPSH pompa yang merupakan kebutuhan minimum agar pompa dapat bekerja

sesuai dengan tugasnya dihitung berdasarkan persamaan yang diturunkan dari persamaan Bernoulli.


Dalam perancangan pompa ini, digunakan asumsi-asumsi sebagai berikut:

a. Aliran tunak

b. Arah aliran 1 dimensi

21011.1.11



c. Gesekan antar aliran diabaikan sehingga gesekan dianggap hanya ditimbulkan oleh aliran terhadap

dinding pipa

d. Tinggi sambungan masuk dan keluar pompa diabaikan

e. Efisiensi pompa sebesar 70%

f. Perubahan temperatur akibat perubahan tekanan dan gaya gesek dapat diabaikan

3.5.3.4 Spesifikasi Pompa

Pompa Daya (Watt) Jenis pompa

P-01 5078.23 High speed single

stage

P-02 4704.6 Single stage 3500

rpm


rpm


rpm


rpm


rpm

P-07 47.2

Multistage


rpm

3.5.4 Kompresor


Kompresor adalah peralatan mekanik yang digunakan untuk memberikan energi pada fluida gas

sehingga gas dapat mengalir dari suatu tempat ke tempat lain secara kontinyu. Penambahan energi ini

bisa terjadi karena adanya gerakan mekanik atau dengan kata lain mengubah energi mekanik (kerja) ke

dalam energi tekanan (potensial) dan energi panas yang tidak berguna.

Kompresor yang digunakan pada pabrik ini merupakan kompresor sentrifugal yang termasuk dalam

kelompok kompresor dinamik. Energi kecepatan gas dibangkitkan dengan aksi gerakan impeller yang

berputar dari energi mekanik (kerja) ke dalam energi tekanan di dalam diffuser.

Karakteristik kompresor sentrifugal secara umum adalah:

21011.1.11



- Aliran discharge seragam

- Kapasitas tersedia dari kecil sampai besar

- Tekanan discharge dipengaruhi oleh massa jenis gas

- Mampu memberikan unjuk kerja pada efisiensi yang tinggi dengan beroperasi pada rentang

tekanan dan kapasitas yang besar

Dasar perancangan kompresor sentrifugal berkaitan dengan beberapa parameter utama, yaitu:

- Head

- Efisiensi

- Kapasitas

- Daya

Untuk dapat mengetahui harga masing-masing parameter berdasarkan kondisi operasi, digunakan

berbagai rumus perhitungan dan proses pendekatan. Kompresor sentrifugal dalam proses kerjanya

dapat didekati dengan pendekatan:

1. Proses adiabatic, yaitu proses dengan menggunakan asumsi ideal dimana proses berlangsung pada

entropi konstan (tidak ada panas masuk dan keluar)

2. Proses politropik, adalah proses kerja actual yang dihasilkan oleh kompresor

Pada perhitungan parameter-parameter tersebut, pabrik ini menggunakan kondisi proses adiabatik.


Asumsi yang digunakan dalam perhitungan kompresor adalah

1. Proses adiabatik

2. Tahap minimum = 10

3. Maksimum friction loss = 3%

3.5.4.3 Spesifikasi Kompresor

Kompresor Daya (kW) Tekanan masuk (atm) Jenis Material

CS-01 85.6 1.48 Centrifuge SS304

CS-02 4.4 1.24 Centrifuge SS304

21011.1.11



3.5.5 Tangki Penyimpanan


Tangki penyimpanan silinder untuk cairan yang tidak mudah terbakar di atas maupun di dalam tanah

mengikuti standard Underwater Laboratories atau dari API (Walas, 1988). Underwater Laboratories

mencakup tangki dengan ukuran yang lebih kecil. Standard ini bisa digunakan sebagai dasar pemilihan

ukuran tangki yang sesuai dengan kubutuhan pabrik. Ukuran dan desain tangki penyimpanan sangat

bergantung pada laju alir, waktu tinggal, dan karakteristik material yang disimpan.

Ada dua tipe tangki penyimpanan, horizontal dan vertikal. Tangki penyimpanan horizontal pada

umumnya didukung oleh struktur baja atau concrete saddles pada ketinggian 6-10 ft. Tebal minimum

shell dan heads adalah 3/16 in untuk diameter tangki 48-72 in, dan ¼ in untuk diameter 73-132 in.

Sedangkan tipe vertikal umumnya didesain dengan bagian bawah dished atau conical. Bagian bawah

biasanya memiliki ketebalan ¼ in, sedangkan bagian atapnya 3/16 in. Untuk tangki bervolume kurang

dari 1000 galon, lebih efektif digunakan tangki vertikal dengan penyangga berupa lengan yang

menempel pada badan tangki. Untuk tangki bervolume 1000-10000 galon, lebih efektif digunakan

tangki horizontal dengan penyangga pada bagian dasar tangki (Walas, 1988).

Untuk meminimalisasi bahaya, tangki penyimpanan untuk bahan tidak terbakar dan bahan beracun

dapat dibenamkan dalam tanah. Tangki tersebut dilengkapi dengan kapasitas untuk menampung

21011.1.11



benaman 1,3 kali berat air yang bisa diantisipasi untuk mencegah tangki tersebut mengambang pada

hujan yang sangat deras.

Pada tekanan 5-230 psig, tangki silinder dengan curved heads dapat digunakan. Pada rentang 5-10

psig, spheroid dan konstruksi lainnya dengan permukaan curved dapat digunakan untuk ukuran yang

agak besar, biasanya mencakup refrigerasi untuk mempertahankan tekanan yang rendah. Sambungan

tipe welded memiliki efisiensi yang bervariasi dari 100% (double welded butt joints) sampai 60%

(single welded butt joints).

Gambar 3.20 Bagian-bagian tangki penyimpanan

Untuk perancangan tekanan dan temperatur, hal yang umum adalah menaikkan tekanan desain sebesar

10% dari tekanan operasi dengan nilai maksimum 25 psi lebih besar dari tekanan normal. Tekanan

perancangan pada bejana yang beroperasi pada tekanan 0-10 psig dan 600-1000oF adalah 40 psig.

Sistem vakum dirancang pada tekanan 15 psig dan vakum sepnuhnya. Antara -20 dan 650oF, 50

oF

ditambahkan untuk temperatur desain.

Gambar 3.21 Fondasi tangki penyimpanan

21011.1.11



Pada tangki penyimpanan di dalam pabrik biobutanol ini, tangki penyimpanan aseton dan butanol

menggunakan API standard dan merupakan tipe horizontal karena kapasitasnya yang melebihi 1000

gal. Material yang dipilih adalah carbon steel karena larutan tidak bersifat korosif dan lebih ekonomis.


Pada perancangan tangki penampungan, digunakan beberapa asumsi sebagai berikut:

a. Volume kerja tangki sebesar 0.85 dari volume total tangki (Walas, 1988)

b. Penyimpanan berlangsung pada kondisi lingkungan tanpa perlu pengendalian temperatur dan

tekanan

c. Ketebalannya mengikuti rumus untuk silinder tebal

d. Densitas koagulan adalah 0,83 kg/L

e. Masa penyimpanan aseton dan butanol adalah 5 hari, sedangkan koagulan adalah 120 hari.

3.5.5.3 Spesifikasi Tangki Penyimpanan

Kode VS-01 VS-02 VS-03

Temperatur (oC) 35 35 35

Diameter (ft) 5.33 24 8

Tinggi/panjang (ft) 9 24 39. 11 inch

Volume total (gal) 1500 81186 14562

Waktu tinggal 120 hari 5 hari 5 hari

Tekanan desain (psig) 14.7 14.7 14.7

Tebal (in) 0.19 0.75 0.25

Tebal tutup atas (in) 0.19 0.75 0.25

Tebal dasar (in) 0.19 0.75 0.25

Material Carbon steel Carbon steel Carbon steel

3.5.6 Silo

Silo digunakan sebagai tempat penyimpanan sementara bahan baku tepung singkong. Silo yang

dibangun berjumlah delapan buah. Pada dasarnya fungsi silo sama dengan fungsi tangki penyimpanan,

namun strukturnya agak menyempit di bawah dan dikhususkan untuk penyimpanan bahan padat.

21011.1.11




Silo yang akan direncanakan menggunakan material beton yang sekelilingnya diberi prategang

melingkar dimana prategang ini digunakan untuk mengantisipasi tegangan cincin lentur yang terjadi

pada dinding silo. Karena silo yang akan direncanakan mempunyai dimensi yang sangat besar baik

dalam arah diameternya ataupun dari arah ketinggiannya maka prategang linier juga akan digunakan

dalam perencanaan silo ini. Hal ini dimaksudkan untuk membantu prategang melingkar dalam

mengantisipasi tegangan lentur cincin yang terjadi pada dinding silo. Silo yang direncanakan

mempunyai struktur dinding cangkang tanpa adanya atap. Pemberian prategang melingkar pada

prinsipnya sama dengan pemberian prategang linier dimana prategang melingkar ataupun prategang

linier dimaksudkan untuk menetralisir tegangan tarik pada beton. Prinsip kehilangan prategang pada

prategang melingkar juga sama dengan kehilangan prategang pada prategang linier. Sehingga semua

prinsip prategang pada prategang linier dapat diterapkan pada prategang melingkar. Silo penampung

tepung singkong yang terbuat beton prategang merupakan kombinasi material yang terbaik karena

struktur ini menyatukan material-material yang berbeda sifat karakteristiknya dimana beton merupakan

material yang mampu menahan gaya tekan sedangkan baja merupakan material yang mampu menahan

gaya tarik.(Junaidi, 2009).

Dimensi silo ditentukan oleh banyaknya volume tepung dan waktu tinggal tepung singkong. Dengan

berbagai pertimbangan, waktu tinggal tepung singkong adalah 4 hari berdasarkan kemampuan tepung

untuk tidak berubah warna, rasa, dan kondisi dibandingkan kondisi awalnya (Gafar, 1991). Rasio

volume kerja dengan volume perancangan = 85%.

21011.1.11



Gambar 3.22 Silo

(Sumber: http://www.colbarn.co.uk/silos.html dan http://www.weaversilos.com/smoothwall/silohopper.html)

3.5.6.2 Spesifikasi Silo

Kode S-01 S-02 S-03 S-04 S-05 S-06 S-07 S-08

Tinggi (m) 17 17 17 17 17 17 17 17

Diameter (m) 4.3 4.3 4.3 4.3 4.3 4.3 4.3 4.3

Tebal (in) 0.2 0.2 0.2 0.2 0.2 0.2 0.2 0.2

Waktu tinggal 4 hari 4 hari 4 hari 4 hari 4 hari 4 hari 4 hari 4 hari

Volume total (L) 62800 62800 62800 62800 62800 62800 62800 62800

Tekanan desain

(psig) 14.7 14.7 14.7 14.7 14.7 14.7 14.7 14.7

Tutup atas Flat

langed

Flat

langed

Flat

langed

Flat

langed

Flat

langed

Flat

langed

Flat

langed

Flat

langed

Dasar Conical

head

Conical

head

Conical

head

Conical

head

Conical

head

Conical

head

Conical

head

Conical

head

http://www.colbarn.co.uk/silos.html

http://www.weaversilos.com/smoothwall/silohopper.html

21011.1.11



t

D

Solid outlet

flat langed dan conical bottom

21011.1.11



3.6 Sistem Utilitas

Utilitas merupakan bagian yang mempunyai peranan penting di dalam suatu pabrik untuk pengolahan

tepung cassava menjadi butanol. Bagian ini menunjang keberlangsungan proses-proses di dalam

pabrik biobutanol, selain itu bagian ini juga menunjang kebutuhan perkantoran, pemukiman, dan

pengolahan limbah milik pabrik biobutanol.

Pabrik pembuatan biobutanol dari tepung ubikayu ini memerlukan utilitas-utilitas sebagai berikut :

1. Air

Air digunakan untuk kebutuhan proses, pendingin, umpan boiler, pencuci peralatan, pemadam

kebakaran, dan kebutuhan domestik. Air untuk kebutuhan proses digunakan pada pencampuran tepung

cassava. Air pendingin digunakan untuk mendinginkan umpan yang masuk ke dalam heat exchanger

dan mempertahankan temperatur di dalam reaktor. Air kebutuhan domestic digunakan untuk WC,

wudhu, menyiram tanaman, dan lain-lain. Air yang digunakan untuk memenuhi kebutuhan-kebutuhan

di atas diambil dari sungai Way Seputih dengan anak-anak sungai Way Seputih diantaranya adalah

Way Terusan, Way Pengubuan, Way Pengadungan, dan Way Raman.

2. Listrik

Listrik yang digunakan pada pabrik biobutanol ini dipasok dari Perusahaan Listrik Negara (PLN) dan

Koperasi Listrik Pedesaan (KLP) Sinar Siwo Mego yang berada di Lampung Tengah. Listrik ini

digunakan untuk menjalankan peralatan proses, seperti pompa, kompresor, dan motor-motor pengaduk

pada fermentor dan tangki pencampuran. Listrik juga digunakan untuk instrumentasi dan keperluan

penerangan pada pabrik dan kantor.

3. Kukus

Kukus digunakan sebagai media penukar panas pada heat exchanger dan sterilisasi. Kukus dihasilkan

melalui penguapan air umpan di boiler pada sistem pembangkit kukus.

4. Udara Tekan

Udara tekan digunakan untuk keperluan unit-unit pemrosesan seperti kompresor dan lain-lain. Udara

tekan diperoleh dari udara biasa yang diberi tekanan.

21011.1.11



3.6.1 Air

Air digunakan untuk kebutuhan proses, pendingin, umpan boiler, pencuci peralatan, pemadam

kebakaran, dan kebutuhan domestik. Spesifikasi air untuk setiap kebutuhan selalu berbeda-beda. Oleh

karena itu, setiap kebutuhan air harus dipenuhi dengan cara yang berbeda pula. Kebutuhan air ini akan

dipenuhi oleh unit penyedia air yang mengatur cara pengambilan air, pengolahan air sehingga layak

digunakan, dan distribusi air ke tempat-tempat penggunaan air tersebut.

1. Air Proses

Pada proses pembuatan biobutanol ini, air digunakan untuk mengencerkan tepung cassava pada tangki

pencampuran. Air yang digunakan untuk pencampuran ini harus bersih dan steril karena proses

lanjutan dari pencampuran ini akan melibatkan bakteri sehingga kondisi air tentu akan mempengaruhi

pertumbuhan bakteri. Kebutuhan air untuk pencampuran adalah 224,267 kg/jam.

2. Air Pendingin

Air pendingin digunakan untuk medium pendingin pada heat exchanger dan koil reaktor.Penggunaan

air pendingin untuk medium pendingin heat exchanger digunakan secara parallel, seperti pada heat

exchanger 503, air pendingin yang digunakan memiliki temperatur 350C. Penggunaan air pendingin ini

mengakibatkan temperatur air naik mencapai 400C, kemudian air pendingin dengan temperatur 40

0C

ini digunakan kembali sebagai medium pendingin pada beberapa heat exchanger lain. Besarnya

kebutuhan air pendingin dapat dilihat pada Tabel 3.11.

Tabel 3.11 Kebutuhan air pendingin

No Unit Kebutuhan Air Pendingin

(kg/hari)

Air Pendingin 350C

1 Heat Exchanger 1,138,000

2 Pendingin Fermentor I 558

3 Pendingin Fermentor II 558

4 Pendingin Reaktor Likuefaksi II 29,752

Air Pendingin 60C

1 Heat Exchanger 3,500,000

Jadi total air pendingin yang digunakan adalah 4,668,868 kg/hari

21011.1.11



3. Air Umpan Boiler

Air umpan boiler digunakan untuk membangkitkan kukus di dalam boiler. Air yang akan dijadikan

umpan boiler harus mengandung garam mineral dalam jumlah seminimal mungkin. Oleh karena itu,

air ini harus diolah terlebih dahulu di dalam demineralization plant sebalum dijadikan umpan ke dalam

boiler. Total air umpan yang digunakan diasumsikan sama dengan kebutuhan kukus yang dapat dilihat

pada Tabel 3.12, yaitu sebesar 859414 kg/hari. Air umpan boiler harus memenuhi spesifikasi seperti

yang terdapat pada Tabel 3.12.

Tabel 3.12 Kriteria air umpan boiler

No Parameter Nilai

1 Tekanan max: 87,31 bar

nml: 57,89 bar

2 Temperatur 1470C

3 pH 9,5-10

4 Kadar

SiO2 max: 0,2 ppm

PO4 15-20 ppm

O2 max: 0,07 ppm

Fe max: 0,1 ppm

5 Padatan terlarut max: 0,2 ppm

6 Alkalinitas 20 ppm

4. Air Pencuci Peralatan

Air untuk pencucian peralatan ini digunakan secara periodic. Pada pabrik biobutanol ini, pencucian

peralatan dilakukan sebulan sekali. Air pencuci yang dibutuhkan adalah sebanyak 30% dari volume

peralatan kecuali pada alat distilasi, air pencuci yang dibutuhkan adalah sebanyak 50% dari volume

kolom distilasi. Sistem air pencuci menggunakan air yang disemprotkan pada tekanan tinggi. Hal ini

dilakukan agar kebutuhan air yang digunakan lebih kecil Kebutuhan air pencuci untuk peralatan

reaktor dan sistem perpipaan dapat dilihat pada Tabel 3.13.

5. Air Pemadam Kebakaran

Air pemadam kebakaran digunakan sebagai cadangan air untuk memadamkan api jika terjadi

kebakaran. Air yang digunakan untuk memadamkan api ini adalah air dengan spesifikasi yang paling

rendah, yaitu air yang hanya mengalami proses pengolahan pendahuluan. Air untuk pemadam

kebakaran dihitung berdasarkan laju alir tiap hidran sebesar 500-7000 gpm untuk area seluas 6600 m2

21011.1.11



(Crowl,1990). Luas area pabrik dan kantor diperkirakan sebesar 2912 m2. Diasumsikan laju alir hidran

sebesar 600 gpm dengan pengaliran selama 2 jam sehingga jumlah air yang dibutuhkan sebanyak 827

m3. Pada pabrik ini, air pemadam kebakaran dibuat pada awal strat up dan disimpan, namun tidak

dihitung air harian.

Tabel 3.13 Kebutuhan air pencuci peralatan reaktor dan sistem perpipaan

No Unit Kebutuhan air pencuci

(kg/bulan)

1 Tangki Pencampuran, T-01 10320

2 Reaktor Likuefaksi, R-01 11052

3 Reaktor Sakarifikasi, R-04 9405

4 Fermentor I 178920

5 Fermentor II 340320

6 Liquid-liquid extractor 46175

7 Kolom Distilasi 15232

8 Kolom Distilasi Vakum 17136

Total 628560

6. Air Domestik

Air domestik adalah air yang digunakan untuk keperluan non-proses seperti air untuk keperluan

kebersihan, menyiram tanaman, air wudhu, dan sebagainya. Diasumsikan kebutuhan air setiap pekerja

adalah 100L/hari dan jumlah pekerja di dalam pabrik adalah 106 orang, maka kebutuhan air domestik

harian total adalah 10,6 m3.

Berdasarkan uraian di atas, maka dapat diperkirakan kebutuhan air total adalah 5981.85 ton/hari

dengan rincian yang tertera pada Tabel 3.14.

Tabel 3.14 Kebutuhan air total pabrik

No Kebutuhan Jumlah (ton/hari)

1 Proses 224.3

2 Pendingin 4,668

3 Umpan boiler 859.4

4 Pencuci 20.95

Total 5792.65

21011.1.11



3.6.1.1 Sumber Air

Air untuk kebutuhan pabrik diambil dari Sungai Way Seputih karena sungai ini terletak di

dekat pabrik, selain itu kebutuhan air untuk utilitas pada pabrik biobutanol ini cukup banyak sehingga

air sungai merupakan alternatif terbaik untuk memenuhi kebutuhan tersebut.Air yang diambil dari

Sungai Way Seputih masih mengandung berbagai jenis pengotor, yaitu:

1. Padatan terlarut

Zat padat yang terlarut di dalam air sungai berupa zat-zat mineral seperti aluminium, mangan,

kasium sulfat, magnesium sulfat, sodium klorida, sodium sulfat, dan lain sebagainya.

2. Gas-gas terlarut

Gas-gas yang terlarut di dalam air sungai biasanya adalah komponen-komponen udara seperti

hidrogen, karbondioksida, oksigen, metana dan lain sebagainya.

3. Zat tersuspensi

Zat tersuspensi yang biasanya terkandung di dalam air sungai adalah lumpur, tumbuhan-tumbuhan

yang membusuk di dalam sungai, berbagai macam bahan organik dan mikroorganik dan lain

sebagainya.

Air yang digunakan untuk proses harus memiliki persyaratan tertentu, tetapi kandungan dan komposisi

air sungai belum tentu sesuai dengan syarat-syarat air yang telah ditentukan untuk menjalankan suatu

proses. Baku mutu air berdasarkan PP no.82 tahun 2001 dapat dilihat pada Tabel 3.15. Oleh karena itu,

air sungai ini harus diolah terlebih dahulu untuk mencapai nilai baku mutu di atas sebelum digunakan

pada unit-unit pemrosesan yang ada.

21011.1.11



Tabel 3.15 Baku mutu badan air berdasarkan PP no.82 tahun 2001

(http://beritalingkungan .blogspot.com)

No Parameter Satuan

Baku Mutu

Badan Air

Kelas I

Teknik Pengujian

Parameter Fisika

1 Temperatur 0C - Temperatur

2 Zat padat terlarut mg/l 1000 Gravimetri

3 Zat padat tersuspensi mg/l 50 Gravimetri

Parameter Kimia

4 pH - 6-9 pH meter

5 BOD mg/l 2 Titrimetri/winkler

6 COD mg/l 10 Refluks kalium dikromat

7 DO mg/l 6 DO meter

8 Total Fosfat mg/l 0.2 Spektrofotometri

9 NO3-N mg/l 10 Spektrofotometri (Brusin)

10 NH3-N mg/l 0.5 Spektrometri (Nesler)

11 Arsen (As) mg/l 0.05 -

12 Kobalt (Co) mg/l 0.2 AAS

13 Barium (Ba) mg/l 1 -

14 Boron (B) mg/l 1 -

15 Selenium (Se) mg/l 0.01 AAS

16 Kadmium (Cd) mg/l 0.01 AAS

17 Khrom (VI) mg/l 0.05 AAS

18 Tembaga (Cu) mg/l 0.02 AAS

19 Besi (Fe) mg/l 0.3 AAS

20 Timbal (Pb) mg/l 0.03 AAS

21 Mangan (Mn) mg/l 0.1 AAS

22 Air Raksa (Hg) mg/l 0.001 AAS

23 Seng (Zn) mg/l 0.05 AAS

24 Khlorida (Cl-) mg/l 600 Titrimetri

25 Sianida (CN) mg/l 0.02 Destilasi

26 Flourida (F) mg/l 0.5 Spektrofotometri

27 Nitrit (NO2) mg/l 0.06 Spektrofotometri (NED)

28 Sulfat (SO4) mg/l 400 Spektrofotometri

29 Khlorin Bebas (Cl2) mg/l 0.03 Titrimetri

30 Belerang sebagai H2S mg/l 0.002 Spektrofotometri

31 Minyak dan Lemak mg/l 1000 Ekstraksi/gravimetric

32 Detergen sebagai MBAS mg/l 200 Spektrofotometri

33 Fenol mg/l 1 Titrimetri

Parameter Mikrobiologi

34 Fecal Coliform Per 100 ml 100 MPN

35 Total Coliform Per 100 ml 1000 MPN

21011.1.11



3.6.1.2 Sistem Penyediaan Air

Sebelum digunakan sebagai sumber air untuk unit-unit pemrosesan pada pabrik biobutanol, air Sungai

Way Seputih harus diolah terlebih dahulu untuk memperbaiki kualitas air. Proses pengolahan air terdiri

atas dua tahap (Setiadi, 2007), yaitu :

a. Proses pendahuluan, sebagai tahap awal pengolahan air, meliputi screening, pengendapan awal,

klarifikasi, filtrasi, dan clearwell (proses disinfeksi). Sebagian air yang dihasilkan dari proses awal ini

akan digunakan untuk pencucian peralatan, air domestic, dan air pemadam kebakaran. Sebagian

lainnya akan diolah dalam proses pengolahan lanjut.

b. Proses pengolahan lanjut bertujuan mendapatkan air dengan kualitas lebih tinggi sesuai dengan

spesifikasi kebutuhan masing-masing proses, meliputi aerasi, penambahan aditif anti kerak dan korosi,

deaerasi, demineralisasi, dan ultrafiltrasi. Air yang dihasilkan dari proses ini akan digunakan untuk air

pross, air minum, umpan boiler dan air pendingin.

3.6.1.3 Pengolahan Awal Air

Proses pengolahan awal air pada pabrik biobutanol ini dilakukan di dalam WTU (Water Treatment

Unit) yang menghasilkan air olahan berupa treated water, service water dan drinking water. Treated

water adalah air olahan yang akan digunakan untuk proses pendingin atau sebagai air umpan boiler

untuk menghasilkan steam. Sedangkan service water merupakan air yang digunakan langsung dalam

proses pengolahan, baik untuk umpan reaktor ataupun sebagai pelarut. Di dalam unit juga akan

dilakukan proses pemurnian air dari padatan tersuspensi. Proses pemurnian air dari padatan tersuspensi

ini dilengkapi dengan beberapa bagian penunjang, seperti :

a. Satu unit clarifier

b. Empat buah sand filters

c. Concrete clear well tank (bak beton penampung air bersih)

Proses-proses utama yang terjadi di dalam unit pembersihan suspensi adalah proses koagulasi,

flokulasi, sedimentasi, dan filtrasi. Proses koagulasi dan flokulasi merupakan proses penggumpalan

partikel kecil yang tersuspensi di dalam air. Air yang berasal dari Sungai Way Seputih biasanya

bersifat asam. Oleh karena itu untuk menangani sifat asam digunakan NaOH sebagai adjuster,

21011.1.11



sedangkan untuk membantu proses terbentuknya koagulan digunakan bahan kimia berupa aluminium

sulfat Al2(SO3)4.

Raw water yang berasal dari Sungai Way Seputih akan diinjeksikan larutan aluminium sulfat dan

chlorine terlebih dahulu sebelum masuk ke dalam clarifier agar reaksi pembentukan flok berlangsung

dengan sempurna, selain itu ke dalam raw water juga diinjeksikan poly elektrolit untuk mengatur

koagulasi/penggumpalan partikel dan kaustik soda untuk mengatur besarnya PH yang diinginkan.

Clarifier dilengkapi dengan pengaduk agar pengendapan dapat terjadi dengan cepat. Dari clarifier

effluent, air akan mengalir menuju bak pembagi splitter tank kemudian mengalir lagi menuju sand

filter secara gravitasi. Setelah melalui gravity dan sand filter, air yang jernih kemudian mengalir ke

dalam tangki yang telah disediakan untuk menampung tangki air jernih.

3.6.1.4 Pengolahan Lanjutan Air

3.6.1.4.1 Demineralization Plant

Unit ini bertugas untuk menghilangkan kandungan garam mineral yang terkandung dalam air hasil

olahan dari unit pengolahan awal air. Produk dari unit ini adalah air bebas mineral yang disebut air

demin yang akan digunakan sebagai air umpan boiler.

Demin plant dilengkapi dengan empat unit, yaitu :

1. Activated carbon filter, berfungsi untuk mengadsorpsi zat organik, dekomposisi Cl2 menjadi

Cl- serta menghilangkan warna, rasa dan bau.

2. Cation exchanger, berfungsi untuk menghilangkan ion positif (kation).

3. Anion exchanger, berfungsi untuk menghilangkan ion negatif (anion).

4. Mixed bed, berfungsi untuk menghilangkan ion–ion yang tidak dapat dihilangkan pada dua

penukar ion sebelumnya.

Diagram alir proses unit penukar ion demineralisasi dapat dilihat pada Gambar 3.28

21011.1.11



Treated water

Air minum Air demineralisasi

Activated

carbon Filter

Cation

Exchanger

Anion

ExchangerMixed Bed

Gambar 3.23 Unit Penukar Ion Demineralisasi

Demin plant menggunakan resin sebagai penukar ion, resin yang digunakan merupakan polimer

styrene dan divynil benzene (DVB). Treated water dari clear well pertama–tama dilewatkan pada

activated carbon filter. Setelah melawati activated carbon filter, air tersebut dapat digunakan sebagai

air minum, kemudian air dilewatkan pada cation exchanger. Pada cation exchanger, ion–ion positif

yang terkandung di dalam air seperti Na+, Ca

+, Mg

2+ akan digantikan oleh ion H

+ dari resin. Air

keluaran bed ini mempunyai pH sekitar 3, karena reaksinya menghasilkan asam. Setelah itu air

dilewatkan pada anion exchanger, ion–ion negatif akan dipertukarkan dengan ion OH- dari resin.

Walaupun telah dilewatkan pada dua penukar ion, namun air diperkirakan masih mengandung ion–ion

garam. Oleh karena itu pada proses terakhir air dilewatkan pada mixed bed yang merupakan gabungan

penukar ion positif dan negatif. Reaksi pertukaran yang terjadi pada ketiga penukar ion adalah :

Kation : RH + NaCl RNa + HCl

Anion : ROH + HCl RCl + H2O

Setelah digunakan berulang kali maka penukar ion jenuh akan ion–ion garam. Penukar kation jenuh

dengan ion positif sedangkan penukar kation jenuh dengan anion. Oleh sebab itu penukar ion harus

diregenerasi. Tujuan dari regenerasi adalah untuk menghilangkan ion–ion garam yang ada pada resin.

Regenerasi penukar kation menggunakan larutan H2SO4, sedangkan regenerasi penukar anion

menggunakan larutan NaOH. Regenerasi resin membutuhkan waktu sekitar 4–5 jam. Reaksi yang

terjadi pada saat regenerasi adalah :

Kation : RNa + H2SO4 RH + Na2SO4

Anion : RCl + NaOH ROH + NaCl

21011.1.11



3.6.1.4.2 Cooling Tower Unit

Unit ini merupakan unit yang berfungsi untuk mengolah air yang digunakan untuk pendingin. Air

yang yang diproses pada unit ini disebut air pendingin sirkulasi. Air pendingin digunakan sebagai

fluida pendingin HE.

Air akan diumpankan pada bagian atas cooling tower kemudian air akan turun melember sehingga

terjadi kontak antara air dan udara yang diisap ke bagian atas cooling tower. Kontak antara air dengan

udara akan meningkatkan temperatur udara dan tentunya temperatur air akan turun sehingga ada

sebagian air yang mneguap, untuk mengatasi kekurangan air akibat penguapan maka sejumlah air

harus ditambahkan ke dalam cooling tower agar jumlah air pendingin heat exchanger tidak berkurang.

Selanjutya air akan ditampung di bagian bawah tower yang disebut basin dan siap untuk

didistribusikan kembali menuju heat exchanger.

Pada proses pengolahan air di dalam cooling tower dilakukan penambahan zat kimia seperti :

1. Corrosion inhibitor, agar air tidak menimbulkan korosi, contoh : polyphosphate.

2. Scale inhibitor, untuk mencegah pembentukan kerak pada peralatan proses.

3. Biocide, berupa Cl2 untuk mencegah pertumbuhan organisme yang merugikan, seperti lumut,

ganggang, dll.

4. pH kontrol sistem, untuk mengontrol pH air.

Pemakaian sistem ini digunakan pada beberapa unit diantaranya sebagai medium pada proses

exchanger, lube/seal oil cooler, instrument air compressor, dan sample cooler.

Menara pendingin terbagi menjadi dua yaitu natural draft dan mechanical draft. Menara pendingin

tipe natural draft menggunakan pronsip perbedaan densitas pada udara dalam menara dan udara

lingkungan untuk mengalirkan udara pending. Menara pendingin ini biasanya berukuran sangat besar,

bisa mencapai diameter 80,7 m dan ketinggian 100 m. Menara pendingin tipe mechanical draft

menggunakan kipas angin yang diletakkan baik pada bagian atas maupun bagian bawah menara untuk

mengalirkan udara pendingin. Menara pendingin tipe ini berukuran jauh lebih kecil daripada natural

draft.

21011.1.11



Menara pendingin tipe mechanical draft terbagi dua berdasarkan letak kipasnya yaitu forced draft dan

induced draft. Pada forced draft, kipasnya diletakkan pada bagian dasar, udara dipaksa masuk dari

bawah dan dikeluarkan dengan kecepatan rendah pada bagian atas. Sementara pada induced draft,

kipasnya diletakkan pada bagian atas. Tipe induced draft adalah tipe yang paling umum digunakan.

Tipe ini lebuh jauh lagi diklasifikasikan berdasarkan arah kontak air dengan udaranya menjadi

counterflow induced draft dan crossflow induced draft. Tipe counterflow induced draft jauh lebih

efisien daripada crossflow induced draft. Berbagai jenis menara pendingin dapat dilihat pada Gambar

3.29.

.

Gambar 3.24 Berbagai jenis menara pendingin (a) Atmospheric Natural Draft, (b) Hyperbolic Stack

Natural Draft (c) Counterflow Induced Draft (d) Crossflow Induced Draft

Tipe menara pendingin yang digunakan pada pabrik pembuatan biobutanol ini adalah menara

pendingin tipe counterflow induced draft . Pemilihan tipe ini berdasarkan beberapa pertimbangan,

21011.1.11



antara lain waktu pendinginan yang cepat sehingga air pendinginnya dapat disrikulasikan dengan

cepat, ukuran yang tidak terlalu besar, dan efisiensi pendinginan yang tinggi.

3.6.1.4.3 Drinking Water

Drinking water yang diperoleh dari activated carbon demin plant akan dialirkan menuju drinking

water storage tank. Klor akan dinjeksikan pada bagian inlet tangki dan bagian suction pompa. Jumlah

klor yang diinjeksikan diatur secara manual, dengan melihat analisa dari analyzer residual chlor pada

sistem drinking water. Drinking water didistribusikan ke drinking fountain, sanitary facility, safety

shower, eyewash station dan diperbagai lokasi yang memerlukan drinking water.

3.6.2 Kukus

Kukus dalam pabrik biobutanol ini digunakan sebagai media penukar panas pada reaktor likuefaksi,

sakarifikasi, fermentasi, heat exchanger, sterilisasi dan reboiler pada kolom distilasi. Kukus diproduksi

melalui penguapan air umpan boiler yang telah diberi penanganan. Air umpan boiler diberi injeksi

aditif-aditif berupa :

a. Oksigen scavenger untuk menghilangkan oksigen bebas

b. Amonia untuk menjaga pH umpan boiler

c. Fosfat untuk mencegah kerak

Kebutuhan kukus untuk setiap peralatan dapat dilihat pada Tabel 3.16.

Tabel 3.16 Kebutuhan kukus pabrik

No Unit Kebutuhan kukus (kg/hari)

1 Sterilizer medium fermentasi ST-202 59,254.041

2 Reboiler, RB-100 635,040

3 Reboiler, RB-200 165,120

Total 859,414

860,000

Kukus dalam pabrik ini dihasilkan dari unit boiler. Secara umum, jenis boiler dibedakan menjadi dua,

yaitu boiler buluh api dan boiler buluh air. Boiler buluh api merupakan boiler dengan konstruksi

sederhana dan relatif murah. Gas panas atau api dialirkan lewat buluh-buluh yang memanaskan dan

menguapkan air.

21011.1.11



Jenis ini biasanya digunakan untuk produksi uap dengan kapasitas kecil. Untuk industri berskala besar

ini boiler yang biasa digunakan adalah boiler jenis buluh air dimana air atau uap mengalir di dalam

buluh dan buluh tersebut berada di dalam tungku. Boiler jenis ini juga banyak digunakan dalam pusat

listrik tenaga uap. Kapasitas sebuah boiler buluh air dapat mencapai 3000 ton uap/jam. Di samping

kapasitas yang besar, boiler buluh air lebih cocok untuk memproduksi kukus tekanan tinggi. Jadi yang

akan digunakan pada pabrik ini adalah boiler buluh air. Boiler buluh air pada umumnya terdiri dari

komponen-komponen sebagai berikut:

- drum uap (steam drum)

- drum lumpur (mud drum)

- buluh-buluh aliran turun (downcomer)

- buluh-buluh aliran naik (riser)

Air umpan boiler masuk ke dalam drum uap (bagian bawah) kemudian turun menuju drum lumpur

lewat downcomer. Air yang relatif lebih panas naik kembali dari drum lumpur ke drum uap melalui

riser. Sirkulasi air ini dapat berlangsung hanya karena perbedaan air di downcomer dan yang di riser

atau konveksi paksa dengan bantuan pompa.

Riser dan drum lumpur menerima panas radiasi dari api atau konveksi dari gas panas. Gelembung uap

air mulai terbentuk di pangkal riser di drum lumpur, dan makin bertambah dengan kenaikan posisinya

di riser. Uap air terpisahkan di drum uap. Penguapan air menyerap panas sangat banyak, karena itu

riser diletakkan dekat dengan sumber panas api. Sedangkan superheater untuk menaikkan temperatur

uap di atas titik didih diletakkan di bagian tungku yang lebih jauh dari sumber panas. Bentuk unit

boiler dapat dilihat pada Gambar 3.30.

Gambar 3.25 Unit boiler

21011.1.11



Di samping komponen-komponen utama di atas, sebuah boiler industri juga dilengkapi dengan :

a. superheater untuk menaikkan temperatur uap keluaran drum uap (evaporator) menjadi uap panas

(superheated steam).

b. economizer untuk memanaskan air umpan sebelum masuk ke dalam boiler

c. steam reheater untuk menaikkan temperatur uap bekas dari turbin agar derajat panasnya

meningkat.

3.6.3 Listrik

Listrik digunakan untuk menggerakan berbagai macam peralatan proses seperti pompa, motor

pengaduk, konveyor, dan berbagai macam keperluan listrik lainnya seperti penggerak alat perkantoran,

alat penerangan pabrik dan perkantoran dan lain sebagainya. Kebutuhan listrik pabrik biobutanol ini

di-supply oleh dua badan usaha yaitu Perusahaan Listrik Negara (PLN) dan Koperasi Listrik Pedesaan

(KLP) Sinar Siwo Mego. Jumlah energi listrik yang dihasilkan oleh PLN dan KLP adalah sebesar

196.297.723 kWh dan 77.468.244 kWh. Antisipasi yang digunakan pabrik apabila terjadi gangguan

dalam pen-supply-an energi listrik oleh PLN dan KLP adalah dengan menggunakan turbin gas yang

dapat menghasilkan energi listrik bernilai 13,8 kV dan daya listrik sebesar 22 MW serta emergency

generator yang memiliki daya listrik sebesar 300 kW.

Beberapa alasan penggunaan turbin gas sebagai sumber listrik cadangan dalam pabrik biobutanol ini

adalah :

1. Turbin gas dapat diandalkan karena berasal dari teknologi dirgantara, walaupun demikian turbin

gas memerlukan pemeliharaan yang relatif ringan

2. Merupakan plant yang berdiri sendiri dengan peralatan pembantu sedikit dan membutuhkan sedikit

ruang

3. Cepat tanggap terhadap perubahan beban, efisiensi panas tinggi, dan dapat dikembangkan pada

pengoperasian yang ramah lingkungan.

Turbin gas adalah salah satu jenis mesin panas yang mengubah panas menjadi kerja atas dasar siklus

Brayton. Turbin gas di industri menggunakan udara sebagai fluida kerja, dan panas dimasukan dalam

21011.1.11



fluida kerja melalui pembakaran bahan bakar secara internal. Secara umum turbin gas industri terbagi

menjadi tiga komponen utama, antara lain:

1. Kompresor, untuk kompresi udara sebagai fluida kerja.

2. Ruang bakar, tempat pembakaran bahan bakar untuk meningkatkan temperatur fluida kerja.

3. Turbin, tempat ekspansi gas panas hasil pembakaran untuk menghasilkan kerja, sedangkan tahap

pendinginan dilakukan dengan membuang panas ke lingkungan (siklus terbuka).

Kompresor udara menyediakan udara sebagai fluida kerja sistem turbin gas, oksidan pembakaran

bahan bakar dan pendinginan permukaan logam turbin. Bahan bakar yang digunakan untuk proses

pembakaran adalah gas alam dan gas metana dari unit produksi biogas dari pengolahan limbah. Gas

panas dengan tekanan cukup tinggi hasil pembakaran diekspansikan dalam turbin dan entalpi fluida

diubah menjadi kerja dengan menggerakkan sudu-sudu turbin.

Berdasarkan fungsinya, turbin dapat dibagi menjadi dua, yaitu turbin penghasil gas dengan tugas

utama untuk menghasilkan gas panas dengan semburan kuat. Turbin ini menghasilkan sedikit kerja

hanya untuk menggerakkan kompresor udara. Jenis kedua adalah turbin daya. Turbin ini

mengkspansikan gas panas sejauh mungkin dan menghasilkan daya keluar poros sebanyak-banyaknya

untuk menghasilkan daya. Jenis turbin inilah yang dipakai pada pabrik ini.

Jumlah kebutuhan listrik yang dibutuhkan pabrik bergantung pada daya listrik yang digunakan oleh

masing-masing alat-alat proses dan alat-alat perkantoran serta waktu pencatuan energi listrik. Waktu

penggunaan energi listrik berbeda-beda untuk setiap peralatan proses dan perkantoran. Beberapa

peralatan proses membutuhkan waktu 24 jam untuk pencatuan energi listrik karena proses dijalankan

bersifat kontinu, seperti motoro pengaduk dan konveyor, sedangkan beberapa peralatan proses hanya

membutuhkan waktu tertentu untuk menjalankan prosesnya, misalnya pompa hanya membutuhkan

waktu tertentu untuk memompakan fluida apabila berada dalam tekanan yang rendah.

Listrik dari PLN dengan tegangan 150 kV diturunkan menjadi 20 kV di gardu induk, kemudian

diturunkan lagi menjadi 6 kV, 380 V, dan 220 V di unit utilitas. Tegangan 220 V ini kemudian

digunakan untuk mengoperasikan peralatan pabrik dan kantor dan lain-lain. Alat-alat perkantoran

21011.1.11



hanya dioperasikan selama 8 jam setiap hari, begitu juga penerangan pabrik dan perkantoran hanya

digunakan sejak pukul 18.00-06.00. Keperluan listrik pabrik secara rinci dapat dilihat pada Tabel 3.17.

Tabel 3.17 Kebutuhan listrik pabrik

No Unit Daya (kW) Waktu

(jam/hari)

Daya/hari

(kWh/hari)

Listrik Proses

1

Motor Pengaduk

R-01

R-04

RC-01a

RC-01b

RC-01c

RC-01d

RC-02a

RC-02b

RC-02c

RC-02d

12

12

19

19

19

19

154

154

154

154

24

24

24

24

24

24

24

24

24

24

1,036,800

1,036,800

1,663,200

1,663,200

1,663,200

1,663,200

3,326,400

3,326,400

3,326,400

3,326,400

2

Pompa

P-01

P-02

P-03

P-04

P-05

P-06

P-07

P-08

5.1

4.7

0.0001

15.1

2.5

0.016

0.047

6.3

24

24

24

24

24

24

24

24

438,759

406,475

8

1,302,094

213,706

1,366

4,078

548,976

3

Konveyor

CO-01

CO-02

CO-03

CO-04

CO-05

CO-06

CO-07

CO-08

BE-01

0.00483

0.00483

0.00483

0.00483

0.00972

0.003889

0.002916

0.003994

3.9

0.3

0.3

0.3

0.3

0.3

0.3

0.3

24

24

5.2

5.2

5.2

5.2

10.5

4.2

3.15

342

336.96

4

Kompressor

CS-01

CS-02

85.6

4.4

24

24

379,048

380,160

Total Listrik Proses 25,707,388

1 Penerangan 20 8 160

2 Penerangan malam 10 12 120

3 Alat-alat kantor 20 8 160

4 Instrumentasi dan

control room

50 24 1,200

5 Laboratorium 10 8 80

6 Darurat 10 24 240

Total Listrik Non-proses (kW) 1,888

Total (kW) 25,709,276

21011.1.11



3.7 Sistem Pengolahan Limbah

Setiap proses pengolahan bahan baku menjadi produk akan diikuti dengan terbentuknya produk yang

tidak bernilai jual atau limbah. Selain tidak berguna, limbah juga dapat mencemari lingkungan sekitar

pabrik. Oleh karena itu perlu diidentifikasi jenis limbah yang dihasilkan oleh suatu unit pengolahan.

Hal ini berkaitan erat dengan proses pengolahan limbah agar dapat dibuang dengan aman ke

lingkungan. Limbah-limbah yang dihasilkan pabrik biobutanol ini adalah sebagai berikut :

1. Limbah Padat

Limbah padat berupa endapan protein, lemak, maltosa, dan isomaltosa yang keluar dari unit

clarifier. Limbah ini akan dikumpulkan terlebih dahulu sampai mencapai nilai tertentu kemudian

limbah ini akan diinsinerasi.

2. Limbah Cair

Limbah cair berupa produk bawah hasil distilasi vakum yang mengandung air dalam jumlah yang

banyak dengan sedikit kandungan butanol,aseton,dan etanol. Limbah cair ini akan diolah di dalam

Water Treatment Unit (WTU) sedemikian rupa hingga mencapai bakumutu yang telah ditetapkan

agar aman dibuang ke dalam sungai.

3. Limbah Gas

Limbah gas berupa produk samping hasil fermentasi yaitu gas hidrogen dan karbondioksida. Gas-

gas hasil fermentasi ini ditampung terlebih dahulu di dalam gas holder kemudian akan dialirkan

menuju pabrik yang menggunakan hidrogen dan karbondioksida sebagai bahan baku yang terletak

di sekitar pabrik biobutanol.

3.7.1 Identifikasi Sumber Limbah

Secara umum terdapat 3 jenis limbah yang dihasilkan dari pabrik biobutanol ini, yaitu limbah padat,

cair, dan gas. Limbah padat dihasilkan pada proses koagulasi di dalam unit clarifier yang terjadi

setelah tahap fermentasi tahap kedua. Di dalam unit koagulasi ini terbentuk endapan protein, lemak,

maltosa, dan isomaltosa yang dibentuk oleh masing-masing koagulan pada unit clarifier.

Limbah cair berupa produk bawah kolom distilasi vakum yang merupakan campuran air,

aseton,butanol,etanol,asam aseton, dan asam butirat dengan kandungan air dalam jumlah yang sangat

21011.1.11



besar. Produk keluaran ini kemudian di-splitter, sebagian aliran di-recycle menuju tangki pencampuran

tepung cassava, sedangkan aliran lain ditampung di dalam vessel untuk diolah lebih lanjut sebelum

dibuang ke sungai.

Limbah gas berupa produk hasil fermentasi yang mengandung gas karbondioksida dan hidrogen. Gas

hasil fermentasi ini kemudian akan dipisahkan lebih lanjut untuk dimanfaatkan lebih lanjut oleh pabrik

yang berada di sekitar pabrik biobutanol sebagai bahan baku pabrik tersebut.

3.7.2 Pengolahan Limbah

Menurut UU No.23 Tahun 1997 tentang Pengelolaan Lingkungan Hidup, limbah kegiatan industri

yang akan dibuang ke lingkungan harus memenuhi kriteria yang telah ditetapkan atau harus sesuai

dengan baku mutu lingkungan. Baku mutu lingkungan merupakan batas atau kadar makhluk hidup,

zat, energi, atau komponen yang ada atau harus ada dan atau unsur pencemar yang ditenggang adanya

dalam sumber daya tertentu sebagai unsur lingkungan hidup.

3.7.2.1 Limbah Padat

Limbah padat yang dihasilkan oleh pabrik ini adalah endapan protein, lemak, maltosa, dan isomaltosa.

Limbah-limbah ini kemudian akan ditampung hingga mencapai nilai akumulasi tertentu, kemudian

limbah padat ini akan diinsineri dalam unit incinerator. Limbah padat ini akan dibakar secara bersama

dengan limbah padat dari hasil pengolahan limbah cair dalam WWT.

3.7.2.2 Limbah Gas

Limbah gas yang dihasilkan adalah produk fermentasi berupa hidrogen dan karbondioksida. Limbah

gas yang dihasilkan akan didistribusikan menggunakan pipa menuju pabrik-pabrik sekitar yang

membutuhkan gas tersebut sebagai bahan baku.

21011.1.11



3.7.2.3 Limbah Cair

Limbah cair yang dihasilkan dari pabrik biobutanol ini berasal dari produk bawah kolom distilasi

vakum. Limbah cair ini mengandung air, aseton, butanol, etanol, asam aseton, asam butirat dan lain-

lain. Pada dasarnya produk bawah kolom distilasi ini digunakan kembali sebagai media pencampuran

tepung cassava pada tangki pencampuran, tetapi tidak semua produk bawah ini digunakan sebagai

media pencampuran. Hal ini dilakukan untuk mencegah terjadinya penumpukan zat-zat inert seperti

etanol, butanol, aseton, asam aseton, dan asam butirat yang tentunya akan mempengaruhi produk hasil

pencampuran pada tangki pencampuran. Oleh karena itu, sebagian aliran produk bawah kolom distilasi

vakum ini di-splitter. Sebagian produk yang tidak digunakan sebagai media pencampuran inilah yang

merupakan limbah cair pabrik biobutanol.

Limbah cair ini harus diolah terlebih dahulu agar tidak menimbulkan kerusakan pada ligkungan. Untuk

mencegah hal tersebut, maka pabrik biobutanol ini memiliki unit Waste Water Treatment (WWT).

Secara umum, unit WWT terdiri atas kolom ekualisasi, reaktor anaerobik, kompresor biogas, kolom

aerasi, klarifier, thickener, belt press, dan incinerator.

a. Kolom ekualisasi

Tahap awal proses yang terjadi di dalam unit WWT adalah pengelolaan limbah cair di dalam

kolom ekualisasi. Pada kolom ini terjadi penyeragaman konsentrasi TOC (Total Organik Carbon)

dan temperatur dari tiap aliran yang masuk serta mengatur load aliran yang keluar dari kolom.

b. Reaktor Anaerobik

Aliran limbah dari kolom ekualisasi kemudian dialirkan ke dalam reaktor anaerobik. Reaktor ini

berfungsi untuk mendegradasi limbah sekaligus menghasilkan biogas. Bakteri yang terdapat dalam

reaktor anaerobik adalah bakteri anaerobik acetogenesis yang mampu memakan senyawa aromatic

dan mengubahnya menjadi asam aseton, serta bakteri anaerobik metanogenesis yang mampu

memakan asam aseton dan mengubahnya menjadi gas metana.

c. Kolom Aerasi

Pada kolom ini terjadi proses pengolahan sisa TOC dari limbah menggunakan bakteri anaerobik

denganreaksi sebagai berikut:

TOC + bakteri + O2 CO2 + H2O + bakteri baru

21011.1.11



Parameter yang dikontrol pada kolom ini adalah DO (Dissolved Oxygen) di dalam aliran.

Parameter lain yang dikontrol pada kolom ini adalah temperatur masuk limbah, yaitu 370C.

d. Klarifier

Unit ini berupa tangki penegndap yang berfungsu untuk memisahkan padatan tersuspensi dari fasa

cair, mengentalkan lumpur yang mengendap, dan mengumpulkan lumpur tersebut untuk

dikembalikan ke kolom aerasi.

e. Thickener

Kolom ini berfungsi untuk memisahkan lumpur dari larutan induk dan mengontrol jumlah populasi

bakteri di dalam aerasi. Bakteri diharapkan dalam kolom aerasi selama 15-20 hari.

f. Belt press

Belt presss digunakan untuk mengeluarkan kandungan air dalam lumpur yang berasal dari

thickener. Proses terus dilakukan hingga kandungan air mencapai 85-%-b.

g. Incinerator

Padatan yang berasal dari belt press akan dibakar di dalam incinerator. Proses pembakaran limbah

padat ini menggunakan bahan bakar flue gas yang masih mengandung CO dan H2 dengan suhu

pembakaran 8000C. Limbah padat yang dihasilkan dari pabrik ini juga disalurkan ke dalam unit

incinerator untuk dibakar secara bersama-sama dengan limbah padat yang dihasilkan dari unit belt

press. Gas buangan dari insinerator masih mengandung dabu dan pasir yang terikut sehingga tidak

boleh langsung dibuang ke udara. Oleh karena itu, aliran kemudian dilewatkan pada siklon agar

pasir dapat terpisah dari gas buangan.

3.8 Tata Letak Pabrik

3.8.1 Dasar Pertimbangan

Banyak faktor yang harus dipertimbangkan dalam memilih desain layout pabrik yang paling efisien

dan menguntungkan, di antaranya adalah sebagai berikut:

a. Pertimbangan ekonomi: konstruksi dan biaya operasi

Biaya konstruksi dapat diminimalisasi dengan membuat layout pabrik yang memungkinkan jarak

terpendek untuk jarak pipa dan sistem penghubung antar-peralatan.

b. Kebutuhan proses

21011.1.11



Misalnya diperlukan elevasi khusus untuk beberapa peralatan proses agar dapat menyediakan

kebutuhan NPSH pompa atau head pada pengoperasian reboiler termosifon.

c. Kenyamanan beroperasi

Pada waktu berkala, operator harus memeriksa secara rutin peralatan proses tertentu sehingga

unutk peralatan ini jaraknya harus lebih dekat dengan control room. Valves, titik sampel, dan

instrumentasi harus diletakkan pada ketinggian yang tepat. Ruang antarperalatan yang cukup harus

tersedia demi kemudahan akses ke peralatan.

d. Kenyamanan dalam maintanance

Heat exchanger harus diletakkan pada posisi khusus karena membutuhkan perawatan teratur tube

bundles (pembersihkan dan penggantian). Bejana atau tangki yang memerlukan pemindahan

katalis atau packing yang berkala harus diletakkan di luar bagunan. Pompa dan kompresor yang

memerlukan dismantling untuk perawatan harus diletakkan dengan penutup.

e. Faktor keselamatan

Blast walls dibutuhkan untuk isolasi peralatan-peralatan yang berbahaya, dan mengurangi efek dari

ledakan. Paling sedikit dua jalur evakuasi harus disediakan untuk operator pada tiap tingkatan

dalam bangunan.

f. Ekspansi

Peralatan proses harus diposisikan sedemikian rupa agar memudahkan ekspansi bangunan di masa

yang akan datang. Ruang harus disediakan untuk sistem perpipaan dan jika harus dilakukan

peningkatan ukuran pipa sesuai dengan kenaikan kapasitas di masa yang akan datang.

Beberapa hal penting yang perlu diperhatikan dalam pembuatan lay out pabrik menyangkut faktor

keselamatan dijelaskan lebih detail di bawah ini.

Arah mata angin

Bangunan proses utama yang berpotensi bahaya paling besar, baik ancaman tumpahan zat

berbahaya, mudah terbakar, beracun, dan mudah menguap harus diletakkan di bagian upwind

pabrik (berlawanan dengan arah angin). Begitu pula dengan unit pengolahan limbah. Sedangkan

bangunan yang diletakkan di bagian downwind pabrik (searah dengan arah angin) adalah

21011.1.11



perkantoran, laboratorium, control room, bengkel, tangki penyimpan (storage) yang menampung

bahan-bahan non B-3, kantin, mesjid, dan tempat parkir.

Penempatan alat

Beberapa peralatan proses sebaiknya digabung menjadi satu kesatuan sistem pemroses untuk

mengefisienkan sumber daya manusia, berupa tenaga kerja, di pabrik.

1. Layout by process; Tipe layout yang diasa digunakan dengan mengelompokkan tiap jenis mesin

dalam satu kelompok untuk melaksanakan jenis pekerjaan yang sejenis.

Gambar 3.26 Metode layout by process

2. Layout by product; Lauout yang merupakan suatu garis operasi yang artinya mesin disusun

berdasarkan urutan proses operasi yang diperlukan.

Gambar 3.27 Metode layout by product

3. Group layout; Merupakan penggabungan layout proses dengan layout produk dengan cara

penyelesaian suatu operasi pada suatu departemen kemudian dilanjutkan dengan proses

berikutnya.

4. Fixed layout; Digunakan untuk produksi barang-barang besar, misalnya kapal laut, sehingga

memungkinkan mesin atau peralatan yang mendatangi objek produk.

21011.1.11



Pembuatan lay-out pabrik ini menggunakan prinsip penempatan alat berdasarkan urutan tahapan

proses sehingga pengendalian terhadap sistem pengaliran bahan relatif mudah. Selain itu, kebocoran

dan gangguan pada sistem perpipaan menjadi lebih mudah dipantau. Pertimbangan lainnya ialah

panjang perpipaan akan lebih efisien sehingga meminimalisasi biaya konstruksi.

Jarak alat

OSHA menetapkan standar jarak alat proses yang meliputi jarak antar alat, jarak alat dengan

bangunan, dan jarak antara alat dengan jalan umum. Standar jarak ini ditentukan berdasarkan

karakteristik material, ukuran peralatan, dan tipe proteksi yang diperlukan terhadap proses yang

terjadi di dalam alat tersebut. Disamping itu, ukuran peralatan instalasi, pengangkutan,

pemeliharaan, dan peralatan cadangan yang diperlukan juga patut dipertimbangkan dalam

penetapan standar jarak alat.

3.8.2 Jalan

Penempatan peralatan dan konstruksi bangunan harus mempertimbangkan sarana jalan umum yang

berfungsi sebagai sarana transportasi personal, bahan baku, dan distribusi produk. Hal ini berarti

bahwa diantara bangunan yang satu dengan lainnya harus terdapat jarak yang cukup sebagai jalan

umum. Disamping itu, jalan ini juga harus memungkinkan transportasi bahan baku dari penyimpanan

ke unit proses sampai ke tangki penampung produk akhir efisien dan efektif.

3.8.3 Bangunan

Dalam pembuatan lay-out pabrik, perlu diperhatikan pula dimensi bangunan yang akan dikonstruksi.

Standar bangunan umumnya memiliki tinggi 4-7 m, sedangkan lebar bangunan disesuaikan dengan

penempatan peralatan pabrik. Luas bangunan juga ditentukan oleh jumlah pekerja yang beraktivitas di

dalam bangunan tersebut.

3.8.4 Skema Lay-out Pabrik

Berikut ini disajikan skema lay-out pabrik. Selain mempertimbangkan hal yang sudah dibahas

sebelumnya, layout pabrik juga mempertimbangkan sarana rekreasi dan community centre untuk para

pekerja. Pada bagian utara ada sungai yang dapat dimanfaatkan untuk membuang limbah cair yang

21011.1.11



telah diolah. Angin diasumsikan bertiup dari arah tenggara sehingga posisi pabrik utama berada pada

downwind.

Sungai

Proses Utama

47x44 m2

Skala 1:200 mm

Silo

35x15 m2

Cooling

Water

Pengepakan

dan Gudang

Ekspansi

Stasiun Pemadam

Kebakaran

Workshops

Laboratorium

Emergency water

KantorMesjid

Assembly

Point

aaa

Klinik

Community center

BoilerGenerat

or

Gerbang

JALAN RAYA

Tangki Produk

Pos

satpa

m

Pos

satpa

m

ARAH ANGIN

Gambar 3.28 Tata letak pabrik biobutanol dari ubi kayu

21011.1.11


47

m

S-03

T-01

P-01

ST-

01

HE-

01

R-04 HE-02

ST-

02

HE-

03

RC-01a

RC-01b

RC-02a

RC-01c

RC-01d

RC-02b

RC-02c

Skala 1 in = 0.1 m

R-01

RC-02d

CL-01

C-01

C-02

C-03

VS-02

VS-03

HE-

04

HE-05

HE

-06

M-01

Pengolahan Dry

Ice

18

19

20

21

22

25

2

4

3

5

6

7

8

9

10

13

11

14

12

15

16

17

26

27

28

29

33

32

31

30

34

35

36

40

41

42

43

44

48

49

50

51

52

53

4538

39

54

5557

59

6067

65

66

72

71

73

7475

64

63

S-07S-05

S-01 S-02

S-06

Pengolahan

Limbah

Padat

Control Room

UNIT WTU

S-08

S-04

24

CS-01

CS-02

1

23

37

46

47

HE-0780

Konsumen H2

44 m

HE-08

HE-09

62

68

VS-01

P-03

P-04

P-07

P-08

56

61

69

70

P-02

UTARA

Gambar 3.29 Tata letak peralatan proses utama

21011.1.11

Bab IV Sistem Pengendalian Proses 172


BAB IV

SISTEM PENGENDALIAN PROSES

4.1 Tujuan Sistem Pengendalian Proses

Tujuan pengoperasian pabrik secara keseluruhan adalah mengubah tepung cassava menjadi

butanol sebagai bahan bakar. Pada pengoperasian pabrik sering terjadi gangguan-gangguan

eksternal yang dapat mempengaruhi komposisi dan kualitas produk akhir, mempercepat

kerusakan alat ataupun membahayakan kondisi pabrik dan lingkungan sekitar daerah

pabrik.

Setiap peralatan proses di dalam pabrik hendaknya memiliki sistem yang dapat mengatur

dan menjaga kestabilan alat proses saat sedang beroperasi karena waktu terjadinya

gangguan-gangguan eksternal tidak dapat diprediksi. Sistem inilah yang dikenal dengan

sistem pengendalian proses.

Alat-alat pengendalian proses ini dipasang dengan berbagai tujuan, antara lain:

1. Menjaga keamanan dan keselamatan kerja

Keamanan dan keselamatan kerja merupakan aspek yang paling penting yang perlu

diperhatikan dan diterapkan dalam proses operasi pabrik. Variabel-variabel proses yang

dapat mempengaruhi keamanan pabrik misalnya adalah tekanan, temperatur, konsentrasi

bahan kimia dan lain-lain. Oleh karena itu diperlukan sistem pengendalian proses untuk

menjaga agar variabel-variabel tersebut berada pada kondisi yang stabil.

2. Memenuhi spesifikasi produk yang diinginkan

Variabel-variabel operasi alat harus dijaga stabil karena dapat mempengaruhi spesifikasi

produk yang diinginkan. Apabila tekanan dan temperatur berada dalam keadaan yang tidak

stabil maka produk yang dihasilkan akan off-spec dan memberikan kerugian pada pabrik.

21011.1.11



3. Menjaga agar operasi pabrik tetap ekonomis

Sistem pengendalian proses digunakan agar kondisi proses pabrik berlangsung dalam

keadaan yang optimum sehingga memberikan keuntungan maksimum pada pabrik

4. Menjaga peralatan proses dapat berfungsi sesuai yang diinginkan dalam desain

Peralatan-peralatan yang dioperasikan di dalam pabrik memiliki set point tertentu. Sistem

pengendalian proses ini berfungsi untuk menjaga agar peralatan proses beroperasi pada set

point yang telah ditetapkan.

5. Memenuhi persyaratan lingkungan

Sistem pengedalian proses ini juga berfungsi untuk menjaga kondisi dan komposisi limbah

yang dihasilkan pabrik agar tidak mencemari lingkungan. Sistem pengendalian proses ini

diharapkan dapat meminimalisasi kuantitas limbah agar tidak berbahaya saat dibuang ke

lingkungan.

Pabrik biobutanol ini menggunakan sistem pengendalian proses untuk menjaga kondisi

operasi alat pemroses dari gangguan eksternal sehingga alat pemroses dapat bekerja dalam

kondisi yang stabil. Pengendalian ini dilakukan di dalam sebuah control room. Pada

umumnya, variabel-variabel yang dikendalikan pada alat pemroses adalah tekanan,

temperatur, ketinggian, dan laju alir. Sistem pengendalian yang digunakan di pabrik

biobutanol ini pada umumnya menggunakan perangkat digital.

Pada pengendalian digital, komputer menerima sinyal yang ditransmisikan oleh

transducer. Transducer berfungsi merubah besaran yang diukur (temperatur, laju alir,

ketinggian, dan tekanan) menjadi sinyal yang dapat ditransmisikan. Setiap variabel yang

dikendalikan memiliki set point yang nilainya tertentu, apabila nilai yang terukur di

lapangan berbeda dengan set point maka akan dilakukan tindakan pengendalian sehingga

nilai yang terukur di lapangan mendekati set point kemudian komputer akan mengirimkan

sinyal menuju elemen pengendali akhir yang mana elemen ini akan melaksanakan perintah

dari control room dengan cara mengubah bukaan valve. Elemen pengendali akhir yang

21011.1.11



digunakan adalah pneumatic valve yang digerakkan oleh udara bertekanan. Sistem kontrol

pneumatik menggunakan angin sebagai transmitter dan penggeraknya. Angin tersebut

menggunakan tipe angin kering dengan kandungan uap air sangat rendah yang berasal dari

kompresor di unit utilitas.

Transmitter digunakan untuk mengukur besaran tekanan, ketinggian, dan laju alir

menggunakan prinsip kerja perbedaan tekanan. Salah satu jenis transmitter yang akan

dibahas adalah transmitter untuk besaran temperatur yaitu termokopel. Transmitter ini

bekerja berdasarkan prinsip efek Seebeck, yaitu arus mengalir apabila terdapat beda

temperatur pada dua jenis bahan berbeda yag disatukan kedua ujungnya kemudian

temperatur hasil pengukuran dibandingkan dengan temperatur referens, dalam hal ini

temperatur es digunakan sebagai temperatur referensi.

4.2 Dasar Perancangan Sistem Pengendalian Proses

4.2.1 Aspek Desain dari Suatu Sistem Pengendali

Ada beberapa aspek desain dari suatu sistem pengendali, aspek-aspek tersebut antara lain

adalah:

1. Klasifikasi dari variabel-variabel suatu proses kimia

Sistem pengendalian proses di dalam pabrik digunakan untuk memenuhi kebutuhan seperti

menekan pengaruh gangguan eksternal, menjamin terjadinya kestabilan suatu proses, dan

mengoptimasi kinerja suatu proses. Variabel-variabel proses yang dikontrol menggunakan

sistem pengendalian ini seperti tekanan, temperatur, laju alir, dan konsentrasi. Variabel-

variabel tersebut dapat dikategorikan menjadi dua kelompok, yaitu variabel input dan

variabel output.

a. Variabel input

Variabel ini digunakan untuk menandai efek lingkungan pada proses kimia yang dituju.

Variabel ini diklasifikasikan dalam dua kategori, yaitu:

21011.1.11



● Manipulated variabel, jika harga variabel tersebut dapat diatur dengan bebas oelh

operator atau mekanisme pengendalian

● Disturbance variabel, jika harga tidak dapat diatur oleh operator atau sistem

pengendali, tetapi merupakan gangguan.

b. Variabel output

Variabel ini digunakan untuk menandakan efek proses kimia terhadap lingkungan.

Variabel ini diklasifikasikan menjadi dua kelompok, yaitu:

● Measured output variabel, jika variabel dapat diketahui dengan pengukuran langsung

● Unmeasured output variabel, jika variabel tidak dapat diketahui dengan pengukuran

langsung.

2. Desain elemen pengendalian proses

Dalam mendesain elemen system kontrol, ada beberapa hal yang perlu diperhatikan, yaitu

mengenai pendefinisian tujuan pengendalian, pengukuran nilai suatu variabel proses,

pemilihan manipulated variabel, dan pemilihan konfigurasi pengendalian. Kontrol objektif

adalah suatu elemen atau objek dalam suatu konfigurasi kontrol yang ingin dikendalikan.

Kontrol objektif harus didefinisikan secara kualitatif, dikuantifikasi, biasanya dalam bentuk

variabel output.

Pengukuran variabel dapat dilakukan dengan memonitor jalannya suatu proses kimia

dengan melakukan pengukuran terhadap variabel proses tertentu seperti tekanan,

temperatur,konsentrasi, laju alir, dan lain-lain. Manipulated variabel dipilih dengan

menentukan terlebih dahulu variabel-variabel input yang dapat diatur secara bebas.

Langkah selanjutnya yang dilakukan setelah Kontrol objektif dan manipulated variabel

ditentukan adalah mendefinisikan suatu konfigurasi kontrol. Konfigurasi kontrol dapat

didefinisikan dan dipilih dengan memahami berbagai tipe konfigurasi kontrol yang ada.

21011.1.11



4.2.1.1 Pendefinisian Tujuan Pengendalian

Pendefinisian tujuan pengendalian harus berdasarkan pada prinsip awal penggunaan sistem

pengendalian proses pada pabrik. Pada dasarnya, penggunaan sistem pengendalian proses

di dalam pabrik bertujuan untuk memastikan kinerja suatu proses kimia, memastikan

kestabilan suatu proses kimia, dan menekan gangguan eksternal.

Pada awal perancangan, sasaran pengendalian didefinisikan secara kualitatif. Selanjutnya

tujuan ini dikuantifikasi dalam bentuk variabel output. Sebagai contoh untuk sistem

fermentor pada pabrik ini menggunakan reaktor tangki berpengaduk. Salah satu tujuan

pemakaian controller secara kualitatif adalah untuk mengendalikan temperatur operasi

fermentasi agar tetap berada pada temperatur 350C, sedangkan tujuan pengendalian secara

kuantitatif adalah agar temperatur operasi fermentor tidak mengalami kenaikan ataupun

penurunan lebih dari 5% dari set point-nya.

4.2.1.2 Pengukuran Nilai Suatu Variabel Proses

Beberapa pengukuran variabel harus dilakukan agar kinerja operasi pabrik dapat dimonitor.

Terdapat beberapa jenis pengukuran variabel yang dapat diterapkan untuk pengendalian

proses.

1. Primary Measurement

Variabel ini merupakan variabel utama yang perlu diukur dalam sistem operasi suatu alat

proses, sebaiknya variabel ini dapat diukur secara langsung oleh sistem pengendalian

proses. Sebagai contoh, pada sistem fermentor, variabel utama yang perlu diukur langsung

adalah temperatur operasi fermentasi. Besarnya temperatur yang diukur hendaknya sama

dengan temperatur set point. Untuk itu, pertama-tama harus dilakukan pemasangan alat

pengukur untuk dapat mengamati temperatur cairan di dalam fermentor secara langsung,

yaitu dengan menggunakan termokopel.

21011.1.11



2. Secondary Measurement

Pengukuran variabel ini dilakukan apabila variabel utama yang ingin diketahui nilainya

tidak dapat diukur secara langsung. Oleh karena itu, dilakukan pengukuran terhadap

variabel terukur lain yang tergolong measure variabel dan dapat dikorelasikan melalui

suatu hubungan matematis tertentu dengan unmeasured output yang ingin dikendalikan.

3. Pengukuran external disturbance

Pengukuran disturbance sebelum variabel tersebut masuk ke dalam proses dapat sangat

menguntungkan karena hasil pengukuran tersebut dapat memberikan informasi mengenai

kelakuan proses yang akan terjadi. Informasi tersebut dapat digunakan untuk menentukan

aksi pengendalian yang harus diambil apabila menggunakan sistem pengendalian

feedforward. Berbeda dengan sistem pengendalian feedback dimana aksi pengendalian

dilakukan setelah terjadi disturbance.

4.2.1.3 Pemilihan Manipulated Variabel

Dalam proses kimia umumnya terdapat beberapa variabel input yang dapat diatur dengan

bebas. Untuk memilih variabel yang akan dimanipulasi harus dipertimbangkan efek dari

tindakan yang diambil terhadap kualitas pengendalian. Sebagai contoh pada kolom

distilasi, variabel yang akan dikontrol adalah komposisi produk atas maupun produk bawah

kolom. Oleh karena itu, beberapa variabel yang dapat dimanipulasi untuk memperoleh

komposisi produk yang diinginkan adalah laju alir umpan, refluks ratio, temperatur dan

tekanan kolom distilasi. Faktor yang juga penting adalah respon yang cepat untuk

mempengaruhi variabel kontrol.

4.2.1.4 Pemilihan Konfigurasi Pengendalian

Konfigurasi pengendalian merupakan suatu bentuk informasi yang digunakan untuk

menghubungkan variabel pengukuran terhadap variabel yang akan dimanipulasi. Sebagai

21011.1.11



contoh, pengendalian temperatur di dalam fermentor, kolom distilasi, dan kolom ekstraksi

memiliki beberapa alternatif konfigurasi sistem pengendalian.

Perbedaan-perbedaan yang dapat diamati pada sistem pengendalian temperatur disebabkan

oleh:

- Perbedaan variabel yang diukur, tetapi hasil pengukuran digunakan untuk

memanipulasi variabel yang sama

- Variabel yang diukur sama, tetapi hasil pengukuran tersebut digunakan untuk

memanipulasi variabel yang berbeda.

Tipe-tipe konfigurasi kontrol adalah sebagai berikut :

a. Konfigurasi kontrol secara feedback

Sistem pengontrolan feedback ini pada dasarnya membiarkan sistem mengalami gangguan

terlebih dahulu sebelum dilakukan pengendalian. Penggunaan konfigurasi kontrol ini

dilakukan dengan mengukur secara langsung controlled variabel untuk mengatur nilai

manipulated variabel. Berikut ini adalah skema konfigurasi kontrol secara feedback

Gambar 4.1 Skema konfigurasi kontrol feedback

b. Konfigurasi kontrol secara inferensial

Konfigurasi kontrol ini tidak dapat mengukur controlled variabel secara langsung, tujuan

dari pengendalian ini adalah untuk memastikan unmeasured controlled variabels berada

pada nilai yang diinginkan. Pengukuran unmeasured controlled variabels dilakukan secara

21011.1.11



matematis berdasarkan measured output. Estimasi yang dihasilkan digunakan oleh

pengendali untuk mengatur nilai dari manipulated variabels. Berikut ini adalah skema dari

konfigurasi pengendalian secara inferensial.

Gambar 4.2 Skema konfigurasi kontrol inferensial

c. Konfigurasi kontrol secara feedforward

Prinsip konfigurasi kontrol ini adalah pengukuran langsung terhadap gangguan untuk

mengendalikan nilai dari manipulated variabel. Tujuan dari pengendalian ini adalah untuk

mempertahankan nilai dari kontrolled output variabels pada nilai yang telah ditentukan.

Berikut ini adalah skema dari konfigurasi pengendalian secara feedforward.

Gambar 4.3 Skema konfigurasi kontrol feedforward

21011.1.11



Beberapa alat pengendali yang umum digunakan dalam suatu sistem pengendali adalah

sebagai berikut:

1. Flow controller (FC), yaitu alat pengendali laju alir. Laju alir dikendalikan

menggunakan katup (kontrol valve)

2. Temperatur Controller (TC), yaitu alat pengendali temperatur. Temperatur aliran

keluaran dari fermentor ataupun heat exchanger misalnya dapat dikendalikan dengan

mengatur laju alir aliran pendingin/pemanas.

3. Pressure Controller (PC), yaitu alat pengendali tekanan. Biasanya digunakan untuk

sistem gas atau steam. Tekanan dikendalikan dengan mengatur laju alir keluaran dari

sistem.

4. Antifoam controller (FoC), yaitu alat pengendali kandungan busa di dalam fermentor.

Pengendali akhir adalah kontrol valve yang mengatur keluaran cairan antifoam.

5. Level Controller (LC), yaitu alat pengendali ketinggian cairan dalam tangki atau

fermentor. Ketinggian cairan dikendalikan dengan mengatur laju alir keluaran dari

tangki atau fermentor.

Sensor yang digunakan di dalam sistem pengendalian pabrik, yaitu:

1. Untuk mengukur laju aliran (flow) : orificemeter

Pemilihan alat ini disebabkan alat ini merupakan alat sensor flow yang terpendek.

Selain itu alat ini juga sudah umum digunakan.

2. Untuk mengukur tekanan: pressure gauge-transducer.

Pemilihan alat berdasarkan kemampuan alat bekerja pada tekanan tinggi.

3. Untuk mengukur temperatur: thermocouple

Pemilihan alat didasarkan pada kemampuan ukur pada temperatur tinggi.

4.2.2 Perangkat Keras Sistem Pengendali

Dalam setiap konfigurasi sistem pengendalian, ada beberapa perbedaan elemen perangkat

keras. Perbedaan tersebut antara lain adalah sebagai berikut :

1. Peralatan proses

21011.1.11



Peralatan proses adalah alat yang digunakan untuk menjalankan proses kimia. Pengukuran

varibel-variabel yang akan dikendalikan biasanya dilakukan pada peralatan proses.

2. Instrumen atau sensor pengukuran

Instrumen-instrumen digunakan untuk mengukur gangguan, controlled output variabel,

atau secondary output variabels. Selain itu, instrument ini juga merupakan informasi utama

mengenai suatu hal yang tengah terjadi selama proses berlangsung. Sebagai contoh,

termokopel digunakan untuk mengukur temperatur, kromatografi gas digunakan untuk

mengukur komposisi aliran, dan venture meter digunakan untuk mengukur laju alir.

Termokopel lebih bagus digunakan untuk mengukur temperatur jika dibandingkan dengan

termometer, hal ini karena hasil pengukuran termometer tidak dapat ditransmisikan secara

langsung, sedangkan hasil pengukuran termokopel dapat dapat ditransmisikan

menggunakan sinyal-sinyal elektrik. Transmisi ini merupakan faktor krusial dalam

memilih peralatan pengukuran. Secara singkat dapat dikatakan bahwa pengukuran yang

baik sangat mempengaruhi kualitas dari suatu pengendalian. Selain itu, peralatan

pengukuran juga harus cocok digunakan dalam lingkungan industri.

3. Transduser

Transduser digunakan apabila variabel pengukuran tidak dapat dikonversi atau

dikuantifikasi secara fisik sehingga tidak dapat ditransmisikan.

4. Transmission lines

Alat ini digunakan untuk mengukur dan mengirim sinyal-sinyal elektrik dari alat ukur

menuju alat pengendali.

5. Alat pengendali

Alat pengendali merupakan alat yang digunakan untuk mengendalikan variabel yang telah

terukur oleh alat pengukur pada peralatan proses. Saat ini, dengan makin meningkatnya

penggunaan computer digital sebagai alat pengendali, alat-alat pengendali yang memiliki

tingkat intelijensia tinggi makin banyak dijumpai dan dapat melakukan berbagai prosedur

pengendalian yang rumit sekalipun.

21011.1.11



6. Elemen pengendali akhir

Elemen ini merupakan elemen yang mengimplementasikan keputusan yang diambil oleh

suatu alat pengendali. Sebagai contoh, jika suatu alat ukut memutuskan untuk

meningkatkan (atau menurunkan) laju alir outlet agat tinggi cairan di dalam tangki

tetap.berada pada nilai yang diinginkan, valve (pada aliran efluen) akan

mengimplementasikan keputusan ini, yaitu dengan membuka (atau menutup) sesuai

dengan yang diperintahkan.

Kontrol valve merupakan elemen pengendali akhir yang palin sering digunakan. Akan

tetapi, kontrol valve bukan satu-satunya elemen pengendali akhir. Beberapa contoh lain

dari elemen pengendali akhir suatu proses kimia diantaranya adalah relay switches (untuk

on-off kontrol), variabel-speed pumps, dan variabel-speed compressors.

7. Recording Elements

Alat ini digunakan untuk merekam variabel. Variabel yang direkam biasanya adalah

variabel yang diukur secara langsung sebagai bagian dari sistem pengendalian. Berbagai

macam jenis recorder (temperatur, tekanan, laju alir, komposisi, dan lain-lain) dapat

dijumpai di control room suatu pabrik kimia, yang secara kontinu memonitor kelakuan

proses. Dengan adanya perkembangan teknologi, saat ini telah dikenal video display units

(VDUs) sebagai recording elements.

4.2.3 Penggunaan Komputer Digital dalam Pengendalian Proses

Pabrik biobutanol ini menggunakan sistem komputer digital dalam mengendalikan

peralatan proses di dalam pabrik. Penggunaan komputer digital ini diharapkan dapat

memberikan sistem pengendalian yang lebih baik dan dapat menurunkan biaya operasi.

Komputer digital yang diaplikasikan pada industri-industri kimia sangat beragam. Berikut

ini adalah penjelasan mengenai beragam karakteristik aplikasi dari penggunaan computer

digital

21011.1.11



1. Supervisory Computer Control

Sistem pengendalian proses menggunakan computer digital dimaksudkan agar diperoleh

kebijakan operasi yang paling tepat dan paling ekonomis di suatu pabrik. Penggunaan

sistem Supervisory Computer Control dimaksudkan agar diperoleh keadaan yang

memberikan keadaan dan kebijakan yang paling tepat.

Struktur dari Supervisory Computer Control dapat dilihat pada gambar di bawah ini.

Gambar 4.4 Struktur supervisory computer kontrol

2. Scheduling Computer Control

Komputer dapat digunakan untuk membuat jadwal operasi pabrik. Sebagai contoh, ketika

kondisi pasar berubah, dibutuhkan suatu penanganan dengan mengubah jadwal operasi,

misalnya dengan memotong jumlah produksi untuk menghindari overstocking,

meningkatkan produksi untuk memenuhi permintaan, mengubah jalur produksi, dan lain-

lain. Keputusan-keputusan ini dapat dibuat menggunakan computer digital sehingga pabrik

selalu menjalankan prosesnya secara ekonomis.

21011.1.11



3. Direct Digital Kontrol (DDC)

Sistem komputer digital ini bekerja dengan menerima pengukuran dari proses secara

langsung, dan berdasarkan prosedur pengendalian, sistem komputer ini akan melakukan

kalkulasi terhadap manipulated variabel. Keputusan yang dihasilkan diimplementasikan ke

dalam proses secara langsung oleh computer melalui final kontrol elements (valve, pompa,

kompresor, switches, dan lain-lain). Berikut ini adalah gambar skema DDC.

Gambar 4.5 Struktur Direct Digital Control

4.3 Instrumentasi Pengendalian Proses

Beberapa alat pemroses di dalam pabrik ini menggunakan sistem pengendali. Sistem

pengendali ini digunakan untuk mengendalikan variabel agar sesuai dengan yang telah

ditetapkan sebelumnya. Variabel-variabel yang dikontrol misalnya adalah temperatur,

komposisi aliran, ketinggian, pH dan sebagainya. alat-alat pemroses di dalam pabrik yang

menggunakan sistem pengendalian adalah sebagai berikut:

21011.1.11



4.3.1 Tangki pencampuran

Tangki ini digunakan untuk mencampurkan air dengan tepung cassava sebelum masuk ke

dalam unit likuefaksi. Pengadukan di dalam tangki ini berlangsung selama 30 menit. Di

tangki pencampuran ini, alat pengendali yang digunakan adalah alat pengendali ketinggian

cairan. Pengendalian ketinggian ini bertujuan mencegah flooding pada tangki dan kavitasi

pada pompa. Level indicator (LI) digunakan sebagai alat ukur ketinggian campuran di

dalam tangki. Volume tangki pencampuran yang digunakan untuk proses pencampuran

adalah 75% dari volume total tangki. Apabila ketinggian campuran telah mencapai nilai

yang telah ditetapkan maka sinyal-sinyal elektrik akan dikirim ke level controller (LC),

kemudian LC akan menutup valve agar tidak ada lagi air yang dialirkan ke dalam tangki.

Sistem pengendalian pada tangki pencampuran dapat dilihat pada Gambar 4.6.

2

T-01BE-01

LI

LC

V-199

S-161

Gambar 4.6 Skema pengendalian proses di tangki pencampuran

4.3.2 Reaktor Likuefaksi

Pabrik ini menggunakan 3 buah reaktor untuk proses likuefaksi. Reaksi likuefaksi pertama

adalah reaktor tangki berpengaduk, sedangkan reaktor kedua dan ketiga untuk proses

likuefaksi adalah reaktor pipa. Reaksi likuefaksi adalah reaksi yang mengubah pati

menjadi dekstrin dengan bantuan enzim alfa amylase. Pada reaktor likuefaksi pertama

diletakkan enzim alfa amylase untuk menunjang reaksi likuefaksi. Di dalam reaktor yang

pertama ini terjadi pencampuran umpan dengan larutan HCl untuk mempertahankan pH

campuran agar selalu berada dalam kondisi yang tetap yaitu sebesar 6. Reaktor pertama

beroperasi pada tenperatur 850C dan tekanan 1 atm selama 2 jam. Oleh karena itu, variabel

21011.1.11



yang perlu dikendalikan pada reaktor yang pertama adalah pH dan temperatur. Pada proses

likuefaksi ini diasumsikan bahwa pH campuran tidak akan berubah setelah melewati

reaktor yang pertama.

Reaktor likuefaksi yang kedua digunakan untuk memaksimalkan pencampuran antara

umpan dengan enzim alfa amylase. Proses pencampuran di dalam reaktor yang kedua ini

hanya berlangsung selama 5 menit pada temperatur 1050C dan tekanan 9.1 atm. Oleh

karena itu, pada reaktor yang kedua ini digunakan alat pengendali temperatur dan pH.

Reaktor likuefaksi yang ketiga merupakan reaktor inti tempat terjadinya konversi pati

menjadi dekstrin. Reaksi likuefaksi di dalam reaktor ini berlangsung pada temperatur 950C

dan tekanan 1 atm selama 2 jam. Oleh karena itu, pada reaktor yang ketiga ini digunakan

alat pengendali temperatur dan pH.

Termokopel digunakan sebagai pengendali temperatur di dalam reaktor. Hasil pengukuran

dikonversi menjadi sinyal-sinyal pneumatic dan disampaikan ke temperatur controller

(TC). TC kemudian akan mengendalikan laju alir air pendingin ataupun steam dengan

mengatur bukaan valve.

Sementara itu, pH campuran di dalam reaktor yang pertama dipantau dengan sensor pH

elektronik. Apabila pH campuran berada diluar nilai yang telah ditetapkan, maka alarm

akan berbunyi secara otomatis dan pH controller akan mengatur bukaan valve aliran HCl.

21011.1.11



Skema pengendalian proses pada reaktor likuefaksi satu, dua, dan tiga dapat dilihat pada

gambar di bawah ini

7

R-01

6

pHc

pHI

V-204

PIC V-208

V-202

TI

PI

TIC

Kukus

Aliran asam

Gas buang

(a)

V-209

TIpHIpHc

R-02

TIC

Aliran asam

Ku

ku

s

(b)

V-209

TIpHIpHc

R-03

TIC

Aliran asam

Ku

ku

s

(c)

Gambar 4.7 Skema pengendalian proses reaktor likuefaksi tahap pertama (a) sistem

likuefaksi tahap kedua (b) sistem likuefaksi tahap ketiga (c)

21011.1.11



4.3.3 Reaktor Sakarifikasi

Reaksi sakarifikasi adalah reaksi yang mengubah dekstrin menjadi glukosa dengan bantuan

enzim glukoamilase. Reaksi ini berlangsung di dalam reaktor tangki berpengaduk pada

temperatur 600C dan tekanan 1 atm selama 2 jam. Reaksi ini juga harus berlangsung pada

kondisi pH yang tetap yaitu dengan pH 4,5. Oleh karena itu, variabel yang perlu

dikendalikan pada reaktor ini adalah temperatur dan pH. Tekanan juga dikendalikan

dengan kontrol valve (pembuangan gas) agar tekanannya tidak berlebih.

Pengendali temperatur pada reaktor sakarifikasi termokopel yang dapat mentransmisikan

hasil pengukuran menjadi sinyal-sinyal pneumatic dan diteruskan ke temperatur controller

(TC). Sama seperti reaktor likuefaksi, TC kemudian akan melakukan pengendalian laju alir

air pendingin dengan membuka atau menutup valve. pH campuran di dalam reaktor juga

dikontrol menggunakan sensor elektronik. Jika pH berada di luar nilai yang telah

ditetapkan, maka alaram akan berbunyi. Controller akan melakukan tindakan pengendalian

dengan mengubah laju alir HCl dengan cara membuka atau menutup valve. Skema

pengendalian proses pada reaktor sakarifikasi dapat dilihat pada Gambar 4.8.

9

R-04

10

pHc

pHI

V-213

PICV-215

Ga

s b

ua

ng

Unit pemisahan dan membran

TI

TICV-168

PI

Aliran asam

Gambar 4.8 Skema pengendalian proses reaktor sakarifikasi

21011.1.11



4.3.4 Fermentor Utama

Reaksi fermentasi bersifat eksoterm yang dapat mengakibatkan naiknya temperatur saat

proses fermentasi berlangsung, tetapi temperatur proses fermentasi ini harus dipertahankan

berada dalam kondisi yang tetap, yaitu sebesar 350C agar fermentasi dapat berlangsung

secara optimal. Pengendalian temperatur dilakukan menggunakan temperatur controller

(TC). TC kemudian akan melakukan pengendalian laju alir air pendingin dengan membuka

atau menutup valve.

Proses fermentasi ini dapat menyebabkan penurunan nilai pH karena terjadi pembentukan

asam-asama organik, oleh karena itu pH di dalam fermentor harus dikendalikan agar selalu

berada dalam kondisi yang tetap. Pengontrolan terhadap pH ini dilakukan dengan sensor

pH elektronik. Apabila pH campuran berada diluar nilai yang telah ditetapkan, maka alarm

akan berbunyi secara otomatis dan pH controller akan mengatur bukaan valve aliran

NaOH.

Konsentrasi substrat di dalam reaktor diukur menggunakan concentration indicator (CI).

Hal ini dilakukan untuk mencegah terjadinya inhibisi substrat yang dapat menurunkan

aktivitas metabolisme mikroba di dalam fermentor. Sinyal-sinyal elektrik kemudian akan

dikirimkan menuju concentration controller (CC) yang kemudian akan memerintahkan

kontrol valve untuk membuka atau menutup aliran.

Tekanan di dalam fermentor juga harus dikendalikan agar selalu berada dalam keadaan

yang konstan yaitu sebesar 1 atm. Apabila nilai tekanan fermentor berada di luar tekanan

yang telah ditetapkan, maka Pressure Indicator (PI) akan mengirimkan sinyal-sinyal

elektrik menuju Pressure Controller (PC), kemudain PC akan mengatur tekanan dengan

membuka atau menutup valve.

Proses fermentasi juga dapat menyebabkan timbulnya busa pada campuran. Keberadaan

busa yang terlalu banyak tentu akan mengganggu proses fermentasi. Oleh karena itu, busa

yang timbul akibat proses fermentasi ini dipantau menggunakan sensor yang diletakkan di

21011.1.11



permukaan cairan. Sensor ini bekerja dengan memantau ketinggian busa yang terbentuk

selama proses fermentasi. Pengendalian busa ini dilakukan dengan mengirimkan sinyal ke

valve yang selanjutnya mengatur aliran zat antibusa (antifoam) ke dalam fermentor.

Berikut ini adalah skema pengendalian proses untuk fermentor.

RC-01d

21

pHc

pHI

V-257

LILC

PC V-252

Gas

buang

PI

TI

V-254

30

V-253

FoIFocV-180

Aliran asam

An

tifo

am

TC

Gambar 4.9 Sistem pengendalian proses pada fermentor

4.3.5 Distilasi

Distilasi yang dilakukan pada proses pembuatan biobutanol ini adalah distilasi bertahap.

Tahap pertama distilasi dilakukan untuk memisahkan solvent 2-etil-1-heksanol dari

butanol, sedangkan distilasi kedua dilakukan untuk memisahkan aseton sebagai produk

atas dari air dan campuran-campuran lain. Kemurnian butanol yang diharapkan dari proses

distilasi ini adalah sebesar 99,5%.

21011.1.11



Variabel proses yang perlu dikendalikan pada kolom distilasi adalah konsentrasi produk,

ketinggian cairan di dalam kolom, dan temperatur kolom. Pengendalian terhadap

ketinggian cairan dilakukan dengan level indicator yang memonitor ketinggian liquid di

dalam kolom. Variabel yang dimanipulasi pada saat pengendalian ketinggian liquid ini

adalah laju alir massa aliran produk bawah. Jika ketinggian liquid melebihi set point, maka

bukaan kerangan valve akan diperbesar untuk mencapai ketinggian set point.

Pengendalian terhadap temperatur kolom dilakukan karena akan mempengaruhi komposisi

produk keluaran kolom distilasi. Apabila temepratur kolom tidak sesuai dengan set point

maka sistem pengendali akan mengatur laju alir uap dengan cara mengatur laju alir steam

keluaran boiler.

Pengendali laju alir produk atas juga perlu dilakukan dengan tujuan untuk memperoleh

komposisi produk atas yang tepat yaitu dengan cara mengatur laju alir produk atas yang

sekaligus juga mengatur refluks rasio dari kolom distilasi. Pengendalian dilakukan dengan

memasang valve, valve akan membuka jika refluks rasio turun dan akan menutup jika

refluks ratio naik. Skema pengendalian proses pada kolom distilasi dapat dilihat pada

Gambar 4.10.

61C-02

CD-01

E-262

32

33

62

TI

TIC

V-183

AC-01

PI

PC

V-187

LI

V-188

LC

Gambar 4.10 Skema pengendalian proses kolom distilasi

21011.1.11



4.3.6 Alat Penukar Panas

Pada proses pembuatan biobutanol ini digunakan sejumlah alat penukar panas sebelum

memasuki beberapa unit proses, seperti sebelum memasuki unit likuefaksi dan sakarifikasi,

campuran harus melewati heat exchanger terlebih dahulu, selain itu alat penukar panas

juga digunakan pada reaktor likuefaksi, sakarifikasi juga pada fermentor. Alat penukar

panas yang digunakan pada reaktor likuefaksi, sakarifikasi, dan fermentor berupa jaket

yang menyelimuti reaktor dan fermentor yang dapat dialiri air pendingin maupun steam.

Alat pengendalian yang perlu dipasang pada alat penukar panas adalah alat pengendalian

temperatur agar proses pertukaran panas dapat berlangsung pada temperatur yang telah

ditetapkan sebelumnya, Pengendalian temperatur dilakukan pada temperatur air pendingin

maupun temperatur steam pemanas. Dengan adanya alat pengontrol temperatur ini,

diharapkan pertukaran panas dapat berlangsung dalam keadaan steady state dan efektif.

Instrumen yang digunakan untuk mengontrol temperatur alat penukar panas adalah

termokopel. Jika besarnya temperatur aliran keluaran penukar panas berada diluar nilai

yang telah ditetapkan, maka sinyal akan dikirimkan ke pengendali temperatur sehingga

pengendali temperatur akan mengatur temperatur aliran keluaran dengan mengatur aliran

bukaan valve steam pemanas ataupun aliran bukaan valve cairan pendingin. Skema

pengendalian proses pada alat penukar panas dapat dilihat pada gambar di bawah ini.

HE-01

V-203TI

TIC

Air pendingin

Gambar 4.11 Skema pengendalian proses penukar panas

21011.1.11



4.3.7 Kompresor

Pengendalian yang diperlukan pada kompresor adalah pengendalian tekanan gas keluar

kompresor dan pengendalian volum aktual dari gas masuk kompresor. Tekanan outlet

kompresor dikendalikan dengan mengubah laju putaran roda penggerak piston sebagai

akibat dari adanya disturbance pada tekanan gas masuk kompresor. Sistem pengendalian

pada kompresor dapat dilihat pada Gambar 3.13

CS-01

PC

PI

V-200

Gambar 4.12 Skema sistem pengendalian pada kompresor

4.3.8 Pompa

Pengendalian yang dilakukan pada pompa adalah pengendalian tekanan. Pengendalian

yang dilakukan adalah dengan menempatkan flow controller yang dihubungkan dengan

valve. Flow controller ini akan mengatur bukaan valve. Sistem pengendalian pada pompa

dapat dilihat pada Gambar 3.14

54 P-02

V-266

PCPI

Gambar 4.13 Skema pengendalian proses pompa

21011.1.11



4.3.1.9 Membran

Membran digunakan untuk memisahkan gas hasil fermentasi berupa hidrogen dan

karbondioksida. Untuk pemisahan gas, faktor tekanan merupakan faktor yang paling

berpengaruh pada permeabilitas gas. Tekanan diatur dengan menggunakan kontrol valve

pada laju alir masukan gas.

PC

M-01

H2

Pengolahan Dry

Ice

PI

V-172

Gambar 4.14 Skema pengendalian proses membran

4.3.1.10 Liquid-liquid Extractor (LLE)

Liquid-liquid extractor digunakan untuk mengontakkan produk fermentasi

(aseton,butanol,etanol) dengan solvent 2-ethyl-1-heksanol. Produk atas keluaran LLE

adalah campuran butanol dan 2-ethyl-1-heksanol, sedangkan produk bawah kolom LLE

adalah campuran aseton,butanol,etanol, dan ethyl-heksanol yang akan dialirkan ke kolom

distilasi untuk proses pemisahan lebih lanjut yang menghasilkan aseton dan air.

Pengendalian yang dilakukan pada kolom LLE adalah pengendalian terhadap konsentrasi

keluaran produk. Skema pengendalian proses pada liqyid-liquid extractor dapat dilihat

pada Gambar 4.15

21011.1.11



C-01

LI

LC

V-191

Gambar 4.15 Skema pengendalian proses liquid-liquid extractor

21011.1.11

Bab V Profil dan Analisis Ekonomi Pabrik 196


BAB V

PROFIL DAN ANALISIS EKONOMI PABRIK



diperoleh dari bahan baku seperti gula, starch, atau yang mengandung selulosa. Butanol pada

umumnya digunakan sebagai pelarut, bahan baku polimer, dan plastik. Tetapi dengan

potensinya sebagai bahan bakar, sekarang telah banyak perusahaan energi global yang

mengeluarkan investasi besar untuk mendirikan pabrik percontohan maupun pabrik yang

telah memproduksi biobutanol walaupun belum dalam skala besar.

Biofuel generasi kedua hadir sebagai solusi dari dampak negatif seperti disebut di atas. Bahan

baku yang digunakan adalah bahan-bahan non pangan dan limbah seperti batang padi, jerami,

kertas bekas, dan bagasse (batang tebu yang telah diperas). Biobutanol adalah salah satunya.

Biobutanol menjadi pilihan menjanjikan karena memiliki beberapa keunggulan dibandingkan

generasi pertama (bioetanol) seperti:

1. Biobutanol memiliki beberapa karakteristik fisika dan kimia lebih mirip ke bensin. Hal ini

menyebabkan tidak perlu membangun infrastruktur baru untuk transportasi.

2. Biobutanol juga tidak larut dalam air seperti bioetanol sehingga tidak mudah

menyebabkan korosi. Kedua, biobutanol dapat dicampur dengan bensin dalam kadar

bervariasi. Hal yang sama tidak dimungkinkan dengan bioetanol. Campuran bioetanol

bensin memiliki kadar bioetanol maksimum 10%. Lebih daripada itu harus ada

modifikasi khusus pada mesin kendaraan bermotor.

3. Akibat kandungan energi yang tidak jauh berbeda dengan bensin, maka campuran bensin

dan biobutanol lebih ekonomis daripada bensin campur bioetanol.

4. Secara lingkungan biobutanol lebih aman daripada bioetanol karena jika tumpah tidak

mudah mencemari air tanah akibat sifatnya yang menolak air (Ron Cascone, 2008).

6. Tekanan uap Reid butanol 7.5 kali lebih rendah daripada etanol sehingga butanol lebih

tidak mudah menguap ataupun meledak (Bohlmann, 2007).

21011.1.11



Semakin tingginya kebutuhan dunia akan minyak bumi, mendorong pertumbuhan industri

biobutanol sebagai bahan bakar alternatif pengganti minyak bumi. Jumlah konsumsi bahan

bakar minyak di dunia adalah sebanyak 13,4 juta m3/hari (BP Statistical Review of World

Energy, Juni 2009), dengan demikian jumlah BBM yang diproduksi tidak dapat memenuhi

permintaan dunia.

Konsumsi dunia diperkirakan meningkat sedangkan produksinya menurun karena persediaan

minyak bumi di dalam bumi semakin menipis. Oleh karena itu diperlukan bahan bakar

alternatif yang dapat menutupi kekurangan persediaan minyak bumi, salah satu bahan bakar

alternatif tersebut adalah biobutanol. Analisis ekonomi pabrik biobutanol dilak

ukan dengan menghitung Gross Profit Margin (GPM). Perhitungan GPM dari produksi

biobutanol menunjukkan bahwa pabrik biobutanol ini layak untuk dijalankan. GPM produk

biobutanol yang diperoleh dari hasil perhitungan adalah Rp. 5684,06 per liter per hari.

Produksi senyawa ini memiliki prospek yang cerah sebagai pabrik yang tergolong pabrik

perintis di Indonesia. Nilai GPM ini dihitung dengan asumsi bahwa semua produk habis

terjual.

21011.1.11



5.1 Profil Perusahaan

Profil ringkas PT. ADL Biobutanol Indonesia dapat dilihat pada Tabel 2.1

Tabel 5.1 Profil Perusahaan

Nama Perusahaan PT. ADL Biobutanol

Lokasi Office:

Menara Imperium

Jl. H.R.Juanda Said Kav 34 Lt.35 jakarta,

12320

Plant:

Desa Buyut Ilir, Gunung Sugih, Lampung

Tengah

Spesifikasi Produk Butanol cair 99,5%

Kapasitas Pabrik 13,576,8 kL/tahun

Bahan Baku Tepung cassava 116 ton/hari

Kegunaan Produk Bahan bakar

Proses Produksi Persiapan dan sterilisasi, fermentasi, dan

pemisahan.

Utilitas

(per hari produksi) Listrik 25,709,276 kWh/hari

Air 5792.65 ton/hari

Kukus 860 ton/hari

Pengolahan Limbah Cairan :

Tangki netralisasi dan kolom penampungan

Padat :

Insinerator

Investasi US $ 197,000,000

5.2 Sistem Manajemen dan Operasi

5.2.1 Master Schedule

Untuk mendirikan suatu pabrik diperlukan beberapa tahap dari perancangan hingga operasi.

Tahap-tahap tersebut adalah:

1. Feasibility study

Tahap ini merupakan tahap pendirian pabrik paling awal yaitu tahap perancangan. Studi

pustaka dilakukan pada tahap ini, begitu pula dengan proyeksi kasar mengenai kelayakan

secara ekonomi dan keuntungan yang akan diraih. Umur pabrik diperhitungkan pada tahap

ini. Process flow diagram, sumber bahan baku, dan gambaran mengenai produk dijelaskan

21011.1.11



pada tahap ini. Lokasi pabrik yang paling menguntungkan, peralatan, dan plant layout juga

telah diperhitungkan. Tahap ini dilakukan oleh konsultan 1.

2. Invitation to bid

Setelah melakukan feasibility study, dilakukan evaluasi lanjutan dan keputusan investasi dan

cara pendanaannya. Sebaiknya open tender untuk mencari investor ini dilakukan secara

terbuka sehingga akan diperoleh investor yang tepat untuk pabrik yang akan dibangun.

Tahap ini dilakukan oleh konsultan 2.

3. Engineering

Tahap engineering berfungsi untuk menyempurnakan perancangan sehingga bisa

direalisasikan sebagai sebuah pabrik. Teknologi peralatan yang dipilih adalah yang paling

efektif dan kompatibel dengan lingkungan. Penyempurnaan PFD, memilih supplier untuk

peralatan dan material dilakukan pada tahap ini.

4. Procurement

Aktivitas pada tahap ini adalah pemilihan berbagai tawaran dari berbagai supplier sehingga

mendapatkan tawaran yang paling sesuai untuk pabrik. Pembelian alat , baik peralatan utama

maupun peralatan pendukung, juga dilakukan pada tahap ini. Selain itu juga dilakukan

pengontrolan material dari supplier.

5. Construction

Construction adalah tahap pendirian pabrik. Tahap engineering, procurement, dan

construction biasa disebut EPC dan dilaksanakan oleh perusahaan kontraktor (EPC

company).

6. Precommissioning

Pada tahap ini dilakukan beberapa tes sehingga pada saat dioperasikan nantinya akan sesuai

dengan hasil yang diharapkan. Dari tes yang telah dilakukan, beberapa puch list akan

diserahkan kepada kontraktor untuk segera diperbaiki.

7. Commissioning

Setelah seluruh kerusakan yang ada di punch list diperbaiki, mekanikal dianggap telah

diterima. Tahap ini merupakan tahap persiapan start up. Ada dua tahap commissioning yaitu

dry test dan wet test. Dry test dilakukan pada masing-masing alat. Sedangkan wet test

dilakukan pada serangkaian alat dan menggunakan air.

8. Operation

21011.1.11



Setelah semua test dijalankan dan tidak ada kerusakan ataupun kesalahan, operasi dapat

segera dijalankan. Operasi harus dilakukan sesuai prosedur yang telah ditetapkan. Operasi

dilakukan oleh owner.

Tabel 5.2 Master Schedule

No. Kegiatan

2010 2011

Dec Jan

1 Feasibility Study

2 Invitation to Bid

3 Engineering

5 Construction

4 Procurement

8

6

7

Pre-commisioning

Commisioning

Operation

2012

Feb Mar Apr May Jun Jul Aug Sep Oct Nov Dec Jan Feb Mar Apr May Jun Jul Aug Sep Oct Nov Dec

5.2.2 Struktur Organisasi

Struktur organisasi Pabrik ADL Biobutanol ini dipegang oleh Presiden Direktur (CEO)

sebagai pemegang kedudukan tertinggi di dalam perusahaan. Presiden Direktur dipilih

melalui Rapat Umum Pemegang Saham dan bekerja dalam pengawasan Dewan Komisaris

(Board) dan membawahi langsung empat manajer, yaitu Manajer Pemasaran dan Keuangan,

Manajer Produksi dan Manufaktur, Manajer Sumber Daya Manusia, dan Manager General

Affair. Struktur organisasi perusahaan dapat dilihat pada gambar di bawah ini

21011.1.11



Gambar 5.1 Diagram struktur organisasi PT ADL Biobutanol

Setiap posisi di dalam struktur organisasi pabrik memiliki tanggung jawab menurut posisi dan

jabatannya masing-masing. Fungsi dan tanggung jawab setiap posisi dalam struktur

organisasi pabrik ini dijelaskan sebagai berikut :

Dewan Komisaris

Dewan Komisaris dibentuk oleh RUPS dan bertanggung jawab terhadap hal-hal berikut ini :

Mengawasi kinerja Direksi.

Membuat keputusan mengenai gaji karyawan.

Memutuskan tujuan dan kebijakan perusahaan.

Presiden Direktur

Presiden Direktur berkewajiban menjalankan kebijakan-kebijakan yang telah ditentukan oleh

Dewan Komisaris. Presiden Direktur memiliki kewajiban antara lainsebagai berikut :

Mengawasi perkembangan perusahaan.

Mengawasi kinerja manager yang berada di bawah komando Presiden Direktur.

Mengambil kebijakan-kebijakan yang berhubungan dengan perusahaan.

Presiden Direktur membawahi empat orang manajer, yaitu Manajer Pemasaran dan

Keuangan, Manajer Sumber Daya Manusia, Manajer Produksi dan Manufaktur, serta

Manajer General Affair.

Board

Presdir

Manajer Pemasaran dan

Keuangan

Staff : 4 orang

Manajer General Affairs

Staff : 4 orang

Manajer Produksi dan

Manufakturing

Staff: 4 orang

Operator: 56 orang

Manajer PenjualanManajer Sumber

Daya Manusia

Staff : 4 orang

21011.1.11



1. Manajer Pemasaran dan Keuangan

Manajer Pemasaran dan Keuangan bertanggung jawab untuk memasarkan produk ke pasar,

memberi info mengenai produk pada pasar, menerima dan merespon masukan/keluhan dari

pasar, serta mencari peluang ekspor produk dan konsumen baru. Selain itu Manajer

Pemasaran dan Keuangan bertanggung jawab atas semua uang yang masuk dan keluar dari

pabrik, serta segala sesuatu yang berhubungan dengan keuangan.

2. Manajer Produksi dan Manufaktur

Manajer Produksi dan Manufaktur bertanggung jawab kepada Presiden Direktur atas segala

sesuatu yang berkaitan dengan proses produksi. Manajer ini memimpin departemen yang

bertanggung jawab terhadap kelancaran proses produksi baik dari segi kuantitas dan kualitas.

Manajer ini membawahi 4 staf dan 56 orang operator.

3. Manajer General Affair

Manajer General Affair bertanggung jawab untuk mengurus hal-hal yang berkaitan dengan

CSR (Corporate Social Responsibility), hubungan dengan perusahaan lain, hubungan dengan

masyarakat dan pemerintahan.

4. Manajer Sumber Daya Manusia

Departemen ini bertanggung jawab untuk melakukan pengembangan suatu produk baik yang

sudah terdapat di pasaran maupun produk baru.. Manajer ini membawahi 4 orang staf.

Manajer Sumber Daya Manusia bertanggung jawab kepada Presiden Direktur terhadap

bidang sumber daya manusia dan umum. Manajer ini memimpin departemen yang

bertanggung jawab dalam hal pelaksanaan proses pendidikan dan pelatihan, pembinaan

hubungan baik dengan masyarakat, serta perekrutan karyawan baru.

5.2.3 Peraturan Kerja

Peraturan-peraturan kerja umum yang berlaku bagi seluruh karyawan di PT. Brantas

Biobutanol adalah :

1. Mengenai kehadiran dan kepulangan kerja

a. Setiap karyawan harus hadir di tempat kerja pada hari dan jam kerja yang telah

ditetapkan.

21011.1.11



b. Setiap karyawan wajib mencatatkan diri pada saat kehadiran dan pulang kerja dengan

cara mengisi daftar hadir atau pencatat waktu.

c. Pencatatan waktu kehadiran dan pulang kerja bagi karyawan yang dinas di luar,

dilakukan dengan memperhatikan ketentuan yang berlaku untuk dinas luar.

d. Karyawan yang tidak memenuhi butir a, b, dan c dinyatakan telah melanggar tata

tertib kerja dan akan dikenai sanksi.

2. Penggunaan pakaian kerja, kelengkapan dan perlindungan kerja

a. Setiap karyawan wajib memakai pakaian dinas pada saat bekerja.

b. Bagi karyawan yang karena sifat kerjanya memerlukan kelengkapan perlindungan

kerja, maka perusahaan menyediakan sesuai dengan jenis pekerjaan yang dijalankan.

3. Tanda pengenal

a. Karyawan wajib memakai tanda pengenal atau ID card selama bertugas.

b. Karyawan wajib menjaga kebersihan dan keutuhan tanda pengenal tersebut serta

menggunakannya dengan bertanggung jawab.

4. Tata tertib selama jam kerja

a. Setiap karyawan wajib menjalankan semua tugasnya dengan penuh tanggung jawab,

patuh pada peraturan, prosedur, dan instruksi yang layak dari atasannya.

b. Setiap karyawan bertanggung jawab atas pemakaian dan pemeliharaan

peralatan/perlengkapan kerjanya.

c. Setiap karyawan bertanggung jawab atas pemeliharaan kebersihan, ketertiban, dan

keamanan tempat kerjanya, selalu berusaha mencegah kemungkinan terjadinya

kecelakaan dan malapetaka yang menimpa dirinya, orang lain, maupun harta milik

perusahaan dengan memperhatikan dan menaati petunjuk keselamatan dan kesehatan

yang berlaku.

d. Setiap karyawan dilarang merokok atau menyalakan pemantik api di daerah-daerah

yang terlarang atau di tempat-tempat yang mudah terbakar.

e. Setiap karyawan dilarang mondar-mandir, meninggalkan tempat kerjanya kecuali ada

keperluan dinas yang perlu diselesaikan dengan sepengetahuan atasannya, mengobrol

21011.1.11



dengan karyawan lain, melakukan hal-hal yang dapat mengganggu konsentrasi kerja

karyawan lain dan menghambat pelaksanaan pekerjaan.

f. Tanpa ijin atasan yang berwenang, karyawan dilarang membawa barang milik

perusahaan baik berupa inventaris, peralatan/perlengkapan kerja, dokumen, catatan

rahasia, pekerjaan yang tertunda, dan lain sebagainya yang ada hubungannya dengan

kegiatan perusahaan keluar dari lingkungan pabrik.

g. Setiap karyawan dilarang menggunakan barang, peralatan, perlengkapan, fasilitas

milik perusahaan yang tidak diperuntukkan baginya.

h. Setiap karyawan yang menemukan barang milik perusahaan maupun orang lain dalam

lingkungan perusahaan wajib menyerahkannya kepada perusahaan melalui

atasan/manajernya.

i. Karyawan yang dengan sengaja atau karena kelalaiannya merusakkan atau

menghilangkan barang milik perusahaan, diharuskan mengganti sesuai dengan nilai

barang tersebut.

j. Dengan mempertimbangkan tingkat kesengajaannya atau kelalaian yang dilakukan

atau akibat dari kerusakan/kehilangan barang yang dimaksud, kepada karyawan yang

bersangkutan dapat dikenakan sanksi oleh perusahaan.

Untuk memastikan proses produksi berjalan dengan baik, dalam sehari dipekerjakan 3 shift

masing-masing 8 jam kerja. Seluruh karyawan operator dibagi menjadi 4 regu sehingga setiap

regu mendapatkan libur setiap 2 hari sekali. Jadwal shift untuk karyawan adalah 08.00-16.00,

16.00-00.00, dan 00.00-08.00 selama 7 hari dalam seminggu. Manajer mengikuti jam kerja

normal yaitu 08.00 hingga 16.00 setiap hari dan libur pada hari Sabtu dan Minggu.

Kualitas input SDM harus dijaga agar tidak menghambat kerja produksi. Karyawan yang

baru direkrut pun harus mempunyai standar tertentu agar tidak mempersulit pembinaan.

Table berikut ini menunjukkan jumlah karyawan dan latar belakang pendidikan yang

dibutuhkan:

Tabel 5.3 Kebutuhan tenaga kerja

Karyawan/ Operator Jumlah Jurusan Pendidikan Minimal

Staff Produksi 4 T. Mesin, T.

Informatika, T. Elektro

S1

Operator Bag. Persiapan 16 SMK

Operator Bag. Reaksi 16 SMK

Operator Bag. Pemisahan 16 SMK

21011.1.11



Tabel 5.3 Kebutuhan tenaga kerja (lanjutan)

Operator Bag. Utilitas 4 SMK

Staff Keuangan 4 Administrasi, Akutansi S1

Staff Produksi 4 Ekonomi Bisnis,

Manajemen, Akutansi

S1

Staff General Affair 4 T. Kimia, Kimia, T.

Perminyakan, Fisika

S1

Staff SDM 4 Psikologi, Komunikasi S1

5.3 Analisis Ekonomi

Kelayakan suatu pabrik dapat dievaluasi dengan cara mengevaluasi kelayakan ekonomi

pabrik tersebut. Suatu pabrik layak untuk didirikan apabila menghasilkan produk yang dapat

memberikan keuntungan. Modal yang tersedia harus mencukupi kebutuhan semua aspek

konstruksi dari fasilitas yang diperlukan untuk membangun pabrik tersebut. Studi kelayakan

ekonomi pabrik berdasarkan asumsi dan justifikasi akan dijelaskan lebih lanjut pada bab ini.

5.3.1 Asumsi yang Digunakan

Berikut ini merupakan beberapa asumsi yang digunakan dalam perhitungan kelayakan

ekonomi pabrik biobutanol :

1. Umur pabrik diperkirakan 20 tahun

2. Modal 70% berasal dari pinjaman bank. Nilai discount factor diasumsikan konstan

sebesar 5%

3. Pekerjaan konstruksi selesai dalam 2 tahun, 60% modal digunakan pada tahun pertama,

sedangkan sisanya pada tahun kedua

4. Kapasitas produksi pada tahun pertama adalah 90%, sedangkan tahun kedua dan

seterusnya mencapai 100%

5. Nilai working capital diasumsikan 15% dari manufacturing cost per tahun dan

disesuaikan dengan tingkat produksi

6. Pajak pendapatan diasumsikan tetap yaitu sebesar 35% sesuai dengan kebijakan

perpajakan pemerintah Indonesia

7. Discounted factor dihitung secara tahunan

8. Pada akhir periode tanah dijual dan working capital diperoleh kembali

9. Depresiasi sebesar 5% dari total plant cost (tanpa working capital)

21011.1.11



5.3.2 Analisis Kelayakan Proses

Variabel yang digunakan untuk mengevaluasi kelayakan ekonomi adalah sebagai berikut :

a. Pay Back Period (PBP)

PBP menunjukkan waktu yang dibutuhkan agar modal awal yang digunakan untuk

membiayai proyek dapat kembali dan menutupi investasi awal total proyek.

Rumus yang digunakan untuk menghitung PBP adalah sebagai berikut:

Payback Period = 𝐵𝑖𝑎𝑦𝑎 𝑖𝑛𝑣𝑒𝑠𝑡𝑎𝑠𝑖 𝑡𝑜𝑡𝑎𝑙 −𝑤𝑜𝑟𝑘𝑖𝑛𝑔 𝑐𝑎𝑝𝑖𝑡𝑎𝑙

𝐴𝑟𝑢𝑠 𝐾𝑎𝑠

Arus kas dapat dihitung dengan melakukan penjumlahan terhadap pendapatan yang telah

dipotong pajak, depresiasi, dan biaya rongsokan. Semakin pendek nilai PBP maka prospek

proyek sangat menarik untuk dijalankan. Dari hasil perhitungan yang terdapat pada lampiran

diperoleh PBP untuk pabrik adalah 4.8 tahun. Hal ini sangat menguntungkan bagi pabrik

mengingat umur pabrik adalah 20 tahun sehingga masih tersisa banyak waktu bagi pabrik

untuk memperoleh keuntungan dari hasil penjualan produk biobtanol.

b. Break Even Point (BEP)

BEP merupakan kapasitas produksi minimal yang harus diterapkan agar produksi minimal

tersebut dapat digunakan untuk mengganti biaya produksi, menghasilkan untung, dan

menekan kerugian. BEP adalah suatu titik dimana selalisih antara pendapatan dan

pengeluaran per tahun bernilai nol. Hasil plot antara after tax profit terhadap kapasitas

produksi disajikan pada grafik di bawah ini :

Gambar 5.2 Grafik penentuan BEP

y = 77177798.23x - 8465674.76R² = 1.00

-20

-10

0

10

20

30

40

50

60

70

80

0% 20% 40% 60% 80% 100%

Aft

er

Tax P

rofi

tM

illio

ns

US

D

% Capacity

21011.1.11



Dari kurva di atas, diperoleh nilai BEP sebesar 10%. Jika Pabrik dioperasikan di atas nilai

BEP-nya, maka pabrik tersebut dapat dikatakan untung.

c. Internal Rate of Return (IRR)

IRR adalah suatu nilai discount rate di dalam Discounted Cash Flow yang menyebabkan

cumulative net presentr value CPNV) di akhir umur pabrik bernilai nol. Pencarian nilai IRR

dilakukan melalui perhitungan trial and error sehingga di dapat harga discount rate yang

menyebabkan harga cash flow bernilai nol. Dari hasil perhitungan diperoleh nilai IRR sebesar

17%. Nilai suku bunga bank adalah 15%.

d. Return on Investment (ROI)

ROI adalah kecepatan pengembalian modal dari keuntungan yang dihasilkan oleh pabrik.

Nilai ROI yang disyaratkan adalah di atas 11%. Dari hasil perhitungan diperoleh ROI untuk

pabrik biobutanol ini adalah 34%. Nilai ini sudah memenuhi syarat sehingga pendirian pabrik

ini merupakan prospek yang cerah untuk dikembangkan.

e. Analisis Sensitivitas

Analisis ini perlu dilakukan untuk memperkirakan kelakuan dari suatu variabel yang dapat

menentukan keuntungan ekonomidari suatu pabrik. Dalam perhitungan ini, analisis

sensitivitas dilakukan terhadap empat variabel, yaitu harga bahan mentah, operation cost,

harga produk, dan kapasitas produksi.

Setiap faktor produksi dihitung dengan rentang fluktuasi pada -20% sampai +20%. Hasil

analisis menunjukkan bahwa parameter yang sangat berpengaruh adalah penjualan produk.

Kurva analisis sensitivitas CNPV untuk tiap variabel disajikan pada Gambar 5.3

21011.1.11



Gambar 5.3 Kurva analisis sensitivitas CNPV

Dari kurva di atas dapat dilihat bahwa penjualan produk paling sensitif dibandingkan dengan

ketiga variabel lainnya. Hal ini menunjukkan bahwa perubahan harga produk menyebabkan

pengaruh paling signifikan terhadap keuntungan yang dihasilkan sehingga untuk

memperbesar keuntungan yang dihasilkan dapat dilakukan dengan peningkatan penjualan

produk.

Untuk analisis sensitivitas terhadap IRR, variabel yang diperhitungkan juga masih sama

dengan CNPV. Hasilnya menunjukkan harga produk merupakan variabel yang paling

berpengaruh terhadap IRR. Semakin besar perubahan harga produk, semakin besar IRR

sehingga harga produk menjadi pilihan utama untuk mempercepat pengembalian investasi

awal pabrik.

-$10.00

-$5.00

$0.00

$5.00

$10.00

$15.00

$20.00

$25.00

-25% -20% -15% -10% -5% 0% 5% 10% 15% 20% 25%

Millio

ns

US

D

Kurva sensitivitas CNPV

Raw MaterialProduct PriceCapacity

21011.1.11



Gambar 5.4 Kurva analisis sensitivitas IRR

10

12

14

16

18

20

22

24

26

28

-0.3 -0.2 -0.1 0 0.1 0.2 0.3

%

Kurva Sensitivitas IRR

Raw Material

Product Price

Production Capacity

Operation Cost

21011.1.11

Daftar Pustaka 210


DAFTAR PUSTAKA

Aldiansyah, Ferry; Darmawan, Ferdie; Khairunnisa, “Laporan Prarancangan Pabrik

Melamin”, S1 Teknik Kimia, ITB, 2010.

Callister, William, D. 2007. Materials Science and Engineering: An Introduction. New York:

John Wiley & Sons.

Coulson, J., Richardson, J., and Sinnot, R. 1983. Chemical Engineering Design. Volume 6.

New York: Pergamon Press

Dianningrum, Laras Wuri, “Analysis of Sand Transportability in Pipelines”, Laporan Kerja

Praktek tingkat S1, Teknik Kimia, Institut Teknologi Bandung, 2010.

http://www.enasco.com/product/KM00556M

Ezeji, Thaddeus C.; Karcher, Patrick M.; Qureshi, Nasib; Blaschek, Hans P.; “Improving

Performance of a Gas Stripping-based Recovery System to Remove Butanol from

Clostridium beijerinckii Fermentation”, Bioprocess Biosyst Eng (2005) 27: 207–214.

Fatimah, Siti, “Prarancangan Pabrik Sirup Glukosa dari Tepung Tapioka dan Air dengan

Kapasitas 55.000 Ton/Tahun”, Jurusan Teknik Kimia, Universitas Muhammadiyah

Surakarta, 2008.

Forbes. 18 Maret 2010

Gafar, Patoni A., “Pengaruh Jenis dan Tingkat Kesegaran Ubi Kayu (Manihot esculenta

CRANTZ) Terhadap Kualitas Tepung yang Dihasilkan”, Dinamika Penelitian BIPA,

Vol. 2, No. 2, 1991.

Garret, D.E.1989. Chemical Engineering Economics. Melbourne: Van Nostrand Reinhold.

Geankoplis, C.G. 1993. Transport Process and Unit Operations, 3rd ed. USA: Prentice

Hall.

http://www.enasco.com/product/KM00556M

21011.1.11

Daftar Pustaka 211


Geankoplis, Christie John. 2003. Transport Processes and Separation Process Principles 4th

Edition. New Jersey: Prentice Hall.

Gholizadeh, Laili, “Enhanced Butanol Production by Free and Immobilized Clostridium sp.

Cells using Butyric Acid as Co-Substrate”.University College of Borås, 2009.

Global Hydrogen. 25 Juli 2008

Granström, Tom. 2010. Process for biobutanol. Finland: Aalto University.

Hidayat, Rahmat; Usman, Nazef; Hossen, E. Haffez; Fitriani, Finni, “Pabrik Biobutanol

untuk Bahan Bakar”, S1 Teknik Kimia, ITB, 2009.

Hossein Ghanadzadeh dan Ali Ghanadzade. 2004. “Liquid-Liquid Equilibria

of Water + 1-Butanol + 2-Ethyl-1-hexanol System”. Iran: Gilan

University. Page 784-786.

http://deq.mt.gov/airquality/whatsnew/sme/ResponseLetterJune11-2009/AppendixE/E20PM-

BACT-EconScreeningAnalysis(Response).xls

http://digilib.its.ac.id/detil.php?id=5067

http://www.agussuwasono.com/artikel/mechanical/201-teori-dasar-perhitungan-unjuk-kerja-

kompresor-sentrifugal.html

http://www.australiseng.com/bucket_elevators.htm

http://www.bulksolidsflow.com/gallery/bucketElevator_freeprog.jpg

http://www.gcmachines.com/uploads/allimg/081121/2249585.jpg

http://www.icispricing.com/il_shared/Samples/SubPage210.asp


ICIS pricing, 25 Juni 2010

http://digilib.its.ac.id/detil.php?id=5067

http://www.agussuwasono.com/artikel/mechanical/201-teori-dasar-perhitungan-unjuk-kerja-kompresor-sentrifugal.html

http://www.agussuwasono.com/artikel/mechanical/201-teori-dasar-perhitungan-unjuk-kerja-kompresor-sentrifugal.html

http://www.australiseng.com/bucket_elevators.htm

http://www.bulksolidsflow.com/gallery/bucketElevator_freeprog.jpg

http://www.gcmachines.com/uploads/allimg/081121/2249585.jpg

http://www.icispricing.com/il_shared/Samples/SubPage210.asp


21011.1.11

Daftar Pustaka 212


Kharkwal, Shailesh; Karimi, Iftekhar A.; Chang, Matthew Wook; Lee, Dong-Yup, “Strain

Improvement and Process Development for Biobutanol Production” , Recent Patents

on Biotechnology, 2009, 3, 202-210.

Kristian, Denny; Adiguna, Johan; Fatmagustina, Sauda, “Prarancangan Pabrik Singkong

Terpadu”, S1 Teknik Kimia, ITB, 2010.

Luyben, William L. 1996. Process Modelling, Simulation, and Kontrol For Chemical

Engineers. Singapore: McGraw-Hill

Majari Magazine, 2007.

Merwe, Abraham. 2010. Evaluation of Different Process Design for Biobutanol Production

from Sugarcane Molasses. University of Stellenbosch.

Montano, C.M. Daza, “Process Design and Evaluation of Butanol Production from

Lignocellulosic Biomass”, 4th

International Bioenergy Conference and Exibition,

2009.

Mutachlechner, O.; Swoboda, H.; Gapes, J.R., “Continuous Two-Stage ABE-Fermentation

using Clostridium beijerinckii NRLL B592 Operating with a Growth Rate in the First

Stage Vessel Close to its Maximal Value”, J. Mol. Microbiol. Biotechnol. (2000) 2(1):

101-105.

Othmer, Kirk. 2002. Encyclopedia of Chemical Technology. New York: John Wiley & Sons.

Paul Hubert M. Feron; Vladimir Vasilevich Volkov; Valery S. Khotimsky; Vladimir V.

Teplyakov, “Membran Gas Separation”, Delft, 2006.

Perry, R.H. 1984. Perry’s Chemical Engineers’ Handbook, ed.6. New York : McGraw-Hill

Book Co.,.

Perry, Robert. 1997. Perry’s Chemical Engineers’ Handbook. New York: McGraw Hill.

R. K. Sinnot. 2005. Coulson & Richardson’s Chemical Engineering Volume

6. Oxford: Elsevier Butterworth-Heinemann. Page 587-616.

21011.1.11

Daftar Pustaka 213


Ramey, David Edward, “Continuous Two Stage, Dual Path Anaerobik Fermentation Of

Butanol and Other Organic Solvents Using Two Different Strains Oof Bacteria” US

Pat 5753474, 1998.

Ramey, David; Yang, Shang-Tian, “Production of Butyric Acid and Butanol from Biomass”,

Final Report, 2004.

Robert H. Perry, Don W. Green. Perry’s Chemical Engineers’ Handbook

7th Edition. 1999. New York: McGraw Hill. Page 22.43-22.44

Robin Smith. 2005. Chemical Process Design and Integration. Inggris:

University of Manchester. Page 184-189.

Shah, Ramesh K. dan Dusan P. Sekulic. 2003. Fundamentals of Heat Exchanger Design.

Canada: John Wiley & Sons, Inc.

Shuler, Michael L. dan Fikret Kargi. 1992. Bioprocess Engineering: Basic Concepts. New

Jersey: Prentice-Hall International, Inc.

Smith, Robin. 2005. Chemical Process Design and Integration. Barcelona: John Wiley &

Sons, Ltd.

Stephanopoulus, George. 1984. Chemical Process Kontrol: An Introduction to Theory and

Practice. Singapore: Prentice-Hall, Inc.

Syahril Ahmad. Studi Proses Pemisahan Gas Lewat Membran.. Bull Litbang

Industri No.23 97.

Tempo Interaktif. 04 Maret 2010

U.S. Energy Information Administration. March 1, 2010

Van der Merwe, Abraham Blignault, “Evaluation of Different Process Designs for

Biobutanol Production from Sugarcane Molasses”, Master Thesis, University of

Stellenbosch, 2010.

Walas, Stanley M. 1990. Chemical Process Equipment Selection and Design. USA:

Butterworth-Heinemann.

http://www.patentstorm.us/inventors-patents/David_Edward_Ramey/2886015/1.html

21011.1.11

Daftar Pustaka 214


Wu, M.; Wang, M.; Liu, J.; Huo, H., “Life-Cycle Assesment of Corn-Based Butanol as a

Potential Transportation Fuel”, Argonne National Library, 2007.

www.atcc.org (tanggal akses 18 Januari 2010)

http://www.atcc.org/

21011.1.11

Lampiran A 215


LAMPIRAN A

MATERIAL SAFETY DATA SHEET

A.1 MSDS BUTYRIC ACID

21011.1.11

Lampiran A 216


21011.1.11

Lampiran A 217


21011.1.11

Lampiran A 218


21011.1.11

Lampiran A 219


21011.1.11

Lampiran A 220


A.2 MSDS ACETIC ACID

21011.1.11

Lampiran A 221


21011.1.11

Lampiran A 222


21011.1.11

Lampiran A 223


21011.1.11

Lampiran A 224


21011.1.11

Lampiran A 225


21011.1.11

Lampiran A 226


A.3 MSDS ETANOL

21011.1.11

Lampiran A 227


21011.1.11

Lampiran A 228


21011.1.11

Lampiran A 229


21011.1.11

Lampiran A 230


21011.1.11

Lampiran A 231


21011.1.11

Lampiran A 232


A.4 MSDS BUTANOL

21011.1.11

Lampiran A 233


21011.1.11

Lampiran A 234


21011.1.11

Lampiran A 235


21011.1.11

Lampiran A 236


21011.1.11

Lampiran A 237


A.5 MSDS ASETON

21011.1.11

Lampiran A 238


21011.1.11

Lampiran A 239


21011.1.11

Lampiran A 240


21011.1.11

Lampiran A 241


21011.1.11

Lampiran A 242


21011.1.11

Lampiran B 243


LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA MASSA ENERGI PROSES

B.1 Perhitungan Stoikiometri Reaksi Kultivasi Clostridium

Untuk kedua jenis bakteri, Clostridium tyrobutyricum dan Clostridium acetobutylicum,

reaksi pertumbuhannya mengikuti suatu persamaan reaksi yang sederhana, yaitu reaksi

antara substrat berupa glukosa sebagai sumber karbon, oksigen, dan ammonia. Biomassa

Clostridium diasumsikan mendekati rumus kimia CH1,666N0,2O0,27dengan berat molekul

20,7 (Shuler dan Kargi, 2002; Hidayat, dkk., 2009). Secara umum reaksi yang terjadi

adalah:

C6H12O6 + a O2 + b NH3 c CH1.666N0,2O0,27 + d H2O + e CO2

Diasumsikan sel mampu mengkonversi 2/3 karbon dalam glukosa menjadi biomassa (Shuler

dan Kargi, 2002).

Jumlah karbon dalam 1 mol substrat = 6 x 12 = 72 gr.

Jumlah karbon terkonversi menjadi biomassa = 2/3 x 72 = 48 gr, maka 48 = c x

(12) ↔ c = 4

Jumlah karbon terkonversi menjadi CO2 = 72 – 48 = 24 gr, maka 24 = e x (12) ↔ e

= 2

Kesetimbangan jumlah nitrogen menghasilkan,

(14) x b = 0,2 x c x (14)

(14) x b = 0.2 x 4 x (14)

b = 0,8

Kesetimbangan jumlah hidrogen menunjukkan,

(1) x (12 + 3 x b) = (1.666 x c + 2 x d) x (1)

(1) x (12 + 3 x 2.08) = (1.666 x 4 + 2 x d) x (1)

d = 3,868

Kesetimbangan jumlah oksigen menunjukkan,

(16) x (6 + 2 x a) = (0,16 x c + d + 2 x e) x (16)

6 + 2a = 8.508

21011.1.11

Lampiran B 244


a = 1,254

Dengan demikian, maka lima variabel yang dicari (a, b, c, d, dan e) telah diperoleh.

Sehingga persamaan reaksi di atas dapat dinyatakan sebagai berikut :

C6H12O6 + 1,254 O2 + 0,8 NH34 CH1.666N0,2O0,27+ 3,868 H2O + 2 CO2

B.2 PERHITUNGAN NERACA MASSA PROSES

B.2.1 Unit T-01 (Tangki Pencampuran I)

Area Silo

(8 buah)

SP-0111

2

80

CO

4

BE-01

Recycle

T-01

1

Gambar B.1 Aliran pada unit T-01

Aliran 1 adalah tepung cassava yang berasal dari storage dengan laju alir 4833

kg/jam. Komposisi tepung cassava adalah pati, protein, lemak, dan air.

Aliran 4 adalah aliran air yang berasal dari aliran recycle (80) dengan laju alir

14203 kg/jam. Aliran recycle (80) yang mengandung kurang dari 0.05% pengotor

berupa D-glukosa, dekstrin, asam butirat, asam aseton, dan etanol. Aliran recycle

(80) kemudian di-split menjadi dua aliran (4 dan 11). Aliran 4 digunakan untuk

pencampuran tepung cassava sedangkan aliran 11 digunakan untuk

mengkondisikan aliran glukosa yang akan memasuki tahap fermentasi agar

memenuhi syarat fermentasi.

Laju alir aliran 4 diatur sedemikian sehingga hasil pencampuran air dengan tepung

cassava (aliran 2) memiliki perbandingan 70:30 (berat) antara air dengan tepung.

21011.1.11

Lampiran B 245


Aliran 2 adalah cairan tepung cassava dengan laju alir 14203 kg/jam yang akan

memasuki pipa sterilisasi sebelum tahap likuefaksi.

𝑀𝑎𝑖𝑟 ,4 =70

30𝑥 𝑀𝑝𝑎𝑡𝑖 ,1 + 𝑀𝑝𝑟𝑜𝑡𝑒𝑖𝑛 ,1 + 𝑀𝑙𝑒𝑚𝑎𝑘 ,1

𝑀𝑎𝑖𝑟 ,4 =70

30𝑥 4200.17 + 33.83 + 19.33

𝑀𝑎𝑖𝑟 ,4 = 9924.44 kg/jam

𝑀𝑎𝑖𝑟 ,2 = 𝑀𝑎𝑖𝑟 ,4 − 𝑀𝑎𝑖𝑟 ,1

𝑀𝑎𝑖𝑟 ,2 = 9924.44 − 580

𝑀𝑎𝑖𝑟 ,4 = 9344.44 kg/jam

𝑀3 =100

99.82𝑥𝑀𝑎𝑖𝑟 ,3

𝑀3 = 9370.44 kg/jam

Aliran 11 memiliki laju alir 43905 kg/jam untuk mengencerkan konsentrasi glukosa

sebelum memasuki tahap fermentasi. Kandungan glukosa saat memasuki fermentor

adalah 60 hingga 100 g/L. Perhitungan mengenai jumlah air pada aliran 14 akan

dijelaskan pada perhitungan unit fermentasi.

Tabel B.1 Komposisi aliran pada unit T-01

Stream 1 4 2 11 80

kg/jam % kg/jam % kg/jam % kg/jam % kg/jam %

Pati 4200.17 86.90 - - 4200.17 29.59 - - - -

protein 33.83 0.70 - - 33.83 0.24 - - - -

Lemak 19.33 0.40 - - 19.33 0.14 - - - -

D-glukosa - - 6.74 0.07 6.74 0.05 31.97 0.07 38.71 0.07

Maltosa - - - - - - - - - -

Air 580.00 12 9344.4 99.72 9924.4 69.92 43781.81 99.72 53126.26 99.72

Dekstrin - - 7.06 0.08 7.06 0.05 33.53 0.08 40.60 0.08

asam butirat - - 1.10 0.01 1.10 0.01 5.21 0.01 6.31 0.01

asam aseton - - 0.99 0.01 0.99 0.01 4.72 0.01 5.71 0.01

Aseton - - 0.05 0.001 0.05 0.001 0.25 0.001 0.31 0.001

Etanol - - 10.05 0.11 10.05 0.07 47.72 0.11 57.77 0.11

Butanol - - - - - - - - 0.07 0.001

TOTAL 4833.33 100 9370.44 100 14203.77 100 43905.22 100 53275.73 100

21011.1.11

Lampiran B 246


B.2.2 Unit R-01, R-02, dan R-03 (Reaktor Likuefaksi)

78

R-01

6

R-02 R-03

Gambar B.2 Aliran pada unit R-01, R-02, dan R-03

Pada reaktor likuefaksi, terjadi konversi pati menjadi dekstrin, maltosa, dan D-glukosa

masing-masing sebesar 97.7%, 2%, dan 0.3% dengan bantuan enzim alfamilase. Pada R-01

dan R-02 tidak terjadi konversi karena pada kedua reaktor ini, larutan hanya diberi

perlakuan suhu. Sedangkan reaksi konversi terjadi pada R-03. Jumlah pati pada aliran 6

adalah 4200 kg/jam. Produk likuefaksi yang terbentuk adalah

Dekstrin = 0.977 x 4200.17 kg/jam = 4103.56 kg/jam

Maltosa = 0.02 x 737.68 kg/jam = 84 kg/jam

D-glukosa = 0.003 x 737.68 kg/jam = 12.60 kg/jam

Dekstrin, maltosa, dan D-glukosa yang terdapat di aliran 8 merupakan gabungan dari

produk likuefaksi dan recycle.

Tabel B.2 Komposisi aliran 7 dan 8

Stream 7 Produk likuefaksi 8

kg/jam kg/jam kg/jam

Pati 4200.17 -

protein 33.83 33.83

Lemak 19.33 19.33

D-glukosa 6.74 12.60 19.34

Maltosa - 84 84

Air 9924.44 9924.44

Dekstrin 7.06 4103.56 4110.63

asam butirat 1.10 1.10

asam aseton 0.99 0.99

Aseton 0.05 0.05

Etanol 10.05 10.05

TOTAL 14203.77 14203.77

21011.1.11

Lampiran B 247


B.2.3 Unit R-04 (Reaktor Sakarifikasi)

9

10

R-04

Gambar B.3 Aliran pada unit R-04

Pada reaktor ini, seluruh dekstrin akan diubah menjadi D-glukosa, maltosa, isomaltosa, dan

dekstrin yang masing-masing memiliki konversi 97%, 1.5%, 0.5%, dan 1%. Aliran 9

adalah aliran keluaran proses likuefaksi yang telah dilewatkan heat exchanger untuk

didinginkan. Sehingga komposisi aliran 8 sama dengan aliran 9.

Produk sakarifikasi yang terbentuk adalah:

Maltosa = 0.015 x 4110.69 kg/jam = 61.66 kg/jam

Isomaltosa = 0.005 x 4110.69 kg/jam = 20.55 kg/jam

D-glukosa = 0.97 x 4110.69 kg/jam = 3987.37 kg/jam

Dekstrin = 0.01 x 4110.69 kg/jam = 41.11 kg/jam

Tabel B.3 Komposisi aliran 10

Stream 10

kg/jam %

protein 33.83 0.24

Lemak 19.33 0.14

D-glukosa 4006.64 28.21

Maltosa 145.66 1.03

Air 9924.44 69.87

Dekstrin 41.11 0.29

asam butirat 1.10 0.01

asam aseton 0.99 0.01

Aseton 0.05 0.001

Etanol 10.05 0.07

iso maltosa 20.55 0.14

TOTAL 14203.77 100

21011.1.11

Lampiran B 248


B.2.4 Unit MX-01 (Mixer 1)

10

12

11

Gambar B.4 Aliran unit MX-01

Pada mixer 1 terjadi pengenceran glukosa sebelum masuk ke unit fermentasi.Persyaratan

konsentrasi glukosa untuk memasuki tahap fermentasi adalah 60 hingga 100 g glukosa per

liter larutan. Konsentrasi glukosa ditetapkan 74.30 g/L sehingga jumlah air pada aliran 11

adalah sebanyak:

𝑀𝑔𝑙𝑢𝑘 ,12

𝑀𝑎𝑖𝑟 ,12= 74.30

𝑀𝑔𝑙𝑢𝑘 ,10 + 𝑀𝑔𝑙𝑢𝑘 ,11

𝑀𝑎𝑖𝑟 ,10 + 𝑀𝑎𝑖𝑟 ,11= 74.30

𝑀𝑔𝑙𝑢𝑘 ,10 + 𝑥𝑔𝑙𝑢𝑘 ,11 . 𝑀11

𝑀𝑎𝑖𝑟 ,10 + 𝑥𝑎𝑖𝑟 ,11 . 𝑀11= 74.30

4006.64 + 0,07%. 𝑀11

9924.44 + 99,72%. 𝑀11= 74.30

𝑀11 = 43905.22 𝑘𝑔/𝑗𝑎𝑚

M = massa

x = fraksi massa

Dengan menambahkan 43905 kg/jam air recycle, kadar glukosa dalam aliran 12 adalah

74.30g/L.

21011.1.11

Lampiran B 249


Tabel B.4 Komposisi aliran unit MX-01

Stream

10 11 12

kg/jam % kg/jam % kg/jam %

protein 33.83 0.24 33.83 0.06 - -

Lemak 19.33 0.14 19.33 0.03 - -

D-glukosa 4006.64 28.21 4038.62 6.95 31.97 0.07

maltosa 145.66 1.03 145.66 0.25 - -

Air 9924.44 69.87 53706.26 92.42 43781.81 99.72

dekstrin 41.11 0.29 74.64 0.13 33.53 0.08

asam butirat 1.10 0.01 6.31 0.01 5.21 0.01

asam aseton 0.99 0.01 5.71 0.01 4.72 0.01

aseton 0.05 0.00 0.31 0.00 0.25 0.001

etanol 10.05 0.07 57.77 0.10 47.72 0.11

iso maltosa 20.55 0.14 20.55 0.04 - -

TOTAL 14203.77 100.00 43905.22 100.00 58108.99 100.00

B.2.5 Unit RC-01 (Reaktor Fermentasi I)

26

33

RC-01a RC-01b RC-01c RC-01d

27 28 29

32 3130

18 1921

22 2324 25

15

16 17

34

14

20

SP-02 SP-04

SP-05

SP-03

36

35

Gambar B.5 Aliran pada unit RC-01

21011.1.11

Lampiran B 250


Aliran 14 berisi glukosa dengan komposisi yang sama dengan komposisi pada aliran 12

dengan laju alir 58108.99 kg/jam. Aliran 14 di –split menjadi aliran 15, 18 dan 22. Aliran

15 kemudian di–split menjadi aliran 16, 19 dan 23. Aliran 16 kemudian di–split menjadi

aliran 17, 20 dan 24. Aliran 17 kemudian di–split menjadi aliran 21 dan 25. Aliran 18, 19,

20, dan 21 merupakan umpan untuk fermentor 1a, 1b, 1c, dan 1d sedangkan aliran 22, 23,

24, dan 25 masuk ke fermentor 2a, 2b, 2c, dan 2d. Perbandingan laju alir umpan fermentor

1 dan 2 adalah 4:1.

Bakteri Clostridium tyrobutyricum ATCC 25755 yang telah dibiakkan di reaktor inokulum

mengubah D-glukosa menjadi asam butirat, asam aseton, H2, dan CO2. Persamaan reaksi

yang sebelumnya disebutkan pada bab II bukan merupakan reaksi stoikiometri sehingga

tidak dapat digunakan sebagai dasar perhitungan produk. Reaksi fermentasi ABE pada

dasarnya merupakan reaksi yang kompleks sehingga produk fermentasi acidogenesis dapat

diperoleh berdasarkan referensi yang dapat dipertanggungjawabkan (Wu, dkk., 2007).

Produk fermentasi acidogenesis adalah:

Asam aseton = 0.058 x 807.72 = 46.85 kg/jam

Asam butirat = 0.38 x 807.72 = 306.93 kg/jam

CO2= 95.1% x 1.51 x (mol glukosa) x Mr CO2= 298.14 kg/jam

H2= 807.72 – 46.85 - 306.93 - 298.14= 153.40 kg/jam

Produk gas dari fermentasi 1 ini akan ditampung pada sebuah gas holder. Produk gas

fermentor 1 adalah aliran 36.

Tabel B.5 Komposisi aliran unit RC-01a, RC-01b, RC-01c, dan RC-01d

Stream 14 15 16 17 18 19 20

kg/jam % kg/jam % kg/jam % kg/jam % kg/jam % kg/jam % kg/jam %

protein 33.83 0.06 25.37 0.06 16.92 0.06 8.46 0.06 27.06 0.06 6.77 0.06 6.77 0.06

lemak 19.33 0.03 14.50 0.03 9.67 0.03 4.83 0.03 15.46 0.03 3.87 0.03 3.87 0.03

D-glukosa 4038.62 6.95 3028.96 6.95 2019.31 6.95 1009.65 6.95 3230.89 6.95 807.72 6.95 807.72 6.95

maltosa 145.56 0.25 109.17 0.25 72.78 0.25 36.39 0.25 116.45 0.25 29.11 0.25 29.11 0.25

air 53706.37 92.42 40279.78 92.42 26853.19 92.42 13426.59 92.42 42965.10 92.42 10741.27 92.42 10741.27 92.42

dekstrin 74.64 0.13 55.98 0.13 37.32 0.13 18.66 0.13 59.71 0.13 14.93 0.13 14.93 0.13

asam butirat 6.31 0.01 4.73 0.01 3.16 0.01 1.58 0.01 5.05 0.01 1.26 0.01 1.26 0.01

asam asetat 5.71 0.01 4.28 0.01 2.85 0.01 1.43 0.01 4.57 0.01 1.14 0.01 1.14 0.01

aseton 0.31 0.00 0.23 0.00 0.15 0.00 0.08 0.00 0.24 0.00 0.06 0.00 0.06 0.00

etanol 57.77 0.10 43.32 0.10 28.88 0.10 14.44 0.10 46.21 0.10 11.55 0.10 11.55 0.10

iso maltosa 20.55 0.04 15.41 0.04 10.28 0.04 5.14 0.04 16.44 0.04 4.11 0.04 4.11 0.04

TOTAL 58108.99 100 43581.74 100 29054.49 100 14527.25 100 46487.19 100 11621.80 100 11621.80 100

21011.1.11

Lampiran B 251


Stream 21 22 23 24 25 26 27


pati - - - - - - - - - - - - - -

protein 6.77 0.06 1.69 0.06 1.69 0.06 1.69 0.06 1.69 0.06 6.77 0.06 6.77 0.06

lemak 3.87 0.03 0.97 0.03 0.97 0.03 0.97 0.03 0.97 0.03 3.87 0.03 3.87 0.03

D-glukosa 807.72 6.95 201.93 6.95 201.93 6.95 201.93 6.95 201.93 6.95 0.00 0.00 0.00 0.00

maltosa 29.11 0.25 7.28 0.25 7.28 0.25 7.28 0.25 7.28 0.25 29.11 0.26 29.11 0.26

air 10741.27 92.42 2685.32 92.42 2685.32 92.42 2685.32 92.42 2685.32 92.42 10741.27 96.18 10741.27 96.18

dekstrin 14.93 0.13 3.73 0.13 3.73 0.13 3.73 0.13 3.73 0.13 14.93 0.13 14.93 0.13

CO2 - - - - - - - - - - 0.00 0.00 0.00 0.00

H2 - - - - - - - - - - 0.00 0.00 0.00 0.00

asam butirat 1.26 0.01 0.32 0.01 0.32 0.01 0.32 0.01 0.32 0.01 308.20 2.76 308.20 2.76

asam asetat 1.14 0.01 0.29 0.01 0.29 0.01 0.29 0.01 0.29 0.01 47.99 0.43 47.99 0.43

aseton 0.06 0.00 0.02 0.00 0.02 0.00 0.02 0.00 0.02 0.00 0.06 0.00 0.06 0.00

etanol 11.55 0.10 2.89 0.10 2.89 0.10 2.89 0.10 2.89 0.10 11.55 0.10 11.55 0.10

iso maltosa 4.11 0.04 1.03 0.04 1.03 0.04 1.03 0.04 1.03 0.04 4.11 0.04 4.11 0.04

TOTAL 11621.80 100 2905.45 100 2905.45 100 2905.45 100 2905.45 100 11167.86 100 11167.86 100

Stream 28 29 30 31 32 33 34


protein 6.77 0.06 6.77 0.06 - - - - - - - - - -

lemak 3.87 0.03 3.87 0.03 - - - - - - - - - -

D-glukosa 0.00 0.00 0.00 0.00 - - - - - - - - - -

maltosa 29.11 0.26 29.11 0.26 - - - - - - - - - -

air 10741.27 96.18 10741.27 96.18 - - - - - - - - - -

dekstrin 14.93 0.13 14.93 0.13 - - - - - - - - - -

CO2 - - - - 298.14 66.03 298.14 66.03 298.14 66.03 298.14 66.03 596.28 66.03

H2 - - - - 153.40 33.97 153.40 33.97 153.40 33.97 153.40 33.97 306.79 33.97

asam butirat 308.20 2.76 308.20 2.76 - - - - - - - - - -

asam asetat 47.99 0.43 47.99 0.43 - - - - - - - - - -

aseton 0.06 0.00 0.06 0.00 - - - - - - - - - -

etanol 11.55 0.10 11.55 0.10 - - - - - - - - - -

iso maltosa 4.11 0.04 4.11 0.04 - - - - - - - - - -

TOTAL 11167.86 100 11167.86 100 451.54 100 451.54 100 451.54 100 451.54 100 903.07 100

Stream 35 36

kg/jam % kg/jam %

CO2 894.42 66.03 1192.56 66.03

H2 460.19 33.97 613.59 33.97

TOTAL 1354.61 100 1806.15 100

B.2.6 Unit RC-02 (Reaktor Fermentasi II)

Reaktor fermentasi II atau reaktor solventogenesis memiliki dua aliran masuk, yaitu aliran

26 berupa aliran keluaran reaktor fermentasi 1 dan make up larutan glukosa (aliran 22)

dengan konsentrasi 74,30 g/L. Total glukosa yang masuk ke dalam fermentor 2 adalah

201.93 kg/jam.

21011.1.11

Lampiran B 252


26

48


27 28 29

40 41 42 43

4950

51

18 1921

22 2324 25

15

16 17

4445

5253

14

20

SP-02 SP-04

SP-05

SP-03

P-02

54

55

46

Gambar B.6 Aliran pada unit RC-02

Bakteri Clostridium acetobutylicum ATCC 50255mengubah glukosa dan asam butirat

menjadi ABE beserta H2 dan CO2 sebagai berikut. Khusus untuk perolehan aseton dan

butanol, konversi dari asam aseton dan asam butirat turut menambah perolehan akhir.

Butanol = 95,1% x 0,303 x 201.93 kg/jam = 366.70 kg/jam

Aseton = 95,1% x 0,155 x 201.93 kg/jam = 78.04 kg/jam

Etanol = 95,1% x 0,0068 x 201.93 kg/jam = 1.23 kg/jam

Gas H2= 95,1% x 0,021 x 201.93 kg/jam = 3.84kg/jam

Gas CO2= 95,1% x 0,6954 x 201.93 kg/jam = 96.02kg/jam

Asam butirat = 95,1% x 0,0084 x 201.93 kg/jam = 1.61 kg/jam

Asam aseton = 95,1% x 0,0086 x 201.93 kg/jam = 1.46 kg/jam

Tabel B.6 Komposisi aliran unit RC-02

Stream 40 41 42 43 44 45

kg/jam % kg/jam % kg/jam % kg/jam % kg/jam % kg/jam %

CO2 96.02 96.15 96.02 96.15 96.02 96.15 96.02 96.15 192.04 96.15 288.05 96.15

H2 3.84 3.85 3.84 3.85 3.84 3.85 3.84 3.85 7.68 3.85 11.52 3.85

TOTAL 99.86 100 99.86 100 99.86 100 99.86 100 199.72 100 299.58 100

21011.1.11

Lampiran B 253


Stream 46 47 48 49 50 51

kg/jam % kg/jam % kg/jam % kg/jam % kg/jam % kg/jam %

protein - - - - 8.46 0.06 8.46 0.06 8.46 0.06 8.46 0.06

lemak - - - - 4.83 0.03 4.83 0.03 4.83 0.03 4.83 0.03

D-glukosa - - - - 9.89 0.07 9.89 0.07 9.89 0.07 9.89 0.07

maltosa - - - - 36.39 0.26 36.39 0.26 36.39 0.26 36.39 0.26

air - - - - 13426.59 96.19 13426.59 96.19 13426.59 96.19 13426.59 96.19

dekstrin - - - - 18.66 0.13 18.66 0.13 18.66 0.13 18.66 0.13

CO2 384.07 96.15 384.07 96.15 - - - - - - - -

H2 15.36 3.85 15.36 3.85 - - - - - - - -

asam butirat - - - - 1.61 0.01 1.61 0.01 1.61 0.01 1.61 0.01

asam asetat - - - - 1.46 0.01 1.46 0.01 1.46 0.01 1.46 0.01

aseton - - - - 78.04 0.56 78.04 0.56 78.04 0.56 78.04 0.56

etanol - - - - 1.23 0.01 1.23 0.01 1.23 0.01 1.23 0.01

butanol - - - - 366.70 2.63 366.70 2.63 366.70 2.63 366.70 2.63

iso maltosa - - - - 5.14 0.04 5.14 0.04 5.14 0.04 5.14 0.04

TOTAL 399.44 100 399.44 100 13959.01 100 13959.01 100 13959.01 100 13959.01 100

Stream 52 53 54 55

kg/jam % kg/jam % kg/jam % kg/jam %

protein 16.92 0.06 25.37 0.06 25.37 0.06 33.83 0.06

lemak 9.67 0.03 14.50 0.03 14.50 0.03 19.33 0.03

D-glukosa 19.79 0.07 29.68 0.07 29.68 0.07 39.58 0.07

maltosa 72.78 0.26 109.17 0.26 109.17 0.26 145.56 0.26

air 26853.19 96.19 40279.78 96.19 40279.78 96.19 53706.37 96.19

dekstrin 37.32 0.13 55.98 0.13 55.98 0.13 74.64 0.13

asam butirat 3.23 0.01 4.84 0.01 4.84 0.01 6.45 0.01

asam asetat 2.92 0.01 4.38 0.01 4.38 0.01 5.84 0.01

aseton 156.08 0.56 234.12 0.56 234.12 0.56 312.16 0.56

etanol 2.46 0.01 3.69 0.01 3.69 0.01 4.91 0.01

butanol 733.40 2.63 1100.10 2.63 1100.10 2.63 1466.80 2.63

iso maltosa 10.28 0.04 15.41 0.04 15.41 0.04 20.55 0.04

TOTAL 27918.01 100 41877.02 100 41877.02 100 55836.02 100

B.2.7 Unit Membran (M-01)

Unit Pengepakan

M-01

38

36

39

Unit Pengepakan

47

CS-02

CS-01

37

46

Gambar B.7 Aliran pada unit M-01

21011.1.11

Lampiran B 254


Aliran 36 merupakan gas dari fermentor 1. Sebenarnya fermentor 2 juga menghasilkan gas

akan tetapi kemurnian CO2-nyasudah tinggi sehingga gas dari fermentor 2 tidak perlu

dilewatkan membrane.Produk membran adalah 85%-berat CO2 dan 81%-berat H2.

Tabel B.7 Komposisi aliran unit M-01

Stream 37 38 39


CO2 1192.56 66.03 1096.80 83.49 95.76 19.44

H2 613.59 33.97 216.83 16.51 396.76 80.56

TOTAL 1806.15 100 1313.63 100 492.52 100

B.2.8 Unit Tangki Koagulasi (CL-01)

Produk fermentasi 2 mengandung banyak komponen sisa reaksi fermentasi yang

bercampur dengan hasil fermentasi. Aliran ini kemudian dilewatkan pada sebuah tangki

koagulasi untuk memisahkan campuran dari protein, lemak, maltosa, dan isomaltosa

karena komponen tersebut bersifat inert dan akan mengganggu kesetimbangan proses bila

di-recycle. Pemisahan komponen tersebut dilakukan dengan menggunakan koagulan dalam

tangki koagulasi.

VS-01

56

59

Unit pengolahan

limbah padat

P-03

57

CL-0155

Gambar B.8 Aliran pada unit CL-01

21011.1.11

Lampiran B 255


Padatan hasil koagulasi ditampung dalam sebuah vessel sedangkan campuran yang telah

dipisahkan dari padatan (58) masuk ke dalam unit ekstraksi cair-cair (LLE).

Tabel B.8 Komposisi aliran unit CL-01

Stream 55 56 57 59


protein 33.83 0.06 - - 33.83 15.43 - -

lemak 19.33 0.03 - - 19.33 8.82 - -

D-glukosa 39.58 0.07 - - - - 39.58 0.07

maltosa 145.56 0.26 - - 145.56 66.38 - -

air 53706.37 96.19 - - - - 53706.37 96.57

dekstrin 74.64 0.13 - - - - 74.64 0.13

asam butirat 6.45 0.01 - - - - 6.45 0.01

asam aseton 5.84 0.01 - - - - 5.84 0.01

aseton 312.16 0.56 - - - - 312.16 0.56

etanol 4.91 0.01 - - - - 4.91 0.01

butanol 1466.80 2.63 - - - - 1466.80 2.64

iso maltosa 20.55 0.04 - - 20.55 9.37 - -

GDL (Glucono-Delta-

Lactone)

- - 0.044 3.28 - - - -

chitosan - - 0.54 40.04 - - - -

koagulan maltosa dan

isomaltosa

- - 0.76 56.68 - - - -

TOTAL 55836.02 100.00 1.34 100.00 219.27 100.00 55616.75 100.00

B.2.9 Unit C-01 (Kolom Ekstraksi Cair-Cair)

Ekstraksi cair-cair (Liquid-liquid extraction/ LLE) berfungsi untuk memisahkan butanol

dengan komponen lainnya.LLE menggunakan larutan 2-etil-1-heksanol sebanyak 1.08

kg/kg larutan umpan LLE. Sehingga jumlah 2-etil-1-heksanol yang diperlukan adalah:

1.08 x 55616.75 = 58908.86 kg/jam

Feed masuk dari bagian atas kolom, yaitu aliran 58 yang merupakan produk tangki

koagulasi dengan laju alir 55616.75 kg/jam. Ekstraktan (2-etil-1-heksanol) masuk melalui

bagian bawah kolom. Ekstraktan (59) yang diperlukan untuk mengekstrak feed adalah

sebanyak 59874.81 kg/jam. Produk ekstraksi terdiri dari dua aliran yaitu ekstrak (61) dan

rafinat (60). Ekstrak merupakan top product sedangkan rafinat adalah bottom product. LLE

dapat memisahkan komponen feed dengan asumsi efisiensi 100% sehingga ekstrak

21011.1.11

Lampiran B 256


mengandung butanol dan ekstraktan murni serta tidak ada ABE maupun akstraktan yang

terbawa oleh rafinat.

Tabel B.9 Komposisi aliran unit C-01

Stream 59 66 67 60


D-glukosa 39.58 0.07 - - 39.58 0.07 - -

air 53706.37 96.57 - - 53706.37 99.18 - -

dekstrin 74.64 0.13 - - 74.64 0.14 - -

asam butirat 6.45 0.01 - - 6.45 0.01 - -

asam aseton 5.84 0.01 - - 5.84 0.01 - -

aseton 312.16 0.56 - - 312.16 0.58 - -

etanol 4.91 0.01 - - 4.91 0.01 - -

butanol 1466.80 2.64 71.85 0.12 0.07 0.00013 1466.73 2.39

2-etil-1-hexanol - - 59802.96 99.88 - - 59802.96 97.61

TOTAL 55616.75 100.00 59874.81 100.00 54150.03 100.00 61269.69 100.00

C-01

66

6059

67

Gambar B.9 Aliran pada unit C-01

B.10 Unit Distilasi Butanol (C-02)


Stream 62 65 63


Butanol 1466.73 2.39 71.849774 0.12 1394.88 100.00

2-etil-1-hexanol 59802.96 97.61 59802.96 99.88 - -

TOTAL 61269.69 100.00 59874.81 100.00 1394.88 100.00

21011.1.11

Lampiran B 257


65

63

36

C-02

62


Aliran 62 merupakan ekstrak dari LLE yang mengandung komponen butanol dan 2-etil-1-

heksanol. Kedua komponen ini dipisahkan pada unit distilasi karena memiliki selisih titik

didih yang cukup jauh. Bottom product (65) dari distilasi ini adalah 2-etil-1-heksanol

sebanyak 59875 kg/jam. Karena aliran 65 mengandung 2-etil-1-heksanol dalam jumlah

sangat besar, maka aliran ini digunakan sebagai recycle untuk LLE. Aliran 63 merupakan

produk biobutanol sejumlah 1394.88 kg/jam. Produk biobutanol ini ditampung dalam

sebuah vessel.

B.2.11 Unit Distilasi Aseton (C-03)

Aliran 60 merupakan rafinat dari unit LLE yang banyak mengandung air dan aseton serta

komponen lainnya.Jumlah air yang terkandung dalam aliran ini adalah 53706 kg/jam

sehingga air ini digunakan sebagai recycle. Sebelum digunakan sebagai recycle, air yang

megandung cukup banyak aseton ini dievaporasi terlebih dahulu untuk mendapatkan

aseton. Aseton yang diperoleh adalah 311.86 kg/jam dan ditampung dalam sebuah vessel.

Oleh karena itu aliran 66 sedikit mengandung aseton dan dapat digunakan sebagai

airrecycle.

21011.1.11

Lampiran B 258



Stream 68 69 72


D-glukosa 39.58 0.07 - - 39.13 0.07

air 53706.37 99.18 0.03 0.01 53706.37 99.72

dekstrin 74.64 0.14 - - 41.04 0.08

asam butirat 6.45 0.01 - - 6.38 0.01

asam aseton 5.84 0.01 - - 5.77 0.01

Aseton 312.16 0.58 311.86 99.99 0.31 0.00

Etanol 4.91 0.01 - - 58.40 0.11

Butanol 0.07 0.0001 - - 0.07 0.00

TOTAL 54150.03 100.00 311.89 100.00 53857.47 100.00

C-03

69

72

68


B.3 NERACA ENERGI

B.3.1 Basis Perhitungan

Perhitungan neraca energi dilakukan dengan menghitung selisih entalpi antara entalpi

aliran pada temperature operasi dengan entalpi pada temperature referensi yaitu 35oC.

Untuk menghitung entalpi diperlukan data-data kapasitas panas tiap komponen.Berikut ini

adalah data-data kapasitas panas komponen likuid, gas, dan kalor laten.

21011.1.11

Lampiran B 259


Tabel B.12 Kapasitas panas komponen likuid

Komponen Cp (kJ/kg.K)

Air 4.2

Pati 0.95

Protein 1.7

Lemak 2.35942

D-glukosa 1.85E-03

Maltosa 1.6

Dekstrin 6223.5556

Iso maltosa 1.6

Asam butirat 2.09152

Asam aseton 2.18

Aseton 2.15

Etanol 2.72

Butanol 2.46

HCl 0.794

NaOH 4.05

Tabel B.13 Kapasitas panas komponen gas

Komponen T (oC) Cp (kJ/kg.K)

Uap air 130 1.9025

Uap air 105 1.8913

CO2 35 0.846

-2 0.8145

9.82 0.8274

H2 35 14.31

-2 14.176

9.82 14.234

Tabel B.14 Kalor laten komponen

Komponen L (kJ/kg)

Air 2260

B.3.2 Perhitungan Neraca Energi Unit Perlakuan Awal

Untuk menghitung neraca energi diperlukan kondisi tiap-tiap aliran yang ada pada unit

tersebut. Berikut ini adalah diagram alir unit dan kondisi operasi tiap aliran.

21011.1.11

Lampiran B 260


3

Area Silo

(8 buah)

SP-01

HE-01

P-01

11

5

2

6

ST-01

80

CO

4

BE-01

Recycle

T-01

1

Gambar B.13 Aliran pada unit perlakuan awal

Tabel B.15 Kondisi operasi tiap aliran pada unit perlakuan awal

Stream 1 2 3 4 5 6 11 80

T (oC) 35 35 35 35 130 85 35 60

P (atm) 1 1 9.9 2 8.60 7.20 2.3 2.4

Fase padat cair Padat

-cair

Pada

t-cair

Padat-

cair

Padat-

cair

cair cair

Entalpi tiap-tiap aliran dapat dihitung dengan persamaan:

∆𝐻𝑖 = 𝑛𝑖 𝐶𝑝𝐿,𝑖∆𝑇 + 𝑛𝑖 𝐿 + 𝑛𝑖 𝐶𝑝𝑉,𝑖∆𝑇

Sebagai contoh, aliran 5 mengandung pati, protein, lemak, D-glukosa, dekstrin, asam

butirat, asam aseton, etanol dan air. Entalpi aliran 5 dapat dihitung dengan cara:

∆𝐻6 = 𝑛𝑝𝑎𝑡𝑖 𝐶𝑝𝑝𝑎𝑡𝑖 + 𝑛𝑝𝑟𝑜𝑡𝑒𝑖𝑛 𝐶𝑝𝑝𝑟𝑜𝑡𝑒𝑖𝑛 + 𝑛𝑙𝑒𝑚𝑎𝑘 𝐶𝑝𝑙𝑒𝑚𝑎𝑘 + 𝑛𝐷−𝑔𝑙𝑢𝑘 𝐶𝑝𝐷−𝑔𝑙𝑢𝑘

+ 𝑛𝑑𝑒𝑥𝑡𝑟𝑖𝑛 𝐶𝑝𝑑𝑒𝑥𝑡𝑟𝑖𝑛 + 𝑛𝑏𝑢𝑡 𝐶𝑝𝑏𝑢𝑡 + 𝑛𝑎𝑠𝑒𝑡𝑎𝑡 𝐶𝑝𝑎𝑠𝑒𝑡𝑎𝑡

+ 𝑛𝑎𝑠𝑒𝑡𝑜𝑛 𝐶𝑝𝑎𝑠𝑒𝑡𝑜𝑛 + 𝑛𝑒𝑡𝑎𝑛𝑜𝑙 𝐶𝑝𝑒𝑡𝑎𝑛𝑜𝑙 𝑥 𝑇6 − 𝑇𝑟𝑒𝑓

+ 𝑛𝑎𝑖𝑟 𝐶𝑝𝐿,𝑎𝑖𝑟 100 − 𝑇𝑟𝑒𝑓 + 𝐿𝑎𝑖𝑟 + 𝐶𝑝𝑉,𝑎𝑖𝑟 ,130𝑜𝐶 𝑇6 − 100

∆𝐻5 = 0.2957𝑥0.95 + 0.0024𝑥1.7 + 0.0014𝑥2.35942 + 0.0005𝑥0.00185

+ 0.0005𝑥6223.56 + 0.0001𝑥2.09 + 0.0001𝑥2.18 + 0.0007𝑥2.15

+ 0.0001𝑥2.72 𝑥 130 − 25

+ 0.6987 4.2𝑥 100 − 25 + 2260 + 1.9025𝑥 130 − 100

21011.1.11

Lampiran B 261


∆𝐻5 = 1837.35 𝑘𝐽

𝑘𝑔. 𝑗𝑎𝑚

Dengan cara yang sama, dapat diperoleh nilai entalpi masing-masing aliran:

Tabel B.16 Entalpi tiap aliran pada unit perlakuan awal

Stream 1 2 3 4 5 6 11 80

Entalpi (kJ/kg.jam) 0 0 0 0 1837.35 161.26 0 137.35

B.3.13 Perhitungan Neraca Energi Unit Likuefaksi dan Sakarifikasi

Tabel B.17 Kondisi operasi dan entalpi tiap aliran pada unit likuefaksi dan sakarifikasi

Stream 7 8 9 10 11 12 13

T (oC) 85 95 60 60 35 55.8 130

P (atm) 6.1 5.9 4.6 4.5 2.3 3.9 2.6

Fase emulsi gelatin gelatin larutan cair larutan larutan

Entalpi (kJ/kg.jam) 161.26 198.27 82.61 82.74 0 82.74 2402.92

7

8

9

HE-02

10

12

11

HE-03

13

R-01

R-04

6

ST-02 Unit fermentasi dan pemisahan

R-02 R-03

Gambar B.14 Aliran pada unit likuefaksi dan sakarifikasi

21011.1.11

Lampiran B 262


B.3.4 Perhitungan Neraca Energi Unit Fermentasi 1

26

33


27 28 29

32 3130

18 1921

22 2324 25

15

16 17

34

14

20

SP-02 SP-04

SP-05

SP-03

36

35

Gambar B.15 Aliran pada unit fermentasi 1

Tabel B.18 Kondisi operasi dan entalpi tiap aliran pada unit fermentasi 1

Stream 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25

T (oC) 35 35 35 35 35 35 35 35 35 35 35 35

P (atm) 2.4 2.1 1.6 1.4 2.2 1.9 1.5 1.2 2.3 2 1.5 1.3

Fase emulsi emulsi emulsi emulsi emulsi emulsi emulsi emulsi emulsi emulsi emulsi emulsi

Entalpi (kJ/kg.jam) 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0

Stream 26 27 28 29 30 31 32 33 34 35 36

T (oC) 35 35 35 35 35 35 35 35 35 35 35

P (atm) 1.5 1.5 1.5 1.5 1.5 1.5 1.5 1.5 1.5 1.5 1.5

Fase emulsi emulsi emulsi emulsi gas gas gas gas gas gas gas

Entalpi (kJ/kg.jam) 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0

21011.1.11

Lampiran B 263


B.3.5 Perhitungan Neraca Energi Unit Fermentasi 2

26

48


27 28 29

40 41 42 43

4950

51

18 1921

22 2324 25

15

16 17

4445

5253

14

20

SP-02 SP-04

SP-05

SP-03

P-02

54

55

46

Gambar B.16 Aliran pada unit fermentasi 2

Tabel B.19 Kondisi operasi dan entalpi tiap aliran pada unit fermentasi 2

Stream 40 41 42 43 44 45 46 47

T (oC) 35 35 35 35 35 35 35 35

P (atm) 1.4 1.5 1.5 1.3 1.3 1.3 1.2 3

Fase larutan larutan larutan larutan larutan larutan larutan larutan

Entalpi (kJ/kg.jam) 0 0 0 0 0 0 0 0

Stream 48 49 50 51 52 53 54 55

T (oC) 35 35 35 35 35 35 35 35

P (atm) 1.2 1.3 1.3 1.3 1.1 1.0 3.9 2.8

Fase gas gas gas larutan larutan larutan larutan larutan

Entalpi (kJ/kg.jam) 0 0 0 0 0 0 0 0

21011.1.11

Lampiran B 264


B.3.6 Perhitungan Neraca Energi Unit Membran

Unit Pengepakan

M-01

38

36

39

Unit Pengepakan

47

CS-02

CS-01

37

46

Gambar B.17 Aliran pada unit membran

Tabel B.20 Kondisi operasi dan entalpi tiap aliran pada unit membran

Stream 36 37 38 39

T (oC) 35 35 35 35

P (atm) 1.5 4 3 3

Fase gas gas gas gas

Entalpi (kJ/kg.jam) 0 0 0 0

B.3.7 Perhitungan Neraca Energi Unit Tangki Koagulasi

VS-01

56

59

Unit pengolahan

limbah padat

P-03

57

CL-0155

Gambar B.18 Aliran pada unit tangki koagulasi

21011.1.11

Lampiran B 265


Tabel B.21 Neraca energi unit tangki koagulasi

Stream 55 56 57 59

T (oC) 35 35 35 35

P (atm) 2.8 1 2.5 2.3

Fase larutan cair cair cair

Entalpi (kJ/kg.jam) 0 0 0 0

B.3.8 Neraca Energi Unit LLE

Tabel B.22 Kondisi operasi dan entalpi tiap aliran pada unit LLE

Stream 59 66 67 60

T (oC) 35 35 35 35

P (atm) 2.3 2.3 1.9 1.8

Fase cair cair cair cair

Entalpi (kJ/kg.jam) 0.00 0.00 0.00 0.00

C-01

66

6059

67

Gambar B.19 Aliran pada unit LLE

21011.1.11

Lampiran B 266


B.3.9 Perhitungan Neraca Energi Unit Distilasi Butanol

65

63

36

C-02

62

Gambar B.20 Aliran pada unit distilasi butanol

Tabel B.23 Kondisi operasi dan entalpi tiap aliran pada unit distilasi butanol

Stream 62 65 63

T (oC) 166 187 120

P (atm) 5.8 3.7 5

Fase cair cair uap

Entalpi (kJ/kg.jam) 320 371.23 209.1

B.3.10 Perhitungan Neraca Energi Unit Distilasi Aseton

Tabel B.24 Kondisi operasi dan entalpi tiap aliran pada unit distilasi aseton

Stream 68 69 72

T (oC) 88 15.30 67.70

P (atm) 0.60 0.01 0.70

Fase cair uap cair

Entalpi (kJ/kg.jam) 221.61 -42.36 137.13

21011.1.11

Lampiran B 267


C-03

69

72

68

Gambar B.21 Aliran pada unit distilasi aseton

21011.1.11

Lampiran C 268


LAMPIRAN C

CONTOH PERHITUNGAN PERALATAN

C.1 CONTOH PERHITUNGAN PERANCANGAN ALAT PROSES

C.1.1 Reaktor Likuefaksi 1

Dimensi Reaktor

Untuk menghitung dimensi reaktor, diketahui data-data seperti berikut.

Densitas umpan = 1028 kg/m3

Laju alir umpan = 14203.7 kg/jam

Waktu tinggal dalam reaktor = 2 jam

Sehingga laju alir volumetrik umpan = 𝑙𝑎𝑗𝑢 𝑎𝑙𝑖𝑟 𝑢𝑚𝑝𝑎𝑛

𝑑𝑒𝑛𝑠𝑖𝑡𝑎𝑠 𝑢𝑚𝑝 𝑎𝑛

= 14203.7 kg /jam

1028 kg /jam

= 13.82 m3/jam

Maka, volume reaktor dapat dihitung dengan mengalikan waktu tinggal dengan laju alir

volumetric umpan. Volume reaktor = 2 jam x 13.82 m3/jam = 27.64 m

3

Volume kerja reaktor diasumsikan 0.75 kali dari volume total reaktor. Oleh karena itu,

volume total reaktor adalah :

V total = 𝑉

0.75

V total = 27.64

0.75

V total = 36.84 m3

Jenis material yang digunakan pada reaktor ini adalah SS 316. Tinggi reaktor dapat

dihitung dengan membagi volume reaktor total dengan luas alas reaktor, sehingga

diperoleh :

Tinggi reaktor (H) = 36.84 m3

3.14 m2 𝑥 3𝑚 𝑥 3𝑚 = 5.22 m

21011.1.11

Lampiran C 269


Cairan yang direaksikan di dalam reaktor tidak semuanya memenuhi ruang dalam reaktor.

Tinggi cairan di dalam reaktor dapat dihitung dengan cara membagi volume reaktor

dengan luas alas reaktor.

Tinggi cairan (Hc) = 27.63 m3

3.14 m2 x 3m x 3m = 3.91 m

Menurut literatur rasio tinggi reaktor terhadap diameter reaktor berada antara 1 hingga 3.

H/D = 5.94 m/2.5 m = 1.74 Perancangan ini sudah memenuhi syarat.

Tebal dinding reaktor dihitung dengan rumus sebagai berikut :

Tebal reaktor = 𝑃𝑖 𝐷𝑖

2𝐽𝑓− 𝑃𝑖 (Coulson 1983)

Asumsi faktor korosi yang digunakan adalah 2 mm

Tekanan atas cairan = 10 bar = 0.1 N/mm2

Tekanan hidrostatik = 𝜌𝑙𝑎𝑟𝑢𝑡𝑎𝑛 𝑔 𝐻𝑐 = 39404.45 N/m2

Tekanan maksimum reaktor = (P atas cairan + Phidrostatik) x 1.1

= (0.1 N/mm2 + 0.039N/mm

2) x 1.1

= 1,14 N/mm2

Menurut literatur, besarnya faktor sambungan (J) dan f maksimum reaktor dengan bahan

SS 316 masing-masing adalah 0,9 dan 175 N/mm2

Maka, tebal reaktor = 1,14

N

mm 2 3000 mm

2 0,9175 N

mm 2−1,14

N

mm 2

+ 2𝑚𝑚 = 10,93 mm

Maka tebal reaktor setelah ditambahakan dengan corrosion allowance adalah 12,93 mm.

Head dan Bottom

Jenis head and bottom yang digunakan pada reaktor ini adalah torispherical dengan

material SS 316. Tinggi head dan bottom dapat dihitung dengan cara = 𝐷𝑟𝑒𝑎𝑘𝑡𝑜𝑟 −

𝐷𝑟𝑒𝑎𝑘𝑡𝑜𝑟 sin 60 = 2,5 m – 2,5 m sin 600 = 0,39 m.

21011.1.11

Lampiran C 270


Tebal head dan bottom adalah sama. Berdasarkan Coulson (1983): 𝑃𝑖 𝑅𝑐 𝐶𝑠

2𝑓𝐽 +𝑃𝑖 (𝐶𝑠−0,2)

Dimana

Cs = 0,25 (3+ 𝑅𝑐

𝑅𝑘 )

Rc = D reaktor = 3 m = 3000 mm

Rk = 0,06 Rc = 1,8 m = 1800 mm

Cs = 1,07

Maka, tebal head maupun bottom = 𝑃𝑖 𝑅𝑐 𝐶𝑠

2𝑓𝐽 +𝑃𝑖 (𝐶𝑠−0,2)= 11,64 mm

Pengaduk

Jenis pengaduk yang digunakan adalah six blade turbine karena pengaduk ini digunakan

untuk campuran yang memiliki viskositas kurang dari 100 Pa.s. pada kasus ini, campuran

memiliki viskositas sebesar 0.00074 Pa.s.

𝐷 𝑝𝑒𝑛𝑔𝑎𝑑𝑢𝑘

𝐷 𝑟𝑒𝑎𝑘𝑡𝑜𝑟 = 0,3-0,6 (Walas 1988), pada reaktor fermentor ini, rasio antara diameter

pengaduk dan diameter reaktor diambil sebesar 0,4. Maka, diameter pengaduk adalah 1,2

m.

Jarak pengaduk dari dasar reaktor adalah diameter reaktor/6, maka diperoleh jarak

pengaduk dari dasar reaktor adalah 1 m.

Panjang blade = 0,25 x diameter pengaduk = 0,3 m.

Tinggi blade =0,2 x diameter pengaduk = 0,24 m.

Baffle

Jumlah baffle yang digunakan sebanyak 4 buah dengan jenis material berupa SS 316.

Tebal baffle = D reaktor/10

= 3 m /10

= 0,3 m

Offset ke dasar reaktor = D reaktor/2

= 0,3 m/2

= 1,5 m

Offset ke dinding reaktor adalah = 𝑙𝑒𝑏𝑎𝑟 𝑏𝑎𝑓𝑓𝑙𝑒

6

21011.1.11

Lampiran C 271


= 0,3 𝑚

6

= 0,05 m

Tinggi baffle = tinggi cairan (Hc) – offset ke dasar reaktor

= 4,45 m – 1,25 m = 3.2 m

Dimensi Keranjang Enzim

Diketahui data-data sebagai berikut:

Massa enzim = 0,02% . massa larutan pati = 5,67 kg

Densitas enim = 1028 kg/m3

Maka volume enzim adalah massa x densitas = 0,0045 m3. Dengan mengasumsikan void

fraction 0,3, maka volume keranjang adalah 1/0,7 x 0,0045 = 0,0065 m3. Keranjang

berbentuk balok dengan dimensi p x l x t = 20 cm x 20 cm x 16 cm.

Daya Pengadukan

Kecepatan pengadukan yang digunakan adalah 400 rpm = 6,67 rps (asumsi)

Daya pengadukan dapat dihitung dengan menghitung bilangan reynold terlebih dahulu :

Nre pengadukan = 𝜌 𝑟𝑝𝑠 𝐷

𝜇

Nre = 1028 𝑥 6,67 𝑥 3

0.00074

Nre = 27720974

Gambar C.1 Grafik Hubungan antara Re dan Power Number

21011.1.11

Lampiran C 272


Besarnya Npo dapat diperoleh dari grafik di atas, dapat dilihat bahwa Nre yang diperoleh

lebih besar dari 106 sehingga untuk pengaduk propeller diperoleh Npo sebesar 1. Oleh

karena itu, daya pengadukan dapat dihitung dengan rumus sebagia berikut :

P = Npo (Npengaduk)3 (diameter pengaduk)

5 ρ

P = 1 (6,67)3 (1,2)

5 1028

P = 758 kW

C.1.2 Reaktor Likuefaksi II

Penentuan Volume Kerja

Jenis reaktor yang digunakan pada perancangan ini ialah reaktor pipa. Tipe reaktor

likuefaksi II menyerupai perhitungan reaktor likuefaksi III. Data-data aliran yang diketahui

ialah sebagai berikut :

Laju alir slurry cassava = 14203,7 kg/jam

Waktu tinggal = 5 menit

Temperatur = 105oC

Tekanan = 7-8 atm

Data densitas untuk setiap komponen dan laju alir masukan slurry cassava pada

setiap reaktor likuefaksi dapat dilihat pada tabel berikut.

Tabel C.1 Densitas komponen

Komponen Densitas (kg/L)

pati 1.1

protein 1.35

lemak 0.9

D-glukosa 1.54

maltosa 1.54

Air 1

dekstrin 1.45

asam butirat 0.806

asam aseton 1.052

aseton 0.769

etanol 0.778

iso maltosa 1.68

21011.1.11

Lampiran C 273


Laju alir volumetrik umpan (Q) = 𝑚𝑖/𝜌𝑖𝑛𝑖=1 = 13,81 m

3 , selama 5 menit, volume kerja

reaktor adalah 𝑄 𝑡 = 13,81 𝑥 0.083 = 1,15 m3. Dengan perbandingan volume total dengan

volume kerja adalah 100/85 (Walas, 1988), maka volume total reaktor adalah 1,35 m3.

Perhitungan Dimensi Reaktor

Diameter reaktor pipa ditentukan sebesar 0.508 m dan dianggap sebagai silinder dengan

volume = 2* *r L . Maka panjang reaktor = 𝑉𝑜𝑙𝑢𝑚𝑒 𝑘𝑒𝑟𝑗𝑎

𝜋𝑟2 = 1,35

3,14 𝑥 0,508

2

2 = 6,68 m

Perhitungan Tebal Dinding Reaktor

Dinding reaktor berbentuk silinder (cylindrical shell) tanpa tutup, dibuat dari material

stainless steel SS 304 (Shuler, 2002). Tebal dinding dihitung menggunakan rumus sebagai

berikut (Walas, 1988) karena merupakan silinder tipis dengan L/D > 20.

0.6

PRt faktor korosi

SE P

Dimana :

P rancangan (psig) = Poperasi (psig) + 10%

= 8 x 14.7 psig + 0.1 x 8 x 14.7

= 129,36 psig

S = Allowable Stress untuk material SS 316 = 18700 psig

E = Efisiensi sambungan (Joint efficiency) = 0,8 (Walas,1988)

R = D/2 = 10 in

Faktor korosi = 0,10 in

Maka t = 16.17𝑥10

18700𝑥0.8−0.6𝑥16.17+ 0.1 = 0.19 in atau 4,75 mm.

C.1.4 Reaktor Sakarifikasi

Perhitungan reaktor sakarifikasi sama dengan reaktor likuefaksi I sehingga langkah-

langkah perhitungannya tidak akan ditampilkan.

C.1.5 Reaktor Fermentor Acidogenesis

Terdapat 4 buah reaktor yang dipasang paralel karena kapasitasnya yang terlalu besar

apabila dibuat menjadi sebuah reaktor. Perhitungan reaktor acidogenesis sama dengan

21011.1.11

Lampiran C 274


reaktor fermentor solventogenesis sehingga langkah-langkah perhitungannya tidak akan

ditampilkan.

C.1.6 Reaktor Fermentor Solventogenesis

Reaktor solventogenesis juga terdiri atas 4 buah RTIK seperti reaktor acidogenesis.

Kapasitas tiap-tiap reaktor solventogenesis adalah sama sehingga umpan yang masuk ke

dalam sebuah reaktor solventogenesis merupakan ¼ dari umpan total. Oleh karena itu,

perhitungan yang ditampilkan adalah perhitungan salah satu reaktor solventogenesis.

Dimensi Reaktor

Untuk menghitung volume reaktor, pertama kali harus dihitung kapasitas umpan yang

masuk per jam. Berikut ini adalah komposisi aliran umpan reaktor solventogenesis:

Tabel C.2 Komposisi aliran umpan reaktor solventogenesis

Komponen kg/jam % massa

Protein 8.46 0.06

Lemak 3.9 0.03

Moisture 13426.59 96.28

Maltosa 36.39 0.26

Dekstrin 18.66 0.03

Asam butirat 304.78 2.73

Asam aseton 47.47 0.42

Aseton 10.77 0.1

Etanol 0.91 0.01

Glukosa 201.93 0.04

Total 14072.4 100

Densitas aliran umpan adalah densitas campuran antara semua komponen. Cara

menghitung densitas aliran yang mengandung komponen a, b, dan c adalah sebagai

berikut:

𝜌𝐿 = 𝑥𝐴 . 𝜌𝐴 + 𝑥𝐵 . 𝜌𝐵 + 𝑥𝐶 . 𝜌𝐶

21011.1.11

Lampiran C 275


Dimana 𝑥𝐴 , 𝑥𝐵 , 𝑥𝐶 adalah fraksi massa komponen A, B, dan C sedangkan 𝜌𝐴 , 𝜌𝐵 , 𝜌𝐶 adalah

densitas A, B, dan C. Densitas aliran umpan fermentor solventogenesis diperoleh 992.417

kg/m3. Sehingga laju alir volume campuran adalah:

𝑄𝐿 = 14072

992.4= 14.18 𝑚3/𝑗𝑎𝑚

Waktu tinggal di dalam reaktor adalah 15 jam sehingga volume reaktor dirancang

sedemikian sehingga dapat menampung volume aliran selama 15 jam. Maka volume

reaktor adalah:

𝑉𝐿 = 𝑄𝐿 𝑥 𝜏

Dengan waktu tinggal 15 jam, maka volum cairan yang menempati reaktor (sudah

termasuk volume baffle dan volume pengaduk) adalah 169 m3. Ketinggian cairan di dalam

reaktor tentu akan dipengaruhi oleh keberadaan pengaduk dan baffle. Volume pengaduk

dan baffle yang didapatkan dari hasil perhitungan adalah masing-masing sebesar 3,1 m3

dan 4.7 m3. Maka volum cairan yang menempati reaktor adalah volume total

cairan,baffle,dan pengaduk dikurangi volume pengaduk dan volume baffle yang

menghasilkan nilai sebesar 161 m3. Volume reaktor total yang didesain adalah 4/3 dari

volume cairan total yang menempati reaktor, sehingga didapatkan volum reaktor total

adalah sebesar 225,16 m3.

Penentuan diameter reaktor ditetapkan berdasarkan asumsi. Dari nilai asumsi tersebut

dilakukan trial and error hingga diperoleh diameter reaktor sebesar 5.8 m.

Tinggi cairan di dalam reaktor adalah:

𝐻𝐿 = 𝑉𝐿

14 . 𝜋. 𝑑𝑅

2

Tinggi cairan (HL) adalah 8.05 m. Sedangkan tinggi reaktor adalah 10.74 m diperoleh dari

persamaan:

𝐻𝑅 = 𝑉𝑅

14 . 𝜋. 𝑑𝑅

2

21011.1.11

Lampiran C 276


Besar diameter dan tinggi reaktor tersebut telah memenuhi syarat 1 <𝐻

𝐷< 3.

Perhitungan tebal dinding reaktor menggunakan persamaan:

𝑡 =𝑃𝑖𝐷𝑖

(2. 𝐽. 𝑓 − 𝑃𝑖)+ 𝑘𝑜𝑟𝑜𝑠𝑖

Asumsi yang diambil untuk factor korosi material steinless steel 316 adalah 2 mm.

Variable lain yang diperlukan untuk menghitung tebal dinding reaktor adalah tekanan

maksimum reaktor (Pi).

𝑃𝑖 = (𝑃𝑎𝑡𝑚 + 𝑃𝑕) 𝑥 1,1

𝑃𝑕 = 𝜌𝐿 . 𝑔. 𝐻𝐿

Tekanan atmosfer sebesar 1 atm (0.1 N/mm2) dan tekanan hidrostatik diperoleh sebesar

0.038 N/mm2. Dari persamaan di atas dapat diperoleh nilai tekanan maksimum reaktor (Pi)

sebesar 0.196 N/mm2. Untuk material SS 316, nilai f maksimumnya sebesar 175 N/mm

2

dan factor sambungan (J) adalah 0.9.

𝑡 =0,196 𝑥5800

(2.0,9.175 − 0,196)+ 2 = 5,6 𝑚𝑚

Tebal dinding reaktor yang dapat menoleransi korosi dan dapat menahan tekanan adalah

sebesar 5.6 mm.

Head Reaktor

Jenis head dan bottom yang dipakai adalah torispherical karena heads jenis ini dapat

digunakan pada tekanan hingga 15 bar.

Gambar C.2 Torispherical head

21011.1.11

Lampiran C 277


Menurut Coulson (2005), Nilai Rc (crown radius) sama dengan diameter reaktor yaitu 5.8

m. Besar Rk adalah 0.06 kali Rc yaitu 0.348 m. Stress factor pada torispherical heads dapat

dihitung dengan persamaan:

𝐶𝑠 =1

4 3 +

𝑅𝑐𝑅𝑘

= 1.77

Dengan mengetahui variable di atas, dapat dihitung tebal head dan bottom menggunakan

persamaan:

korosi

CsPifJ

CsRcPiTebal

2,02

..

Dengan corrosion allowance sebesar 2 mm, tebal head dan bottom diperoleh 8.39 mm.

Tinggi head dan bottom adalah 0.754 m yang diperoleh dari perhitungan persamaan:

Tinggi head = dR − dR sin 60o

Pengaduk

Pengaduk yang digunakan pada fermentor adalah jenis propeller dengan jumlah blade 4.

Material konstruksi pengaduk adalah SS316. Menurut Wallas (1988), perbandingan antara

diameter pengaduk dengan reaktor adalah 0.3 hingga 0.6. Pada perancangan ini digunakan

perbandingan sebesar 0.4 sehingga diameter pengaduknya adalah 2.32 m.

Diameter pitch propeller adalan 0.2 dari diameter reaktor yaitu 1.16 m. Jarak pengaduk

dari dasar reaktor (Hd) adalah 1/6 dari tinggi cairan di dalam reaktor. Nilai Hd adalah

1.324 m. Sehingga panjang pengaduknya 9.4 m. Ketebalan pengaduk adalah 1/8 dari

diameter reaktor yaitu 0.725 m. dari dimensi-dimensi pengaduk tersebut, maka volum

pengaduk adalah sebesar 3.1 m3

Baffle

Baffle yang digunakan terbuat dari SS316 dengan jumlah 4. Tebal baffle adalah 0.58 m

karena tebal baffle adalah 10% dari diameter reaktor. Offset ke dasar reaktor adalah

setengah dari diameter reaktor yaitu 2.9 m. Sedangkan offsetnya ke dinding adalah 1/6 dari

tebal baffle yaitu 0.0967m. Tinggi baffle adalah selisih antara tinggi cairan dan offset ke

21011.1.11

Lampiran C 278


dasar reaktor. Tinggi bafflenya adalah 5.15 m. Dari dimensi baffle di atas maka dapat

diperoleh volum baffle sebesar 0,8 m3.

Daya Pengadukan

Asumsi kecepatan pengadukan adalah 100 rpm.

Viskositas campuran dihitung dari perkalian viskositas komponen dengan fraksi massa

komponen. Sebagai contoh, viskositas campuran P, Q, dan R adalah:

𝜇𝐿 = 𝑥𝐴 . 𝜇𝐴 + 𝑥𝐵 . 𝜇𝐵 + 𝑥𝐶 . 𝜇𝐶

Viskositas campuran dalam reaktor solventogenesis ini adalah 7.24x10-4

Pa.s.

Nilai bilangan Reynolds campuran ini adalah:

𝑁𝑅𝑒 =𝜌𝐿𝑑𝑝𝑒𝑛𝑔𝑎𝑑𝑢𝑘 𝑣𝑝𝑒𝑛𝑔𝑎𝑑𝑢𝑘

𝜇𝐿

𝑁𝑅𝑒 =992.42𝑥2.32𝑥100/60

7.24𝑥10−4= 5.30𝑥106

Dari grafik hubungan antara Npo (power number) dengan NRe, diperoleh nilai Npo sebesar

0.5.

Gambar C.3 Grafik Npo terhadap Re

21011.1.11

Lampiran C 279


Daya pengadukan dapat dihitung dengan menggunakan variable-variable di atas.

𝑃 = 𝑁𝑃𝑜 . 𝑣3. 𝑑5 . 𝜌

𝑃 =0.5𝑥. 1.673𝑥2.325. 992.42

1000= 154.40 𝑘𝑊

C.2 PERPINDAHAN PANAS PADA ALAT PROSES

C.2.1 Perpindahan Panas dengan Jaket Pemanas/Pendingin

Perpindahan panas pada reaktor likuefaksi 2 dan 3 dilakukan dengan menggunakan jaket

pemanas walaupun fungsi keduanya agak berbeda. Perpindahan panas pada reaktor

likuefaksi 2 berfungsi untuk menaikkan temperatur operasi sampai 105oC, sedangkan pada

reaktor likuefaksi 3 untuk mempertahankan suhu sepanjang pipa agar konstan pada 95oC,

yaitu temperatur optimal terjadinya gelatinasi.

Contoh perhitungan yang diberikan di sini adalah untuk reaktor likuefaksi 2. Data-data

yang diketahui adalah

Waktu tinggal = 5 menit

Tekanan = 7-8 atm

Volume reaktor = 1,35 m3

Panas yang dibutuhkan adalah panas yang dipakai untuk menaikkan suhu operasi

dari 85oC menjadi 105

oC yaitu sebesar 454,32 J/s.

Konduktivitas panas stainless steel (kw) = 17 W/m.K

Konduktivitas panas cairan umpan (ua) = 1000 W/m.K

Konduktivitas panas steam (ub) = 4500 W/m.K

D1 (diameter luar reaktor) = 0,513 m

D2 (diameter dalam reaktor) = 0,508 m

Berdasarkan Hewitt, dkk., (2000), untuk tipe pemanas berupa jaket yang menyelubungi

pipa dapat menggunakan persamaan Q = U. A. Tlmtd dengan A merupakan luas

permukaan perpindahan panas yang dicari. Q adalah selisih entalpi antara aliran keluaran

(T = 105oC) dan aliran masukan (T = 85

oC), yaitu 454,32 J/s.

21011.1.11

Lampiran C 280


Untuk aliran countercurrent, Tlmtd = (𝑇𝑕 ,𝑖𝑛−𝑇𝑐 ,𝑜𝑢𝑡 )−(𝑇𝑕 ,𝑜𝑢𝑡 −𝑇𝑐 ,𝑖𝑛 )

ln[(𝑇𝑕 ,𝑖𝑛−𝑇𝑐 ,𝑜𝑢𝑡 )/(𝑇𝑕 ,𝑜𝑢𝑡 −𝑇𝑐 ,𝑖𝑛 )] dengan masing-masing

data temperaturnya dapat dilihat pada tabel di bawah ini.

Tabel C.3 Temperatur pada likuefaksi 2 dengan jaket

Keterangan Temperatur

T in,h 182 oC

T out,h 183 oC

T in,c 85 oC

T out,c 105 oC

Maka Tlmtd diperoleh sebesar 87.

Koefisien perpindahan panas (U) diperoleh dengan rumus (Hewitt,dkk., 2000):

1

𝑈= 𝑅𝑤 +

1

𝑢𝑎

𝐷1

𝐷2+

1

𝑢𝑏

di mana Rw = 𝐷1

2𝑘𝑤 ln (D1/D2) = 0,00014, maka U = 733,94 W/m

2.K. Oleh karena itu, A =

Q/(UTlmtd) = 1,16 m2

.

Panjang jaket pemanas diketahui dari L = A/𝜋 D1 = 1,16/ (3,14.0,513) = 1,92 m

Material dinding jaket terbuat dari SS 304 dengan ketebalan yang dapat diperoleh dari

rumus berikut (Walas, 1988).

0.6

PRt faktor korosi

SE P

Dimana :

P rancangan (psig) = Poperasi (psig) + 10%

= 117,6 psig + 0.1x117,6

= 129,36 psig

S = Allowable Stress untuk material SS 304 = 18700 psig

E = Efisiensi sambungan (Joint efficiency) = 0,8 (Walas,1988)

Tebal jaket ditetapkan 7,87 in. R = D/2 = diameter terluar jaket/2 = 18,06 in

Faktor korosi = 0,10 in

21011.1.11

Lampiran C 281


Maka t = 129,36𝑥12,69

18700𝑥0.8−0.6𝑥129,36+ 0.1 = 0,26 in atau 6,53 mm

C.2.2 Insulasi

Menurut Walas (1988), rules of thumb untuk insulasi dinding reaktor pada temperatur di

bawah 343oC (650

oF) sebagian besar memakai magnesia dengan konduktivitas termal 0.03

W/m.K. Untuk tebal insulasi, rules of thumb-nya dapat dilihat pada tabel berikut:

Tabel C.4 Rules of thumb insulasi

Tebal (in) Kondisi

0.5 Di bawah 200oF atau 93,33oC

1 Di bawah 400oF atau 204,44oC

Namun, pada perhitungan tebal insulasi, perlu diperhatikan juga bahwa diusahakan hilang

panas seminimal mungkin. Pada perhitungan digunakan contoh perhitungan pada reaktor

likuefaksi 2. Insulasi reaktor likuefaksi 2 dibagi menjadi dua bagian, yaitu insulasi yang di

bagian jaket pemanas dan pada bagian yang tidak memakai jaket pemanas.

a. Bagian yang memakai jaket pemanas

Besarnya Q loss dihitung menggunakan persamaan berikut:

1 3

3 22 1 1

. . .a a b b o c

T Tq

r rr r

k A k A h A

Dengan,

T1 = temperatur jaket = 182,5oC

T2 = temperatur udara (30 oC)

R1 = jari-jari dalam jaket = 0.45 m dengan luas penampang A1

R2 = jari-jari luar jaket = 0.46 m dengan luas penampang A2

R3 = jari-jari insulasi = 0.465 m dengan luas penampang A3

Aa = (A1-A2)/ln(A1/A2) = 2.71 m2

Ab = (A2-A3)/ln(A2/A3) = 2.74 m2

Ac = A3 = 2.75 m2

Ka = konstanta perpindahan panas jaket = 45.3 W/mK

21011.1.11

Lampiran C 282


Kb = konstanta perpindahan panas insulator = 0.03 W/mK

Ho = konstanta perpindahan panas konveksi udara diam = 23 W/mK

Nilai Q loss sebesar 12,56 kW. Nilai hilang panas yang besar ini masih bisa ditoleransi

karena hanya menyebabkan penurunan temperatur sebesar 0,66oC/sekon.

b. Bagian yang tidak memakai jaket pemanas

Besarnya Q loss dihitung menggunakan persamaan berikut:

1 3

3 22 1 1

. . .a a b b o c

T Tq

r rr r

k A k A h A

Dengan,

T1 = temperatur jaket = 95oC

T2 = temperatur udara (30 oC)

R1 = jari-jari dalam jaket = 0.25 m dengan luas penampang A1

R2 = jari-jari luar jaket = 0.26 m dengan luas penampang A2

R3 = jari-jari insulasi = 0.31 m dengan luas penampang A3

Aa = (A1-A2)/ln(A1/A2) = 261.1m2

Ab = (A2-A3)/ln(A2/A3) = 288.73 m2

Ac = A3 = 315.3 m2

Ka = konstanta perpindahan panas jaket = 45.3 W/mK

Kb = konstanta perpindahan panas insulator = 0.03 W/mK

Ho = konstanta perpindahan panas konveksi udara diam = 23 W/mK

Nilai Q loss sebesar 4.1 kW. Nilai hilang panas yang besar ini masih bisa ditoleransi

karena hanya menyebabkan penurunan temperatur sebesar 0,22oC/sekon.

21011.1.11

Lampiran C 283


C.3 PERHITUNGAN ALAT PENCAMPURAN DAN PEMISAHAN

C.3.1 Contoh Perhitungan Tangki Pencampuran

Hal-hal yang perlu dihitung dalam perancangan tangki pencampuran ini antara lain adalah

dimensi tangki, pengaduk, daya pengadukan, dan baffle. Berikut ini ditampilkan contoh

perhitungan pada tangki pencampuran tepung cassava dan air. Cara perhitungan yang sama

juga berlaku untuk tangki koagulasi.

Dimensi Tangki

Untuk menghitung dimensi tangki, perlu diketahui terlebih dahulu jumlah senyawa yang

masuk ke dalam tangki pencampuran sehingga dapat ditentukan sifat fisiknya. Berikut ini

adalah senyawa-senyawa yang masuk ke dalam tangki :

Tabel C.5 Jumlah Senyawa yang masuk ke dalam tangki

Senyawa Jumlah (kg/jam)

Protein 33.83

Lemak 19.33

Moisture 9344.44

D-glukosa 6.8

Dekstrin 7.13

Asam butirat 1.11

Asam aseton 1

Aseton 9.35

Etanol 0.79

Total 14204

Dari tabel di atas, dapat ditentukan sifat fisik senyawa umpan.

Densitas umpan = 1371.04 kg/m3

Laju alir umpan = 14204 kg/jam

Laju alir volumetrik umpan = 𝑙𝑎𝑗𝑢 𝑎𝑙𝑖𝑟 𝑢𝑚𝑝𝑎𝑛

𝑑𝑒𝑛𝑠𝑖𝑡𝑎𝑠 𝑢𝑚𝑝𝑎𝑛 =

14204 kg /jam

1371.04/jam = 17.1947 m

3/jam

Waktu tinggal dalam tangki = 1,5 jam

Maka, volume tangki dapat dihitung dengan mengalikan waktu tinggal dengan laju alir

volumetrik umpan.

Volume tangki = 1,5 jam x 17,1947 m3/jam = 25.792 m

3

Volume kerja tangki diasumsikan 0.75 kali dari volume total tangki. Oleh karena itu,

volume total tangki adalah :

21011.1.11

Lampiran C 284


V total = 𝑉

0.75

V total = 25.792

0.75

V total = 34.389 m3

Jenis material yang digunakan pada tangki tangki ini adalah carbon steel. Diameter tangki

yang dipilih adalah sebesar 2,5 m. maka, luas alas tangki dapat dihitung dengan cara :

A = 0.25 π D2

A= 0.25 π (2,5m)2

A = 4.90625 m2

Tinggi tangki dapat dihitung dengan membagi volume tangki total dengan luas alas tangki,

sehingga diperoleh :

Tinggi tangki (H) = 34.389 m3

4.906 m2

Tinggi tangki (H) = 7.00 m

Cairan yang direaksikan di dalam tangki tidak semuanya memenuhi ruang dalam tangki.

Tinggi cairan di dalam tangki dapat dihitung dengan cara membagi volume tangki dengan

luas alas tangki

Tinggi cairan (Hc) = 25.792 m3

4.906 m2 = 5.25 m

Menurut literatur rasio tinggi tangki terhadap diameter tangki berada antara 1 hingga 3.

H/D = 7.6 m/5m = 2.8 Perancangan ini sudah memenuhi syarat.

Tebal dinding tangki dihitung dengan rumus sebagai berikut:

Tebal tangki = 𝑃𝑖 𝐷𝑖

2𝐽𝑓− 𝑃𝑖 (Coulson 1983)

Asumsi faktor korosi yang digunakan adalah 2 mm

Tekanan atas cairan = 1 bar = 0,1 N/mm2

Tekanan hidrostatik = 𝜌𝑙𝑎𝑟𝑢𝑡𝑎𝑛 𝑔 𝐻𝑐 = 1371.04 kg/m3 x 9.8 m/s

2 x 5.25 m =70633.6 N/m

2

= 0.07063 N/mm2

Tekanan maksimum tangki = (P atas cairan + Phidrostatik)x 1,1

= (0,1 N/mm2 + 0.07063N/mm

2) x 1,1

21011.1.11

Lampiran C 285


= 0.1877 N/mm2

Menurut literatur, besarnya faktor sambungan (J) dan f maksimum tangki dengan bahan

stainless steel 316 masing-masing adalah 0,9 dan 175N/mm2

Maka, tebal tangki = 0.1877

N

mm 2 2500 mm

2 0,9175 N

mm 2−0.1877

N

mm 2

= 1.49 mm

Maka tebal tangki setelah ditambahakan dengan corrosion allowance adalah 3.49 mm.

Head and Bottom Tangki

Jenis head dan bottom yang digunakan pada tangki fermentor ini adalah torispherical

dengan material SS 316.

Tinggi head dan bottom dapat dihitung dengan cara = 𝐷𝑟𝑒𝑎𝑘𝑡𝑜𝑟 − 𝐷𝑟𝑒𝑎𝑘𝑡𝑜𝑟 sin 60

= 2,5 m – 2,5 m sin 600

= 0,325 m


2𝑓𝐽 +𝑃𝑖 (𝐶𝑠−0,2)

Dimana

Cs = 0,25 (3+ 𝑅𝑐

𝑅𝑘 )

Rc = D tangki = 2,5 m = 2500 mm

Rk = 0,06 Rc = 1,5 m = 1500 mm

Cs = 1,77


2𝑓𝐽 +𝑃𝑖 (𝐶𝑠−0,2)

= 0.1877 2500 1,77

2 0,9 175+0.1877 (1,77−0,2)

= 1,596 mm

Pengaduk

Jenis pengaduk yang digunakan adalah propeller karena pengaduk ini digunakan untuk

campuran yang memiliki viskositas kurang dari 3 Pa.s. pada kasus ini, campuran memiliki

viskositas sebesar 0.99136 Pa.s.


𝐷 𝑡𝑎𝑛𝑔𝑘𝑖 = 0,3-0,6 (Walas 1988)

pada tangki fermentor ini, rasio antara diameter pengaduk dan diameter tangki diambil

sebesar 0,4. Maka, diameter pengaduk adalah 1 m.

21011.1.11

Lampiran C 286


Jarak pengaduk dari dasar tangki adalah tinggi cairan/6, maka diperoleh jarak pengaduk

dari dasar tangki adalah 0.87616 m.

Panjang pengaduk = tinggi tangki- (tinggi cairan/6)

Panjang pengaduk = 7.0093 m – (5.2 m/6)

Panjang pengaduk = 6.133 m

Tebal pengaduk = diameter tangki/8

Tebal pengaduk = 2,5 m/8 = 0,3125 m

Baffle


Tebal baffle = D tangki/10

= 2,5m /10

= 0,25 m

Offset ke dasar tangki = D tangki/2 = 2,5m/2 = 1,25 m

Offset ke dinding tangki adalah = 𝑡𝑒𝑏𝑎𝑙 𝑏𝑎𝑓𝑓𝑙𝑒

6 =

0,25 𝑚

6 = 0,04167 m

Tinggi baffle = tinggi cairan (Hc) – offset ke dasar tangki

= 5.26 m – 1.25 m = 4.01 m

Daya Pengadukan

Kecepatan pengadukan yang digunakan adalah 400 rpm = 6,67 rps (asumsi)


Nre = 𝜌 𝑉 𝐷

𝜇

Nre = 1371.04 6,67 1

0.99136

Nre = 9219.94

Besarnya Npo dapat diperoleh dari grafik di berikut adalah 0.9. Oleh karena itu, daya

pengadukan dapat dihitung dengan rumus sebagai berikut :


5 ρ

P = 0,9 (6.67)3 (1)

5 1371.04

P = 365 kW

21011.1.11

Lampiran C 287



C.3.2 Perhitungan Tangki Koagulasi

Perhitungan Laju Alir Volumetrik Tangki

Aliran umpan tangki memiliki komposisi sebagai berikut:

Tabel C.6 Komposisi aliran 55

Stream 55

kg/jam %

protein 33.83 0.06

Lemak 19.33 0.03

D-glukosa 39.58 0.07

Maltosa 145.56 0.26

Air 53706.37 96.19

Dekstrin 74.64 0.13

Asam butirat 6.45 0.01

Asam aseton 5.84 0.01

Aseton 312.16 0.56

Etanol 4.91 0.01

Butanol 1466.80 2.63

Iso maltosa 20.55 0.04

TOTAL 55836 100.00

Temperatur (oC) 35

Tekanan (atm) 2.8

Campuran tersebut memiliki densitas 994.2 kg/m3 (data Hysys). Untuk waktu tinggal 1

jam, dapat dihitung volume aliran:

21011.1.11

Lampiran C 288


𝑉55 =𝐹55

𝜌𝜏

𝑉55 =55836

994.21 = 56.24 𝑚3

Perhitungan Dimensi Tangki

Dengan rules of thumb yang menyatakan bahwa volume tangki yang dirancang adalah 4:3

dari volume aliran, maka volume tangki menjadi:

𝑉𝑡 =4

3𝑉55 = 74.99 𝑚3

Diameter tangki diasumsikan sebesar 3.8 m, sehingga tinggi tangki dapat dihitung dengan

menggunakan persamaan volume tabung.

𝑉 =1

4𝜋𝑑2𝐻

𝑉𝑡 =1

4𝜋𝑑2𝐻𝑡

74.99 =1

4𝜋3.82𝐻𝑡

𝐻𝑡 = 6.62 𝑚

Nilai diameter dan tinggi tangki memenuhi ketentuan 1<H/D<3.

Tinggi cairan (HL) dalam tangki adalah sebagai berikut:

𝑉55 =1

4𝜋𝑑2𝐻𝐿

56.24 =1

4𝜋3.82𝐻𝐿

𝐻𝐿 = 4.96 𝑚

Perhitungan Tebal Dinding Tangki

Tebal dinding tangki disesuaikan dengan tekanan operasi dan toleransi korosi. Tekanan

operasi pada saat koagulasi adalah 8 atm. Toleransi korosi diasumsikan 2 mm.

Tekanan atas cairan (Pa) = 8 atm

=0.8 N/mm2

Tekanan hidrostatik (Ph) = ρ.g. 𝐻𝐿

korosi

PiJf

PiDiTebal

2

21011.1.11

Lampiran C 289


= 994.2 x 9.8 x 4.96

= 48340.065 N/m2

= 0.0483 N/mm2

Tekanan maksimum (Pi) = 1.1 x (Pa + Ph)

= 1.1 x (0.8+0.0483)

= 0.9332 N/mm2

Menurut literatur, besarnya faktor sambungan (J) dan f maksimum tangki dengan bahan SS

316 masing-masing adalah 0.9 dan 175 N/mm2. Maka, tebal tangki:

𝑇𝑒𝑏𝑎𝑙 =𝑃𝑖𝐷𝑖

2𝐽𝑓 − 𝑃𝑖+ 𝑘𝑜𝑟𝑜𝑠𝑖

𝑇𝑒𝑏𝑎𝑙 =0.9332𝑥3.8𝑥103

2𝑥175𝑥0.9 − 0.9332+ 2 = 13.3 𝑚𝑚

Perhitungan Head dan Bottom Tangki

Jenis head dan bottom yang digunakan pada tangki ini adalah torispherical dengan

material SS 316.

Tinggi head dan bottom dapat dihitung dengan cara = 𝐷 − 𝐷 sin 60

= 3.8 – 3.8 sin 600

= 0.494 m


2𝑓𝐽 +𝑃𝑖 (𝐶𝑠−0.2)+ korosi

Dimana Cs = 0.25 (3+ 𝑅𝑐

𝑅𝑘 )

Rc = D tangki = 3.8 m = 3800 mm

Rk = 0.06 Rc = 0.228 m = 228 mm

Cs = 1.77


2𝑓𝐽 +𝑃𝑖 (𝐶𝑠−0.2)+ korosi

= 0.9332x3800x1.77

2𝑥175𝑥0.9+0.9332(1.77−0.2)+ 2

= 21.84 mm

21011.1.11

Lampiran C 290


Perhitungan Pengaduk

Jenis pengaduk yang digunakan adalah propeller karena pengaduk ini digunakan untuk

campuran yang memiliki viskositas kurang dari 3 Pa.s. pada kasus ini, campuran memiliki

viskositas sebesar 6.57x10-4

Pa.s.


𝐷 𝑟𝑒𝑎𝑘𝑡𝑜𝑟 = 0.3-0.6 (Walas 1988),

Pada tangki koagulan ini, rasio antara diameter pengaduk dan diameter tangki diambil

sebesar 0.4. Maka, diameter pengaduk adalah 1.52 m.

Jarak pengaduk dari dasar tangki adalah tinggi cairan/6, maka diperoleh jarak pengaduk

dari dasar tangki adalah 0.827 m.

Panjang pengaduk = tinggi tangki- (tinggi cairan/6)

Panjang pengaduk = 6.62 m – (4.96 m/6)

Panjang pengaduk = 5.79 m

Tebal pengaduk = diameter tangki/8

Tebal pengaduk = 5 m/8 = 0.475 m

Perhitungan Baffle


Tebal baffle = D tangki/10 = 3.8m /10 = 0.38 m

Offset ke dasar tangki = D tangki/2 = 3.8m/2 = 1.9 m

Offset ke dinding tangki adalah = 𝑡𝑒𝑏𝑎𝑙 𝑏𝑎𝑓𝑓𝑙𝑒

6 =

0.38 𝑚

6 = 0.0633 m

Tinggi baffle = tinggi cairan (Hc) – offset ke dasar tangki

= 4.96 m – 1.9 m = 3.06 m

Perhitungan Daya Pengadukan

Kecepatan pengadukan yang digunakan adalah 25 rpm = 0.42 rps (asumsi)


Nre = 𝜌 𝑉 𝐷

𝜇

Nre = 994.2𝑥0.42𝑥1.52

6.57𝑥10−4

Nre = 9.59x105

21011.1.11

Lampiran C 291



Besarnya Npo dapat diperoleh dari grafik di atas, dapat dilihat bahwa Nre yang diperoleh

adalah 9.59x105

sehingga untuk pengaduk propeller diperoleh Npo sebesar 0.5. Oleh

karena itu, daya pengadukan dapat dihitung dengan rumus sebagia berikut :


5 ρ

P = 0.5 (0.42)3 (1.52)

5 994.2

P = 0.292 kW

C.3.3 Perhitungan Membran

Data yang diketahui:

Spesifikasi membran = Membran PEGDME

Massa molekul = 500 g/mol

Data komposisi umpan yang melalui unit membran:

Tabel C.7 Komposisi aliram umpan membran

Stream Aliran 37

kg/jam %

CO2 1179.11 66.04

H2 606.33 33.96

TOTAL 1785.44 100.00

Temperatur (oC) 35

Tekanan (atm) 4

21011.1.11

Lampiran C 292


Mol gas = mol H2 + mol CO2

Mol gas = mH2

MrH2

+mCO 2

MrCO 2

=606.33

2+

1179.11

44= 329.965 mol

mH2 dan mCO 2

adalah laju alir H2 dan CO2 ke membran (aliran 21).

- Mr gas = mH 2 +mCO 2

mol gas=

606.33+1179.11

329.965= 5.41 gr/mol

- Laju alir volumetrik

Perhitungan laju alir volumetrik diturunkan dari persamaan:

𝑃. 𝐿𝑓 = 𝑛. 𝑅. 𝑇

Dengan mensubstitusi n = m

Mr maka persamaan di atas menjadi:

𝑃𝐿𝑓 =𝑚

𝑀𝑟𝑅𝑇

𝐿𝑓 =𝑚. 𝑅. 𝑇

𝑃. 𝑀𝑟

Dimana: m = laju alir massa umpan = 1785.44 kg/jam

T = temperature aliran 24 = 308 K

P = tekanan aliran 24 = 3 atm

R = konstanta gas = 82.057 𝑐𝑚 3 .𝑎𝑡𝑚

𝑚𝑜𝑙 .𝐾

Sehingga laju alir volumetrik aliran umpan adalah:

𝐿𝑓 = 1785.44 x82.057x308

3𝑥5.83𝑥1000 = 2.78𝑥109

𝑐𝑚3

𝑗𝑎𝑚= 7.72𝑥105

𝑐𝑚3

𝑠

- Tebal membran (t) diasumsikan 2.54x10-3

cm

- Permeabilitas komponen terhadap membran (P‟)

Menurut Barillas, Enick, dan Morreale dalam penelitiannya yang berjudul “The CO2 and

H2 Permeability of Membrans Composed of Highly CO2 “-Philic Polymers (USA),

besarnya permeabilitas CO2 dan H2 mengikuti persamaan berikut ini:

𝑃′𝐶𝑂2= 3181. 𝑒−0.404𝑥 (𝑏𝑎𝑟𝑟𝑒𝑟𝑠)

𝑃′𝐻2= 4,836. 105. 𝑒−2.69𝑥(𝑏𝑎𝑟𝑟𝑒𝑟𝑠)

Dimana x =1000

𝑇 𝐾−1

x =1000

308= 3.25𝐾−1

Sehingga permeabilitas komponen dapat dihitung:

21011.1.11

Lampiran C 293


𝑃′𝐶𝑂2= 3181𝑥𝑒−0.404𝑥3.25

𝑃′𝐶𝑂2= 856.85 𝑏𝑎𝑟𝑟𝑒𝑟𝑠 = 856.85𝑥10−10

𝑐𝑚3 𝑆𝑇𝑃 . 𝑐𝑚

𝑐𝑚2𝑠. 𝑐𝑚𝐻𝑔

𝑃′𝐻2= 4.836𝑥105𝑥𝑒−2.69𝑥3.25

𝑃′𝐻2= 77.89 𝑏𝑎𝑟𝑟𝑒𝑟𝑠 = 77.89 𝑥10−10

𝑐𝑚3 𝑆𝑇𝑃 . 𝑐𝑚

𝑐𝑚2𝑠. 𝑐𝑚𝐻𝑔

- Faktor pemisahan ideal (α*)

α∗ =𝑃′𝑝𝑒𝑟𝑚𝑒𝑎𝑡

𝑃′𝑟𝑒𝑡𝑒𝑛𝑡𝑎𝑡=

𝑃′𝐶𝑂2

𝑃′𝐻2

=856.85𝑥10−10

77.89 𝑥10−10= 11

- Fraksi umpan yang menjadi permeat (θ) diasumsikan sebesar 0,05.

- Tekanan umpan (ph) adalah sebesar 3 atm atau 228 cmHg (tekanan aliran 21)

- Tekanan permeat (pl) sebesar 1 atm atau 76 cmHg (tekanan aliran 23)

Perhitungan Komposisi Permeat dan Reject

- Perhitungan komposisi permeat (yp)

𝑦𝑝 =−𝑏1 + 𝑏1

2 − 4𝑎1𝑐1

2𝑎1

𝑎1 = 𝜃 +𝑝𝑙

𝑝𝑕−

𝑝𝑙

𝑝𝑕𝜃 − 𝛼∗𝜃 − 𝛼∗

𝑝𝑙

𝑝𝑕+ 𝛼∗

𝑝𝑙

𝑝𝑕𝜃 = −3.67

𝑏1 = 1 − 𝜃 − 𝑥𝑓 −𝑝𝑙

𝑝𝑕+

𝑝𝑙

𝑝𝑕𝜃 + 𝛼∗𝜃 + 𝛼∗

𝑝𝑙

𝑝𝑕− 𝛼∗

𝑝𝑙

𝑝𝑕𝜃 + 𝛼∗𝑥𝑓 = 11.27

𝑐1 = −𝛼∗𝑥𝑓 = −7.27

Sehingga nilai yp diperoleh sebesar 0.92.

- Perhitungan komposisi reject (xo)

𝑥0 =𝑥𝑓 − 𝜃𝑦𝑝

1 − 𝜃= 0.65

- Luas permukaan membran (Geankoplis, 2003)

𝐴𝑚 =𝜃. 𝐿𝑓 . 𝑦𝑝

𝑃′𝐴𝑡 𝑝𝑕𝑥𝑜 − 𝑝𝑙𝑦𝑝

= 1,25. 107𝑐𝑚2

- Komposisi aliran pada unit membran

21011.1.11

Lampiran C 294


Tabel C.8 Komposisi aliran pada unit membran

Stream 37 38 39


CO2 1179.11 66.04 1084.49 83.51 94.62 19.44

H2 606.33 33.96 214.19 16.49 392.15 80.56

TOTAL 1785.43 100 1298.68 100 486.76 100

T (oC) 35 35 35

P (atm) 4 3 3

Perhitungan dimensi membran

- Lebar membran adalah 5 m dan panjang membran dihitung dengan:

𝑃 =𝐴𝑚

𝐿=

1.25𝑥103

5= 250.65 𝑚

- Bagian dalam wound adalah pipa 4 in yang memiliki outside diameter 4.5 in. Jari-

jari dalam wound adalah 2.25 in atau 5.715 cm.

- Jari-jari luar wound (𝑟𝑜) dihitung dengan cara menambahkan jari-jari dalam wound

dengan tebal wound.

- Tebal wound dihitung dengan cara integral dimana jumlah keliling gulungan sama

dengan panjang membran (P)

𝑃 = 2𝜋 𝑟𝑖 + 𝑡 𝑑𝑡

𝑡

𝑡𝑜

Dimana r adalah jari-jari dalam wound (5.715 cm).

𝑃 = 𝜋 2. 𝑟𝑖 . 𝑡 + 𝑡2 − 𝜋 5𝑡𝑜 + 𝑡𝑜2

𝑡 = 83.81 𝑐𝑚

- Sehingga jari-jari luar wound adalah:

𝑟𝑜 = 𝑟𝑖 + 𝑡 = 89.53 𝑐𝑚 = 0.9 𝑚

- Diameter dinding diperoleh dari perhitungan berikut ini:

𝑑𝑤 = 2. 𝑟𝑜 + 𝑡𝑤 = 2. 89.53 + 2.5 = 184 𝑐𝑚 = 1.84 𝑚

Tebal dinding adalah 2.5 cm (sudah termasuk corrosion allowance ) dengan material

konstruksi SS304.

- Panjang dinding:

𝐿𝑤 = 1.3𝑥𝐿 = 6.5 𝑚

21011.1.11

Lampiran C 295


C.3.4 Perhitungan Kolom LLE

Menghitung laju alir volumetrik aliran umpan dan solvent

Laju alir massa umpan adalah 55694.4 kg/hr yang setara dengan 122674.89 lb/hr. Dari data

Hysys diperoleh nilai densitas aliran ini sebesar 994.2 kg/m3 (62.01 lb/ft

3). Sehingga laju

alir volumetric aliran umpan (Qc) adalah:

𝑄𝑐 =𝑀𝑐

𝜌𝑐=

122674.89

62.01= 1978.23

𝑓𝑡3

𝑕𝑟

Dengan cara yang sama maka akan diperoleh laju alir volumetric aliran solvent yaitu:

𝑄𝐷 =𝑀𝐷

𝜌𝐷=

132066.97

51.27= 2576.15

𝑓𝑡3

𝑕𝑟

Laju alir pada titik flooding dapat diperoleh dari persamaan:

𝑕 =4,5𝑉𝐷

2𝜌𝑐

2𝑔𝑐∆𝑝

sehingga laju alir umpan pada saat flooding adalah:

𝑉𝐷 = 2. 𝑕. 𝑔𝑐∆𝑝

4.5𝜌𝑐

𝑉𝐷 = 2𝑥1𝑥4.18𝑥108𝑥15

4.5𝑥62.01= 6703.52

𝑓𝑡𝑕𝑟

Laju alir solvent saat flooding adalah:

𝑉𝑐 = 2. 𝑕. 𝑔𝑐∆𝑝

4.5𝜌𝐷

𝑉𝐶 = 2𝑥1𝑥4.18𝑥108𝑥15

4.5𝑥51.27= 7372.77

𝑓𝑡𝑕𝑟

Menghitung Diameter Tray

Dengan diketahui nilai 𝑄𝐷dan 𝑉𝐷maka dapat dihitung besarnya diameter downcomer:

𝐴𝑑 =𝑄𝐷

𝑉𝐷=

2576.15

6703.52= 0.38 𝑓𝑡2

𝐴𝑑 =1

4𝜋𝐷𝑑

2 = 0.38

𝐷𝑑 = 0.70 𝑓𝑡

21011.1.11

Lampiran C 296


Total hole area dihitung dari laju alir volumetrik solvent (QD) dan laju alir di hole. Laju

alir di hole diasumsikan 0.8 ft/s.

Total hole area =𝑄𝐷

v=

2576.15

0.8x3600= 0.89𝑓𝑡2

Total hole area diasumsikan 25% dari tray area. Triangular spacing sebesar 0.75 in dan

diameter hole sebesar 0.25 in.

𝑡𝑟𝑎𝑦 𝑎𝑟𝑒𝑎

hole area=

0.890.25

𝑥0.752

12

xπ4

x0.252= 82.04

𝑡𝑟𝑎𝑦 𝑎𝑟𝑒𝑎 = 82.04x0.89 = 73.39𝑓𝑡2

Ditambahkan dengan luas pipa 4 in dengan outside diameter 4.5 in:

𝑡𝑟𝑎𝑦 𝑎𝑟𝑒𝑎 = 73.39 +π

4x

4.52

144= 73.50𝑓𝑡2

Sehingga diameter tray:

𝑑𝑡 = 73.50x4

πx12 = 116.11 in

Support ring yang digunakan setebal 2 in sehingga diameter tray keseluruhan adalah:

𝑑𝑡 = 116.11 + 2 = 118.11 in = 9.84 ft

Menghitung tinggi kolom

Efisiensi tray:

𝐸 =0.35 ∆𝑕

𝑑𝑜0.3510

𝑉𝐷

𝑉𝑐

0.42

= 0.13

Jumlah tray =5

0.13= 38.36 ≈ 39

Tinggi tower = 1𝑥39 + 6 = 45 𝑓𝑡 sudah termasuk 3 ft yang ditambahkan pada setiap

ujungnya.

C.3.5 Perhitungan Kolom Distilasi Butanol dan 2-Ethyl-1-Heksanol

Dengan menggunakan perhitungan neraca massa, komposisi dan laju produk bawah dapat

diketahui nilai selengkapnya dari umpan, produk atas, dan produk bawah.

21011.1.11

Lampiran C 297


Tabel C.9 Laju Alir Umpan dan Produk pada Kolom Distilasi

Komponen Umpan Produk atas Produk bawah

Butanol 1450.47 kg/jam 1413.5 kg/jam 36.939 kg/jam

2-etil-1-heksanol 59886.45 kg/jam 0.43002 kg/jam 59886.5 kg/jam

Total 61336.92 kg/jam 1413.93 kg/jam 59923.4 kg/jam

Nilai laju cairan pada top (Ltop) didapatkan dengan asumsi laju alir uap sama dengan laju

cairan

Ltop = 9 x laju distilat

= 5 x 1413.93 kg/jam

= 12725.37 kg/jam

Karena umpan berupa cairan jenuh seluruhnya, maka nilai laju cairan pada bottom (Lbottom)

didapatkan sebagai berikut :

Lbottom = Ltop + laju umpan

= 12725.37 kg/jam + 61336.92 kg/jam

= 74062.29 kg/jam

Nilai laju uap pada bottom (Vbottom) didapatkan dengan cara berikut :

Vbottom = Lbottom – laju produk bawah

= 74062.29 kg/jam – 59923.4 kg/jam

= 14138.9 kg/jam

Vtop = Vbottom = 14138.9 kg/jam

Penetuan Sifat Fisik Cairan dan Uap pada Top dan Bottom

Nilai hilang tekan yang diasumsikan sebesar 0.015 bar, dimana tekanan bagian atas kolom

adalah 1,5 bar dan tekanan bagian bawah kolom adalah 5 bar.

Dari HYSYS didapatkan temperatur dan tekanan di top dan bottom sebagai berikut :

Tabel C.10 Temperatur dan tekanan pada Top dan Bottom Kolom Distilasi

Tekanan (bar) Temperatur (0C)

Top 1.5 129

Bottom 5 254

Sifat fisik cairan dan uap di produk atas dan produk bawah dapat dilihat pada tabel berikut

ini :

21011.1.11

Lampiran C 298


Tabel C.11 Sifat Fisik Cairan dan Uap Produk Atas dan Bawah

Sifat Fisik Top Bottom

Uap Cair uap cair

rapat massa (kg/m3) 10.03 651.7 14.85 612.3

Teg.permukaan (dyne/cm) 9.99489 6.224

Teg.permukaan (N/m) 0.009995 0.006224

Diameter kolom

Faktor aliran cair-uap (Flv) diperoleh dengan cara berikut :

Flv = 𝐿𝑤

𝑉𝑤

𝜌𝑣

𝜌𝑙

Lw adalah laju alir cairan dan Vw adalah laju alir uap.

Sehingga didapatkan:

Faktor aliran cair-uap pada top (Flv top) = 0.11

Faktor aliran cair-uap pada bottom (Flv bottom) = 0.816

Asumsi plate spacing yang digunakan adalah 0,9 m, maka diperoleh nilai K1 dari grafik di

bawah ini :

Gambar C.6 Grafik Hubungan antara Flv dan K1

Dari Grafik di atas, didapat nilai K1 untuk top dan bottom

K1 top = 0.14

K1 bottom = 0.052

21011.1.11

Lampiran C 299


Nilai K1 harus dikoreksi dengan memperhitungkan tegangan permukaan dan hole/active

area. Nilai K1 terkoreksi didapat dengan perhitungan :

K1‟ = faktor pengali K1 x K1 𝑡𝑒𝑔𝑎𝑛𝑔𝑎𝑛 𝑝𝑒𝑟𝑚𝑢𝑘𝑎𝑎𝑛

0,02

0,2

K1‟ top = 0.121

K1‟ bottom = 0.04

Setelah mendapat nilai K1‟, langkah berikutnya adalah menentukan besar flooding velocity

Uf = K1‟ 𝜌𝑙− 𝜌𝑣

𝜌𝑣

Dari persamaan di atas, diperoleh

Uf top = 0.975 m/s

Uf bottom = 0.26 m/s

Asumsi persen flooding yang digunakan sebesar 80% pada maksimum flow rate sehingga

diperoleh :

Uv top = 0.77 m/s

Uv bottom = 0.208 m/s

Laju alir volumetrik maksimal dihitung dengan :

Qv = 𝑉𝑚

𝜌𝑣 𝑥 3600

Dari persamaan di atas, diperoleh :

Vapor volume rate top = 0.392 m3/s

Vapor volume rate bottom = 0.264 m3/s

Net area yang dibutuhkan adalah hasil bagi dari laju alir volumetrik maksimum dengan

laju alir linier maksimum

net area top = 0.5 m2

net area bottom = 1.27 m2

Column cross sectioned area harus dihitung dengan mempertimbangkan 12.5% area yang

digunakan sebagai downcomer area.

Ac = 𝐴𝑛

(1−0.125)

Dari persamaan di atas, didapat beberapa luas area pada bagian top dan bottom kolom

distilasi yaitu sebagai berikut :

21011.1.11

Lampiran C 300


Asumsi yang digunakan adalah

Downcomer area = 0.15 column area

Hole area = 0.1 active area

Diameter kolom yang diperlukan dapat dihitung dengan cara sebagai berikut :

Dc = 𝐴𝑐 𝑥 3.14

4

Dari persamaan di atas, maka diperoleh diameter untuk bagian top dan bottom kolom

Dc top = 0.87 m

Dc bottom = 1.4 m

Nilai dari diameter kolom untuk top dan bottom tidak berbeda jauh. Oleh karena itu,

penggunaan diameter yang berbeda untuk top dan bottom tidaklah menguntungkan. Maka,

digunakan nilai diameter yang lebih besar untuk diameter kolom, yaitu sebesar 1,4 m. Nilai

ini diperoleh dari ukuran pipa standar yang dekat dengan nilai diameter bottom

Penentuan Pola Aliran cairan

Untuk mengetahui pola aliran yang digunakan, nilai laju alir volumetrik maksimum harus

dihitung. Setelah itu pola aliran dapat diketahui dari grafik hubungan antara diameter

kolom dan nilai laju alir volumetrik.

Berdasarkan grafik di bawah ini, dapat diketahu bahwa pola aliran dalam kolom distilasi

adalah cross flow single pass.

21011.1.11

Lampiran C 301


Gambar C.7 Grafik Penentuan Pola Aliran dalam Kolom Distilasi

Provisional Plate Design

Bagian Top

Column area : Ac = 𝜋𝑑2

4 = 0.59 m

2

Downcomer area : Ad = % downcomer x Ac = 0.088 m2

Active area : An = Ac – Ad = 0.414 m2

Hole area : Aa = Ac – 2xAd = 0.025 m2

Untuk menentukan lebar weir digunakan grafik sebagai berikut. Nilai perbandingan dari

lw/dc bisa didapat dari perbandingan Ad/Ac yaitu sebesar 15%

21011.1.11

Lampiran C 302


Gambar C.8 Grafik Hubungan antara lw/Dc dan Ad/Ac

Nilai perbandingan lw/dc dari gambar adalah 0.81

Nilai lebar weir (Lw) = 0.81 x dc = 0.7 m

Hole size = 2.5 mm

Hw = 40 mm

Bagian Bottom

Perhitungan Provisional plate design untuk bagian bottom kolom sama dengan perhitungan

untuk bagian top kolom. Dengan perhitungan yang sama, didapat luas area bagian bottom

seperti ditampilkan di bawah ini :

Column area (Ac) = 1.48 m2

Downcoer area (Ad) = 0.22 m2

Active area (Aa) = 1.0425 m2

Hole area (Ah) = 0.063 m2

Nilai perbandingan lw/dc yang didapat dari gambar adalah 0.81

Nilai lebar weir (Lw) = 0.81 x dc = 1.11 m

Hole size = 2.5 mm

Hw = 40 mm

21011.1.11

Lampiran C 303


Uji Weeping

Uji Weeping Top

Asumsi turndown ratio yang digunakan adalah 0.88

Maka didapat nilai Lw minimum 3.11 kg/s

Nilai tebal cairan yang dapat turun ke bawah didapatkan dari persamaan berikut :

32

750

wL

wow

l

Lh

Dari persamaan di atas, diperoleh nilai how adalah 16.8 mm

Pada saat keadaan minimum, hw+how,min = 56.8 mm

Dari nilai hw+how,min dapat diperoleh nilai K2 dari grafik di bawah ini :

Gambar C.9 Grafik Hubungan antara K2 dan (hw+how)

Nilai K2 yang diperoleh adalah 30.1. Dari nilai K2 ini dapat diperoleh laju minimum uap

ketika melewati lubang dengan menggunakan persamaan berikut :

2

1

)2 4,25(90,0(min)

v

hh

dKu

Maka nilai Umin adalah 2.99 m/s

Nilai kecepatan uap minimum nyata = laju volumetrik minimum/hole area

Nilai Uh (min) nyata = 13.88 m/s

21011.1.11

Lampiran C 304


Karena nilai kecepatan minimum nyata lebih besar daripada laju kecepatan minimum uap

ketika melewati lubang, maka tidak terjadi weeping dan hasil perhitungan diterima.

Uji Weeping Bottom

Asumsi turndown ratio yang digunakan adalah 0.88

Maka didapat nilai Lw minimum 18.1 kg/s

Nilai tebal cairan yang dapat turun ke bawah didapatkan dari persamaan berikut :

32

750

wL

wow

l

Lh

Dari persamaan di atas, diperoleh nilai how adalah 77,143 mm

Pada saat keadaan minimum, hw+how,min = 117,14 mm

Dari nilai hw+how,min dapat diperoleh nilai K2 dari grafik C.5 yaitu sebesar 31,2

Nilai K2 yang diperoleh adalah 31. Dari nilai K2 ini dapat diperoleh laju minimum uap

ketika melewati lubang dengan menggunakan persamaan berikut :

2

1

)2 4,25(90,0(min)

v

hh

dKu

Maka nilai Umin adalah 2,75 m/s

Nilai kecepatan uap minimum nyata = laju volumetrik minimum/hole area

Nilai Uh (min) nyata = 3,72 m/s

Karena nilai kecepatan minimum nyata lebih besar daripada laju kecepatan minimum uap

ketika melewati lubang, maka tidak terjadi weeping dan hasil perhitungan diterima

Uji Tinggi Cairan dalam Downcomer

Bagian Top

Asumsi nilai yang diambil adalah Ip = 7,5 mm

Nilai 𝐴𝑕

𝐴𝑝 = 0,9 x

𝑕𝑜𝑙𝑒 𝑠𝑖𝑧𝑒

𝐼𝑝

Nilai Co didapat dari grafik hubungan antara Co dan Ah/Ap

21011.1.11

Lampiran C 305


Gambar C.10 Grafik Hubungan antara Co dan Ah/Ap

Dari grafik di atas, diperoleh nilai Co yaitu sebesar 0,88

Uh max diperoleh dari hasil bagi antara vapor volume rate dan hole area sehingga

diperoleh nilai Uh sebesar 15,78 m/s.

Setelah itu, diperoleh nilai hd menggunakan persamaan berikut :

Diperoleh nilai hd sebesar 252,43 mm

Nilai hr diperoleh menggunakan persamaan berikut :

Diperoleh nilai hr sebesar 19,18 mm

Nilai ht diperoleh menggunakan persamaan berikut :

Diperoleh nilai ht sebesar 340,9 mm

21011.1.11

Lampiran C 306


Lalu diperoleh nilai Aap menggunakan persamaan berikut:

Sehingga diperoleh nilai Aap sebesar 0,025 m2

Nilai hdc diperoleh menggunakan persamaan di bawah ini

Dari persamaan di atas, diperoleh nilai hdc sebesar 8,07 mm

Untuk uji tinggi cairan di dalam downcomer dilakukan dengan membandingkan nilai hb

dan nilai ½ (lt+hw).nilai hb harus kurang dari nilai ½ (lt+hw). Nilai hb diperoleh dari hasil

penjumlahan antara ht,hdc,hw, dan how dan diperoleh nilai hb sebesar 418,27 mm

sedangkan nilai ½ (lt+hw) diperoleh sebesar 470 mm.

Karena nilai hb lebih kecil daripada nilai ½ (lt+hw) maka hasil perhitungan dapat

diterima.

Bagian Bottom

Dengan perhitungan yang sama seperti pada bagian top didapatkan nilai-nilai sebagai

berikut :

Ip : 7,5 mm

Ah/Ap : 0,1

Co : 0.88

Hd : 28,551 mm

Hr : 20,414 mm

Ht : 161,567 mm

Aap : 0.033 m2

Hdc : 167,281 mm

Untuk uji tinggi cairan di dalam downcomer dilakukan dengan membandingkan nilai hb

dan nilai ½ (lt+hw).nilai hb harus kurang dari nilai ½ (lt+hw). Nilai hb diperoleh dari hasil

21011.1.11

Lampiran C 307


penjumlahan antara ht,hdc,hw, dan how dan diperoleh nilai hb sebesar 441,446 mm

sedangkan nilai ½ (lt+hw) diperoleh sebesar 470 mm.

Karena nilai hb lebih kecil daripada nilai ½ (lt+hw) maka hasil perhitungan dapat

diterima.

Uji Waktu Tinggal Liquid dalam Downcomer

Nilai waktu tinggal liquid di dalam downcomer harus lebih besar dari 3 sekon.

tr = Ad.hbc.ρL/Lwd , dari hasil perhitungan diperoleh nilai tr untuk bagian top dan bottom

kolom masing-masing adalah 6,8 sekon dan 3,01 sekon. Karena nilai waktu tinggal hasil

perhitungan lebih besar daripada 3 sekon maka hasil pengujian dapat diterima.

Uji Entrainment

Uji entrainment dilakukan dengan menentukan nilai fractional entrainment menggunakan

grafik di bawah ini

Gambar C.11 Grafik Hubungan antara fractional entrainment dan Flv

21011.1.11

Lampiran C 308


Dari grafik hubungan antara Flv dan percent flooding di atas dapat diperoleh nilai

fractional entrainment untuk bagian top dan bottom kolom masing-masing sebesar 2,5 %

dan 0,05%. Karena nilai fractional entrainment kurang dari 10% maka uji ini dapat

diterima.

Perforated Area

Trial layout yang digunakan adalah

Wide calming zone = 75 mm

Dari gambar di bawah ini pada lw/Dc = 0,81

Gambar C.12 Grafik Hubungan antara Lw/Dc dan Lh/Dc

Diperoleh nilai θc = 1090 dan Lh/Dc = 0,213

Sudut unperforated = (180-109) = 71

Panjang rata-rata unperforated = (Dc – 50x10-3

)π x

180

180 c

= 0,1548 m

Area unperforated = support ring/ panjang rata-rata unperforated

Area unperforated = 0,0077 m2

Area calming zone = 2x (50x10-3

) x panjang rata-rata calming zone

= 0,08 m2

Total area unperforated = Aa – (Area unperforated + area calming zone)

= 0,323 m2

21011.1.11

Lampiran C 309


Nilai Ah/Ap = 0,1

Dari gambar di bawah ini didapat nilai dh/Ip = 2,9

Gambar C.13 Grafik Hubungan antara ip/dh dan Ah/Ap

Nilai dh/Ip diterima dalam rentang 2,5-4, ,maka nilai dh/Ip pada bagian top kolom dapat

diterima. Dengan perhitungan yang sama, didapat nilai dh/Ip untuk bagian bottom kolom

adalah 2,9 maka nilai dh/Ip untuk bagian bottom kolom memenuhi syarat.

Number of Hole

Bagian Top

Area satu hole = 0,25 x π x Dhole

= 0,049 cm2

Jumlah lubang = Ahole / A1 hole

= 5057

Bagian Bottom

Area satu hole = 0,25 x π x Dhole

= 0,049 cm2

Jumlah lubang = Ahole / A1 hole

= 12749

21011.1.11

Lampiran C 310


Tinggi kolom distilasi = plate spacing x jumlah tray

= 0,9 m x 11= 9,9 m

C.3.6 Perhitungan Kolom Distilasi Vakum

Dengan menggunakan perhitungan neraca massa, komposisi dan laju produk bawah dapat

diketahui nilai selengkapnya dari umpan, produk atas, dan produk bawah.

Tabel C.12 Laju Alir Umpan dan Produk pada Kolom Distilasi Vakum

Komponen Umpan Produk atas Produk bawah

Asam butirat 6,38 kg/jam - kg/jam 6,38 kg/jam

Asam aseton 5,77 kg/jam - kg/jam 5,77 kg/jam

Aseton 308,77 kg/jam 254,92 kg/jam 53,84 kg/jam

Etanol 4,56 kg/jam 4,552 kg/jam 0,0046 kg/jam

Air 53784 kg/jam 0,03 kg/jam 53784,3 kg/jam

D-Glukosa 39,13 kg/jam - kg/jam 39,13 kg/jam

Dekstrin 41,04 kg/jam - kg/jam 41,04 kg/jam

Total 54189,7 kg/jam - kg/jam 53930,5 kg/jam

Dari HYSYS didapatkan temperatur dan tekanan di top dan bottom sebagai berikut :

Tabel C.13 Temperatur dan tekanan pada Top dan Bottom Kolom Distilasi

Tekanan (bar) Temperatur (0C)

Top 0.01 46,13

Bottom 0.9 93,86

Sifat fisik cairan dan uap yang terlibat pada proses distilasi vakum dapat dilihat pada tabel

berikut ini :

Tabel C.14 Sifar fisik cairan dan uap

Sifat Fisik Uap cairan

rapat massa (kg/m3) 0,479 756,2

Laju massa (kg/jam) 7137 1,9825

Laju massa (kg/sekon) 5290 1,469

Proses distilasi vakum ini menggunakan packed distillation. Jenis packed yang digunakan

adalah pall rings. Dasar pertimbangan pemilihan pall rings karena jenis packing ini

21011.1.11

Lampiran C 311


mempunyai kapasitas yang bagus, pressure drop rendah, hold up cairan yang tinggi, dan

memiliki kekuatan mekanik yang besar.

Berikut ini adalah spesifikasi pall rings dalam berbagai ukuran :

Tabel C.15 Spesifikasi pall rings

Specification surface

area

void Num

(m-3

)

Bulk density

(kg/m3)

packing

factor (m-1

)

5/8 inch 16*16*0.5 mm 339 0.93 235000 591 299

1 inch 25*25*0.6 mm 233 0.937 51940 480 269

1.5 inch 38*18*0.8 mm 176 0.945 13000 365 153

2 inch 50*50*1 mm 134 0.949 6800 311 131

3 inch 76*76*1.5 mm 96 0.96 1980 216 72

Penentuan Tinggi Kolom

Pada perancangan kolom distilasi vakum ini digunakan pall rings dengan ukuran 1 inch

(0,2454 m). Menurut rule of thumb, untuk pall rings dengan ukuran 1 inch, HETP berada

pada selang nilai 1,3-1,8 ft (Wallas, 1998). Dalam perancangan ini, HETP yang digunakan

adalah 1,3 ft (0,39264 m).

Berdasarkan simulasi HYSYS, jumlah tahap yang digunakan pada proses distilasi vakum

ini adalah 25 tahap. Oleh karena itu, tinggi kolom distilasi dapat dihitung dengan cara

sebagai berikut :

Tinggi bed kolom = jumlah tahap x HETP

Maka diperoleh tinggi bed kolom distilasi sebesar 9,9 m.

Asumsi hilang tekan yang digunakan pada perancangan kolom ini adalah 21 mmH2O/m

packing. Nilai Flv dapat dicari dengan rumus berikut

Nilai Flv yang didapat adalah 0,01865. Dari nilai Flv ini akan didapatkan nilai K4 saaat

banjir berdasarkan grafik di bawah ini :

21011.1.11

Lampiran C 312


Gambar C.14 Hubungan antara Flv dan K4

Dari grafik di atas, didapat nilai K4 saat banjir sebesar 2,8. Berdasarkan rule of thumb,

Nilai K4 yang dianjurkan saat menggunakan pall rings adalah sebesar 0,7, sehingga persen

banjir yang didapatkan sebesar 50%.

Penentuan Diameter Kolom

Sebelum menentukan besarnya diameter kolom, maka nilai laju alir superficial gas (Gs‟)

dihitung terlebih dahulu menggunakan rumus sebagai berikut :

Dengan menggunakan rumus di atas, diperoleh laju alir superficial gas sebesar 0,56559

kg/m2s, sedangkan laju gas umpan adalah 1,9825 kg/s.

21011.1.11

Lampiran C 313


Area kolom yang dibutuhkan dapat dihitung dengan membagi laju gas umpan dengan laju

superficial gas sehingga diperoleh area sebesar 3,5 m2.

Diameter kolom = 4 𝑥 𝑙𝑢𝑎𝑠 𝑎𝑟𝑒𝑎

𝜋

Maka diperoleh diameter kolom sebesar 2,1 m.

Area kolom yang sebenarnya dibutuhkan = ¼ π d2

= ¼ π (2,1 m)2

= 3,46 m2

Perbandingan antara diameter kolom terhadap ukuran packing adalah 8,57.

Sehingga diperoleh persen banjir yang sebenarnya sebesar 50,63%.

Untuk menara dengan diameter sekitar 3 ft (0,9 m) maka ditambahkan tinggi 4 ft (1,2m)

untuk vapor disengagement dan 6 ft (1,8 m) pada bagian bawah untuk reboiler return.

Pada perancangan ini digunakan diameter kolom sebesar 2,1 meter sehingga dengan

menggunakan perbandingan dibutuhkan tinggi 2,76 meter untuk vapor disengagement dan

4.2 meter untuk reboiler return. Maka diperoleh tinggi total kolom adalah 17 meter.

C.4 PERHITUNGAN KONDENSOR

Langkah perhitungan proses perpindahan panas di dalam kondensor. Prinsip perpindahan

panas yang terjadi di dalam kondensor adalah perpindahan panas di dalam shell and tube

heat exchanger.

Spesifikasi aliran masuk dan keluar pada kondensor ditampilkan pada table di bawah ini :

Table C.16 Spesifikasi aliran pada kondensor

Parameter Produk atas

masuk

Produk atas

keluar

Air

masuk

Air

keluar

Temperatur [oC] 129 129 35 45

Pressure [kPa] 500 400 100 100

Kapasitas panas (kJ/kgoC) 1.88 4.2

Densitas (kg/m3) 706.1 1000

Konduktivitas panas (W/moC) 0.0184 0.6

Viskositas (kg/ms) 0.00000785 0.00048

Untuk memenuhi spesifikasi tersebut, tipe penukar panas yang dipilih adalah sebagai

berikut :

21011.1.11

Lampiran C 314


Tipe : Shell and Tube

Posisi : Horizontal

Fluida dalam shell : air

Fluida dalam tube : campuran cairan butanol dan 2-ethyl-1-heksanol

Berikut ini adalah langkah-langkah perhitungan unit penukar panas :

Berdasarkan simulasi HYSYS, besarnya panas yang dikeluarkan dari kondensor adalah

3,83x10-6

kJ/jam atau sebesar 1064816,67 J/s, sedangkan laju alir umpan yang masuk ke

dalam kondensor adalah 7073 kg/jam atau sebesar 1,965 kg/s.

1. Penentuan laju alir air pendingin

Pendingin yang digunkan di dalam kondensor adalah air dengan suhu 350C. Suhu air

pendingin yang keluar dari kondensor adalah 450C. Laju alir air pendingin ini

ditentukan menggunakan asas black.

Q lepas = Q terima

Laju air pendingin = 𝑄

(𝐶𝑝 𝛥𝑇 )𝑎𝑖𝑟

Dengan Q sebesar 3,83x10-6

kJ/jam maka diperoleh laju alir air pendingin sebesar

91270 kg/jam atau sebesar 25,35 kg/s

2. Menebak koefisien overall heat-transfer coefficient

Pada perancangan alat penukar panas ini digunakan air sebagai fluida pendingin dan

pelarut organic sebagai fluida yang akan didinginkan (fluida panas). Berdasarkan Tabel

12.1 (Coulson,2005) rentang koefisien perpindahan panas yang digunakan untuk fluida

yang telah disebutkan di atas adalah 250-750 W/m20

C.

Nilai berbagai macam koefisien perpindahan panas untuk masing-masing fluida dapat

dilihat pada table berikut:

21011.1.11

Lampiran C 315


Table C.17 Koefisien perpindahan panas fluida

Pada proses perancangan kondensor ini, nilai tebakan awal koefisien peepindahan

panas adalah 500 W/m2 0

C.

3. Penentuan beda temperatur rata-rata logaritmik (ΔTlm)

ΔTlm diperoleh melalui persamaan berikut ini :

dengan,

T1 = temperatur aliran masuk shell (oC)

T2 = Temperatur aliran keluar shell (oC)

21011.1.11

Lampiran C 316


t1 = temperatur aliran masuk tube (oC)

t2 = Temperatur aliran keluar tube (oC)

Maka didapat nilai ΔTlm sebesar 93,9 0C.

Beda temperatur logaritmik yang sebenarmya adalah dengan mengalikan beda

temperatur logaritmik hasil hitungan dengan faktor koreksi temperatur sehingga beda

temperatur logaritmik yang sebenarnya diperoleh dengan persamaan berikut :

Faktor koreksi temperatur merupakan fungsi dari temperatur fluida pada shell dan tube

dan jumlah tube dan shell passes.

Faktor koreksi temperatur diperoleh dari grafik yang menghubungkan Ft dengan R dan

S.

Dari persamaan di atas diperoleh nilai R=0 dan nilai S=0,1

Gambar C.19 Faktor koreksi temperature

Dari grafik di atas, dapat diperoleh nilai Ft=1

21011.1.11

Lampiran C 317


Maka diperoleh nilai perbedaan temperatur logaritmik setelah dikalikan faktor koreksi

temparatur sebesar 93,9

4. Menentukan Luas Perpindahan Panas

Luas perpindahan panas dapat diperoleh dari persamaan berikut :

Q= U‧A‧ΔTm

A= m

Q

U ΔT

dengan,

A = luas area perpindahan panas (m2)

U = koefisien perpindahan panas keseluruhan (W/mK)

A = 1064816 ,667

𝐽

𝑠

500𝑊

𝑚 20𝐶 𝑥 93,9 0𝐶

A = 22,67 m2

5. Penentuan Jumlah Tube

Tabel berikut ini adalah standar-standar yang digunakan untuk menentukan dimensi

tube.

Tabel C.18 Dimensi tube

Pada perancangan alat penukar panas ini dipilih tube dengan diameter luar sebesar 50

mm dan tebal 3,2 mm sehingga diperoleh diameter dalam sebesar 43,6 mm. Panjang

tube penukar panas umumnya adalah 6 ft, 8 ft, 12 ft, 16 ft, ataupun 20 ft, pada

perancangan ini dipilih panjang tube 8 ft (2,44 m).

Maka Atube = π‧do‧L

Atube = 0.38 m2

21011.1.11

Lampiran C 318


Jumlah itube diperoleh dengan membandingkan luas perpindahan alat pebukar panas

dengan luas tube sehingga diperoleh jumlah itube sebanyak 60 tube.

6. Penentuan diameter kumpulan tube (bundle diameter)

Bundle diameter dapat dihitung dengan persamaan berikut:

Db = bundle diameter, mm

do = diamater luar tube, mm

Kt dan n adalah konstanta yang diperoleh dari tabel 12.4 (Coulson,2005) Sebagai

tebakan pertama, dipilih jumlah shell pass 1 dan tube pass 8. Dimana Kt=0.365 dan

n=2.675

Tabel C.19 Nilai Kt dan n pada berbagai macam passes

Dari nilai Kt dan n di atas, maka diperoleh Db sebesar 792,45 mm

7. Penentuan diameter shell

Jenis head yang digunakan adalah split ring floating head, bundle diametrical

clearance dapat diperoleh dari grafik di bawah ini

1/

/n

b o t tD d N K

21011.1.11

Lampiran C 319


Gambar C.20 Diameter clearance berbagai jenis head

Dari grafik di atas, dapat diperoleh besarnya diameter clearance adalah 53 mm.

Dengan demikian,

Ds = Db + Dc

Ds = 792,44 + 53

Ds = 845,45 mm

Maka perbandingan panjang penukar panas dengan diameter shell adalah

L/Ds = 2,44/(845,45 x 10-3

) = 2,88

Nilai ini berada pada rentang 5-10.

8. Penentuan jumlah tube pada baris pertengahan (tubes in centre row)

Nr = 𝐷𝑏

𝑃𝑡

Pt merupakan tube pitch. Tube arrangement yang dipilih adalah tipe triangular dengan

besar pitch adalah 1,25 dari diameter luar sehingga diperoleh nilai Pt= 62,5 mm.

Jumlah tube pada garis pertengahan adalah

Nr = 792,45 𝑚𝑚

62,5 𝑚𝑚

Nr = 13

21011.1.11

Lampiran C 320


9. Penentuan Kokefisien Pindah Panas Shell-Side

a. Luas Penampang shell

Baffle spacing (IB) berada pada rentang 0,2-1 dari diameter shell. Nilai IB yang

dipilih pada perancangan heat exchanger ini adalah 0,8.

Maka, IB = 0,8 x Ds

IB = 676,4 mm

Luas penampang shell dapat ditentukan dengan persamaan berikut ini

Dengan, pt = pitch tube

Do = diameter luar tube

Ds = diameter dalam shell

IB = baffle spacing, m

As = 62,5−50 𝑥

845

1000 𝑥

676

1000

62,5

As = 0,11 m2

b. Kecepatan linear fluida pada shell

Kecepatan linaer fluida dalam shell dapat dihitung dengan persamaan berikut :

Ushell = 𝑙𝑎𝑗𝑢 𝑎𝑙𝑖𝑟 𝑎𝑖𝑟 𝑝𝑒𝑛𝑑𝑖𝑛𝑔𝑖𝑛

𝜌𝑎𝑖𝑟 𝐴𝑠𝑕𝑒𝑙𝑙

Ushell = 25,35

𝑘𝑔

𝑠

1000𝑘𝑔

𝑚 3 𝑥 0,114 𝑚2

Ushell = 0,22 m/s

c. Diameter Ekuivalen

De = 1,1

𝑑𝑜 ( 𝑝𝑡2 − 0,917𝐷𝑜2)

De = 1,1/50 ((62,5 𝑚𝑚)2 − 0,917( 50𝑚𝑚)2)

De = 35,5 mm

21011.1.11

Lampiran C 321


d. Koefisien pindah panas tanpa koreksi viskositas

1/3

s h

e

kH = j Re Pr

d

dengan,

Re = bilangan Reynolds

Pr = bilangan Prandtl

Jh = faktor perpindahan panas

Bilangan reynold dihitung dengan persamaan berikut :

𝑅𝑒 = 𝐺𝑠 𝑑𝑒

𝜇 =

𝑢𝑠 𝑑𝑒 𝜌

𝜇

= 0,22

𝑚

𝑠 𝑥 0,035 𝑚 𝑥 2,493 𝑘𝑔/𝑚3

0,00000785 𝑃𝑎 .𝑠

= 2500

Bilangan prandtl diperoleh dengan persamaan berikut :

Pr = 𝐶𝑝 𝑥 𝜇

𝑘

Pr = 1,88 𝑥 0.00000785

0.0184

Pr = 0,08

Penentuan bilangan reynold diperlukan untuk menentukan faktor koreksi pindah

panas (Jh) yang diperoleh dari grafik 12.29 pada buku Coulson,2005. Pada

perancangan alat penukar panas ini, baffle cut yang digunakan adalah 25% dari

rentang 15-45%. Dari grafik diperoleh besarnya faktor koreksi pindah panas

sebesar 0,0065 sehingga koefisien pindah panas tanpa koreksi viskositas (ho)

adalah

ho = 𝐽𝑕 𝑥 𝑅𝑒 𝑥 𝑃𝑟

13 𝑥 0,6

𝑑𝑖𝑎𝑚𝑒𝑡𝑒𝑟 𝑒𝑘𝑢𝑖𝑣𝑎𝑙𝑒𝑛 𝑠𝑕𝑒𝑙𝑙

ho = 255,42 W/m2 o

C

e. Perhitungan koefisien pindah panas dengan faktor viskositas

Temperatur rata-rata pada shell side

, ,

2

shell in shell out

s

T TT

21011.1.11

Lampiran C 322


Ts = 35 oC

Temperatur rata-rata pada tube side

Tt = 129 oC

∆Trata-rata = Ts – Tt = 94 oC

Tw =

Tw = 35- 500/0,0065 x 94

Tw = -149 0C

Dari data literatur diperoleh viskositas pada -149 oC, Tw = 0.000837 kg/m.s

Koefisien perpindahan panas dengan koreksi viskositas :

hs = ho„( 𝜇

𝜇𝑤)

0,14

hs = 255,42 (0.00000785

0.000837)

hs = 133.68 W/m2 o

C

10. Penentuan Koefisien Pindah Panas Tube Side

a. Luas penampang tube

At = 𝜋

4 (0.0436 m)

2 x

59

32

At = 0,011 m2

b. Kecepatan linear fluida pada tube

tube

laju alir fluidau =

ρ Afluida t

Utube = 25,35 𝑘𝑔/𝑠𝑒𝑘𝑜𝑛

706𝑘𝑔

𝑚 3 𝑥 0,01 𝑚2

Utube = 3,25 m/s

2

tube,outtube,in

t

TT T

s

o

UT T

h

2( )4

tt i

NA d x

jumlah pass

21011.1.11

Lampiran C 323


c. Nilai koefisien perpindahan panas tube

0.33Re Prf

i h

i

kh j

d

dengan,

Re = bilangan Reynolds

Pr = bilangan Prandtl

Jh = faktor perpindahan panas

Bilangan Reynolds dan prandtl dihitung dengan persamaan berikut :

Re = 𝑢𝑠 𝑑𝑒 𝜌

𝜇

Pr = pC

k

Dengan menggunakan persamaan di atas maka didapatkan besarmya bilangan

reynold dan prandtl masing-masing adalah 295403 dan 3,36.

Dari bilangan-bilangan tersebut dapat ditentukan besarnya faktor koreksi

perpindahan panas menggunakan grafik12.29 pada Coulson,2005. Faktor koreksi

yang diperoleh dari grafik adalah sebesar 0,002. Faktor koreksi terhadap viskositas

diabaikan karena terlalu kecil.

Dengan persamaan di atas, maka didapat koefisien perpindahan panas pada tube

adalah sebesar 12128,37.

11. Perhitungan Nilai Koefisisen Keseluruhan

Nilai koefisien total dapat dihitung dengan terlebih dahulu memilih material yang akan

digunakan sebagai bahan. Pemilihan material selain mempertimbangkan sifat fisis dan

kimia fluida juga harus mempertimbangkan harga.

Material yang digunakan dalam pernacangan heat exchanger ini adalah stainless steel

304 karena campuran yang menjadi umpan juga tidak bersifat korosif.

21011.1.11

Lampiran C 324


Nilai fouling factor merupakan asumsi berdasarkan tabel 12.2 Fouling Factors

(Coulson,2003) yaitu benilai antara 3000 hingga 6000. Pada perancangan ini,

digunakan fouling factor 5000.

Koefisien tube, hi = 12128,37 W/m2.K

Koefisien shell, ho = 133,68 W/m2.K

Konduktivitas baja, k = 14 W/m.K

Fouling factor tube, hod = 4000 W/m2.K

Fouling factor shell, hid = 4000 W/m2.K

Dengan memasukkan nilai do = 50 mm dan di = 43.6 mm, diperoleh

1/Uo = 0,00844

Uo = 118,49 W/m2.K

12. Penentuan Pressure Drop Pada Bagian Shell

a. Nilai Faktor koreksi friksi

Berdasarkan Figure 12.30 (Coulson,1999), Shell-Side Friction Factors dipengaruhi

oleh bilangan Reynolds dan baffle cut. Dengan bilangan Reynolds 2.5 x 103

dan

baffle cut 25% diperoleh Jf sebesar 0.007.

b. Menghitung Pressure Drop

Dengan memasukkan nilai-nilai pada persamaan di atas maka diperoleh besarnya

pressure drop pada shell adalah sebesar 0,0005 kPa

13. Penentuan Pressure Drop pada Bagian Tube

a. Nilai Faktor koreksi friksi

Dengan bilangan Reynolds 29,5x 104 dan baffle cut 25%, diperoleh Jf sebesar 0.003.

2.8

2

s ss f

e B

D ULP j

D I

21011.1.11

Lampiran C 325


b. Menghitung Pressure Drop

Nilai dianggap mendekati satu, sehingga dapat diabaikan. Maka, nilai

pressure drop pada tube adalah 45kPa.

C.5 PERHITUNGAN REBOILER

Laju alir umpan yang masuk ke dalam reboiler adalah 1,06 x 103 kmol/h, dengan

mengalikan laju alir ini dengan massa molekul relative dari senyawa umpan maka akan

diperoleh laju alir massa umpan , yaitu sebesar 38,1 kg/s

Dengan simulasi di HYSYS dipeorleh data-data fisik umpan yang masuk ke dalam reboiler

adalah sebagia berikut :

Mr : 130 gr/mol

Boiling point : 185,6 0C

: 458,6 K

Mean Specific heat : 23,45 kJ/kmol 0C

: 3,05 kJ/kg 0C

Latent heat : 67,53 kcal/kg

: 283,63 kJ/kg

Critical pressure : 44 bar

Critical temperature : 290 0C

Temperatur masukan fluida : 2530C

Temperatur keluaran fluida : 253,80C

1. Menghitung jumlah panas yang dibutuhkan

Panas sensible yang dihasilkan = Cp ΔT

= 3,049 kJ/kg 0C (185,607-0)

0C

= 565,92 kJ/kg

Maka, total panas yang dibutuhkan adalah :

Q = Qsensible + Qlatent x (mass flow/3600)

2528

2

t

m

wi

ft

ρ u.

μ

μ

d

L j Np P

w

21011.1.11

Lampiran C 326


Q = 565,92 kJ/kg + 283,626 kJ/kg (38,1 kg/s/3600)

Q = 568,92 kW

Asumsi bahwa terjadi heat loss sebesar 5 %

Maka panas maksimum yang diperlukan adalah : 1,05 x 537,16 kW = 1050 kW

Asumsi awal nilai U (koefsien perpindahan panas) adalah 1000 W/m2 0C

Steam yang digunakan pada proses di dalam reboiler ini adalah steam dengan tekanan

55 bar yang memiliki temperatur saturasi sebesar 270 0C.

Oleh karena itu, perbedaan temperatur rata-rata dihitung berdasarkan selisih temperatur

antara temperatur saturasi steam dengan temperatur didih umpan, sehingga diperoleh

beda temperatur sebesar 16,59 0C.

2. Menghitung luas area perpindahan panas

Q = U A ΔT

A = 𝑄

𝑈 ΔT

A = 1050 x 1000

1000 16,59

A = 63,3m2

3. Penentuan kebutuhan jumlah tube yang diperlukan untuk perpindahan panas

Dimensi tube yang dipilih adalah tube dengan diameter dalam dan diameter luar

masing-masing sebesar 25 mm dan 30 mm. untuk jenis U-tube , panjang tube yang

biasanya digunakan adalah 4,8 m.

Maka, banyaknya tube yang diperlukan dapat dihitung dengan persamaan berikut ini :

N = 𝐴

3,14 𝑥 𝐿 𝑥 𝐷𝑜

N = 63,3

3,14 𝑥 4.8 𝑥 0,03

N = 140 buah

Dengan menggunakan square pitch arrangement, maka besarnya pitch adalah satu

setengah kali diameter luar, sehingga diperoleh besarnya pitch sebesar 37,5 mm.

21011.1.11

Lampiran C 327


4. Penentuan koefisien panas keseluruhan

Heat fluks dapat ditentukan berdasarkan luas area perpindahan panas.

q = Q/A

q = 1050 kW/ 63,3m2

q = 16,59 kW/m2

steam condensing coefficient = 8000 W/ m2

0C

boiler coefficient = 1,99 x 1025

fouling coefficient = 5000 W/ m2

0C

water fouling coefficient = 3000 W/ m2

0C

material yang digunakan pada tube adalah carbon steel dengan kw = 55 W/ m2 0C

maka besarnya koefisien perpindahan panas secara keseluruhan adalah :

1/Uo = 1/hnb + 1/water fouling coef +( Do x ln (Do/Di)/ (2xkw)) + ((Do/Di) x

(1/fouling coeff + 1/steam condensing coeff))

1/Uo = 0,00077

Uo = 1293,56 W/ m2 0C

Karena nilai koefisien perpindahan panas yang didapatkan hampir sama dengan

koefisien perpindahan panas tebakan maka dianggap perhitunga ini sudah konvergen

5. Penentuan diameter bundle

Db = do (Nt/K1)^(1/n1)

Dari rumus di atas diperoleh besarnya bundle diameter sebesar 0,58 m. Diameter shell

adalah dua kali dari diameter bundle sehingga diperoleh nilai diameter shell sebesar

1,16 m.

Tipe tube yang dipilih adalah square pitch dengan 2 pass sehingga diperoleh konstanta

k1 sebesar 0.156 dan konstanta n1 sebesar 2,291.

6. Penentuan pressure drop tube

Surface area tube = ¼ * π * (di)2

Sehingga besarnya Surface area tube adalah sebesar 4,9 x 10-4

m2

Surface area total dapat diperoleh dengan mengalikan setengah jumlah tube dengan

surface area tube.

21011.1.11

Lampiran C 328


Laju alir gas di dalam tube dapat diperoleh dengan membagi laju alir steam dengan

Surface area total sehingga diperoleh laju alir gas di dalam tube sebesar 214 kg/m2s.

Bilangan reynold di dalam tube dapat diperoleh dengan rumus sebagai berikut :

Re = 𝑑 𝜌 𝑣

𝜇

Dari rumus di atas dapat diperoleh bilangan reynold aliran pada tube adalah sebesar

2,64 x 105.

Maka, besarnya pressure drop dapat diperoleh dengan rumus sebagai berikut :

Pressure drop = 2 x (8 x Jf x (L/Di)+2,5)x( (ρ steam x (Ut steam)^2)/2)

Pressure drop = 3310,5 Pa = 3 kPa.

C.6 SISTEM PENGALIRAN DAN TATA LETAK

C.6.1 Tangki Penyimpan

Penentuan Volume Kerja dan Volume Total

Tangki penyimpan berbentuk silindrikal dengan bentuk head dan bottom torispherical.

Dimensi tangki ditentukan oleh waktu tinggal total cairan. Contoh perhitungan dilakukan

pada tangki penyimpan produk butanol akhir.

Diketahui laju alir produk dari unit distilasi 1378 kg/jam atau 33084 kg/hari dengan

densitas aliran sebesar 810 kg/m3. Dengan waktu tinggal dalam tangki 5 hari, diperoleh

massa butanol yang akan terakumulasi adalah 33084 x 5 = 165422.34 kg. Volume kerja

tangki penyimpanan adalah 204,22 m3. Dengan asumsi volume kerja fermentor sebesar

0.85 volume desain (karena tidak menggunakan pengaduk) dan dibulatkan ke atas per 1 m3

maka :

Vk = 0.85‧ Vr

Vr = 204,26 m3 atau 63471,45 gal

Dimana :

Vk = volume kerja

Vr = volume desain

Volume kerja dan volume desain ini hanya merupakan volume bagian silinder dari volume

reaktor torispherical keseluruhan.

21011.1.11

Lampiran C 329


Menurut Walas (1988), dimensi tangki dapat diperoleh berdasarkan tabel 18.2. Oleh karena

itu, dapat disimpulkan bahwa

Kapasitas tangki: 81186 gal

Diameter: 24 ft

Tinggi: 24 ft

Bottom plates: 0,25 in

Shell plates:

- Ring 1 = 0.1875 in

- Ring 2 = 0,1875 in

- Ring 3 = 0,1875 in

- Ring 4 = 0,1875 in

Tabel C.21 Ukuran roof plates pada berbagai dimensi

Perhitungan Dimensi Head dan Bottom

Jenis head dan bottom yang digunakan adalah torispherical (Walas, 1988)

21011.1.11

Lampiran C 330


Gambar C.21 Torispherical Head

Keterangan gambar :

r = radius of dish (in) = ID

icr = inside corner radius = 6% ID (in)

sf = straight flange (in)

a = jari-jari dalam reaktor

OA = tinggi head + tebal head

Untuk menghitung tebal head dan bottom, Walas (1988) memberikan rumus perhitungan

sebagai berikut:

𝑡 =0,885𝑃𝐿

𝑆𝐸−0,1𝑃+ 𝐶𝐴 =

0,885×14,7×288

18700×0,8−0,1×14,7+ 0,1 = 0,33 𝑖𝑛 atau 8,38

mm.

Untuk menghitung dimensi head dan bottom digunakan asumsi sf = 4.5 inch.

r = radius of dish (in) = ID

icr = inside corner radius = 6% ID (in)

sf = straight flange (in)

a = jari-jari dalam reaktor

OA = tinggi head + tebal head

Maka a = ID/2 = 288.48/2 = 144.24 inch

AB = a – icr = 144.24 – 0.06 x 144.24 = 279.83 inch

BC = r – icr = 288 – 0.06 x 144 = 135.59 inch

AC = 2 2BC AB = 244.79 inch

b = r – AC = 288.48 – 244.79 = 43.7 inch

21011.1.11

Lampiran C 331


Sehingga tinggi head:

hT = OA = b + sf = (43.7 + 4.5) = 48.2 inch = 1.2 m

Dimensi untuk bottom sama dengan dimensi untuk head sehingga tebal bottom = 33.1 mm

dan tinggi bottom = 1.2 m.

C.6.3 Pipa

Perhitungan pipa dikelompokkan berdasarkan tipe alirannya, inkompresibel (liquid) atau

kompresibel (gas). Berikut akan dipaparkan lebih detail tentang perhitungan kedua jenis

pipa tersebut.

Aliran Inkompresibel

Data-data yang berkaitan dengan aliran tersebut adalah :

Laju alir massa, G = 3.95 kg/s

Massa jenis, ρ = 1028.08 kg/m3

Laju alir volumetrik, Q = G/ ρ = 0.00384 m3/s

Viskositas, μ = 0.00028501 (Ns/m2)

Perhitungan diameter optimum pipa

Dengan asumsi aliran bersifat turbulen, diameter optimum pipa dihitung dengan

menggunakan persamaan,

0.52 0.37d,optimum = 260 G

dengan :

G = laju alir massa fluida (kg/s)

ρ = densitas fluida (kg/m3)

Maka diperoleh d,optimum = 40.78 mm.

Selanjutnya dilakukan penyesuaian sesuai dengan standar pipa baja tahan karat. Pemilihan

jenis pipa ini untuk mencegah terjadinya korosi dan fouling pada dinding pipa. Standar

yang adalah standar untuk dimensi pipa baja tahan karat seperti terdapat dalam

Coulson,1993.

Din = 40.89 mm

Nominal = 1 ½ in

21011.1.11

Lampiran C 332


Schedule pipa = 40

Tebal = 3.68 mm

Dout = 48.26 mm

Luas cross sectional = A = 13.13 . 10-4

m2

Penentuan bilangan Reynolds

4Re

G

d

dengan :

d = diameter dalam pipa (m)


μ = viskositas fluida (Ns/m2)

diperoleh nilai Re = 431272.86

Nilai Re menunjukkan aliran fluida memang turbulen. Persamaan d,optimum berlaku.

Penentuan friction factor

Penentuan friction factor menggunakan persamaan yang dikembangkan oleh Chen yang

berdasarkan Moody chart. Persamaannya sebagai berikut.

dengan k = koefisien kekasaran pipa = 0.046. R = Reynold, λ = friction factor.

Diperoleh friction factor = 0.0172.

Penentuan Friction Pressure Drop pada Aliran Turbulen

Penurunan tekan awalnya dihitung dengan pressure drop per panjang pipa sesuai dengan

persamaan berikut (Coulson, 1993):

dengan :

f = faktor friksi

L = panjang pipa (m)

∆P = pressure drop (N/m2)

21011.1.11

Lampiran C 333


u = kecepatan fluida (m/s) = Q/A = 2.92 m/s

Panjang pipa adalah 14.5 m, sehingga pressure drop pipa adalah 0.1542 bar atau 15420

N/m2.

Penentuan Friction Pressure Drop oleh Ekspansi, Kontraksi, dan Fittings

Selain disebabkan oleh aliran, hilang tekan friction juga disebabkan oleh faktor ekspansi,

kompresi, dan fitting. Nilai ini akan dijumlahkan dengan hilang tekan karena aliran.

𝑕𝑒𝑥 = (1 −𝐴1

𝐴2)2

𝑣12

2 ∝

𝑕𝑐 = (1 −𝐴2

𝐴1)2

𝑣22

2 ∝

𝑕𝑓 = 𝐾𝑓

𝑣12

2 ∝

Untuk aliran turbulen, ∝ =1. Nilai di atas harus dikalikan dengan massa jenis bahan agar

dapat memperoleh nilai hilang tekan.

Pada aliran ini hanya ada hilang tekan karena kompresi. Nilai 𝑕𝑐 = 1.8657 J/kg.

Aliran Kompresibel

Data-data yang berkaitan dengan aliran tersebut adalah :

Laju alir massa, G = 0.50 kg/s

Viskositas, μ = 9.17 10-6

(Ns/m2)

Karena gas merupakan aliran kompresibel, massa jenis dan viskositas aliran berubah

seiring perubahan tekanan. Karena tekanan adalah besaran yang selalu berubah nilainya

karena terjadi hilang tekan, perhitungannya menjadi berbeda dengan pipa pada aliran

inkompresibel.

Perhitungan Compressibility Factor (Z)

Aliran gas pada pabrik ini terdiri dari campuran gas CO2 dan H2 sehingga diperlukan

perhitungan properties seperti Pc dan Tc campuran. Data yang diketahui adalah Pc dan Tc

masing-masing komponen gas. Nilai Pc dan Tc campuran dapat dihitung dengan rumus:

𝑃𝑐 𝑐𝑎𝑚𝑝𝑢𝑟𝑎𝑛 = 𝑦𝑖𝑃𝑐𝑖

21011.1.11

Lampiran C 334


𝑇𝑐 𝑐𝑎𝑚𝑝𝑢𝑟𝑎𝑛 = 𝑦𝑖𝑇𝑐𝑖

dengan 𝑦𝑖 =% mol.

Diperoleh untuk aliran 36, Pc = 5.96 dan Tc = 55.

Sedangkan untuk perhitungan nilai Z, digunakan persamaan dari S. Robertson.

𝑥 = 𝑃𝑝𝑟 /𝑇𝑝𝑟2

𝑎 = 0.1219𝑇𝑝𝑟0.638

𝑏 = 𝑇𝑝𝑟 − 7.76 +14.75

𝑇𝑝𝑟

𝑐 = 0.3𝑥 + 0.441𝑥2

𝒁 = 𝟏 + 𝒂 𝒙 − 𝒃 (𝟏 − 𝒆𝒙𝒑 −𝒄 )

dimana 𝑃𝑝𝑟 = P/Pc = reduced pressure, 𝑇𝑝𝑟 = T/Tc = reduced temperature

Diperoleh nilai Z = 1.

Penentuan Massa Jenis

𝜌 =𝑃𝑀

𝑍𝑅𝑇

dengan :

M = massa molekul relatif gas (campuran)

R = konstanta gas ideal = 8314.34

diperoleh nilai 𝜌 = 0.149 kg/m3

Penentuan Diameter Optimum

Dengan asumsi aliran bersifat turbulen, diameter optimum pipa dihitung dengan

menggunakan persamaan,

0.52 0.37d,optimum = 260 G

dengan :


ρ = densitas fluida (kg/m3)

Maka diperoleh d,optimum = 367 mm. Berdasarkan standar ukuran pipa baja tahan karat,

spesifikasi pipa yang digunakan adalah

21011.1.11

Lampiran C 335


Din = 381 mm

Nominal = 16 in

Schedule pipa = 40

Tebal = 12.7 mm

Dout = 406.4 mm

Luas cross sectional = A = 534 . 10-4

m2

Penentuan Friction Factor

Penentuan friction factor menggunakan persamaan yang dikembangkan oleh Chen yang

berdasarkan Moody chart. Persamaannya sebagai berikut.

dengan k = koefisien kekasaran pipa = 0.046. R = Reynold, λ = friction factor.

Diperoleh friction factor = 0.0172.

Penentuan Friction Pressure Drop pada Aliran Turbulen

Penurunan tekan awalnya dihitung dengan pressure drop per panjang pipa sesuai dengan

persamaan berikut (Geankoplis, 2003) dengan asumsi aliran isotermal:

𝑝1 − 𝑝2 𝑓 =4𝑓𝐿𝐺2

𝐷2𝜌𝑎𝑣+

𝐺2

𝜌𝑎𝑣ln

𝑝1

𝑝2

dengan :

f = faktor friksi

L = panjang pipa (m)

G = [kg/m.s2]

Persamaan di atas diselesaikan dengan iterasi atau solver sehingga mendapat nilai beda

tekan aliran 36 = 164.45 Pa.

Penentuan Friction Pressure Drop oleh Ekspansi, Kontraksi, dan Fittings

Selain disebabkan oleh aliran, hilang tekan friction juga disebabkan oleh faktor ekspansi,

kompresi, dan fitting. Nilai ini akan dijumlahkan dengan hilang tekan karena aliran.

21011.1.11

Lampiran C 336


𝑕𝑒𝑥 = (1 −𝐴1

𝐴2)2

𝑣12

2 ∝

𝑕𝑐 = (1 −𝐴2

𝐴1)2

𝑣22

2 ∝

𝑕𝑓 = 𝐾𝑓

𝑣12

2 ∝

Untuk aliran turbulen, ∝ =1. Nilai di atas ahrus dikalikan dengan massa jenis bahan agar

dapat memperoleh nilai hilang tekan.

Pada aliran ini tidak ada hilang tekan karena ekspansi, kompresi, dan fitting sehingga

nilainya nol.

C.6.4 Conveyor

Conveyor dihitung menggunakan algoritma Walas, 1988. Contoh perhitungan yang

disajikan adalah perhitungan belt conveyor untuk pengaliran tepung singkong menuju

tangki pencampuran Beberapa data yang telah diketahui dan ditentukan adalah

Panjang belt conveyor masing-masing = 21,3 ft

Kapasitas = 4.83 ton/jam

Basis kecepatan conveyor = 100 ft/min

Sudut belt conveyor = 00

Penentuan lebar dan kapasitas belt conveyor

Berdasarkan Tabel 5.5a (Walas, 1988) untuk kecepatan dan kapasitas conveyor seperti data

diatas, dibutuhkan lebar conveyor sebesar 18 in dan kapasitas 51 ton/jam.

Penentuan kecepatan conveyor

Kecepatan conveyor (u) kapasitas sebenarnya

xbasis kecepatankapasitas basis

= 4,83/51 x 100

= 9,47 ft/min

Karena sudut kemiringan conveyor sebesar 0oC, maka panjang conveyor = length conveyor

dan rise sebesar 0 ft.

21011.1.11

Lampiran C 337


Penentuan kebutuhan daya

Kebutuhan daya conveyor mencakup daya horizontal, daya vertikal dan daya saat conveyor

berada dalam keadaan kosong.

Daya horizontal = (0.4 + panjang belt/300)*(kapasitas conveyor/100)

Dengan : panjang belt (ft)

kapasitas conveyor (ton/jam)

Daya horizontal = (0.4 + 21,3/300) x (4,83 / 100)

= 0.023 HP

Daya vertikal = 0.001 x rise x kapasitas conveyor

Dengan : rise (ft)

kapasitas conveyor (ton/jam)

Daya vertikal = 0 HP

Daya conveyor dalam keadaan tanpa beban ditentukan berdasarkan grafik yang terdapat

pada Walas, 1988.

21011.1.11

Lampiran C 338


Gambar C.22 Hubungan antara panjang conveyor dengan energi

Dengan data length dan lebar conveyor sebesar 21,3 ft dan 18 in, diperoleh:

Empty power = 0.2 x 9,47/100

= 0,019 HP

Dengan demikian, daya total untuk menggerakakan conveyor sebesar

= daya horizontal + daya vertikal + daya empty

= 0.18023 + 0 + 0,019

= 0.05 HP = 37,32 W

Daya yang dirancang untuk menggerakkan conveyor sebesar 120% dari daya total

perhitungan untuk mengatasi kekurangan akibat gear pompa.

21011.1.11

Lampiran C 339


C.6.5 Pompa

1. Penentuan hilang tekan karena aliran dan head

Total pressure drop (∆Pf) merupakan hasil penjumlahan pressure drop velocity heads

dengan pressure drop karena panjang pipa. Perhitungannya sama dengan yang telah

dipaparkan pada perhitungan perpipaan.

∆Pf = 14790 N/m2

2. Penentuan Daya Pompa

Daya pompa dihitung berdasarkan persamaan :

dengan:

W = daya pompa (J/kg)

∆P = beda tekanan outlet dan inlet (N/m2)

∆Z = beda ketinggian

ρ = densitas cairan (kg/m3)

Nilai W (J/kg) kemudian dikalikan dengan laju alir massa (kg/s), sehingga diperoleh

daya dalam satuan Watt.

Δz = 0 m

+fPP

W g z

𝑊 =(940000 − 14790)

1028.08= 899.94 𝐽/𝑘𝑔

Laju alir massa = 2.6 kg/s

W = 5078.23watt

Semua pompa dalam pabrik diasumsikan beroperasi pada efisiensi 70%.

Maka daya pompa yang dibutuhkan = 5078.23 watt

3. Penentuan Jenis dan Kecepatan Putaran Pompa

Untuk menentukan jenis dan kecepatan putaran pompa, terlebih dahulu dihitung total

head:

Total head = W/g, dengan g = percepatan gravitasi.

21011.1.11

Lampiran C 340


Total head = 899.94 /9.8 = 91.8 m

Q = 13.83 m3/jam

Dari total head dan laju alir fluida yang dimiliki, jenis dan kecepatan putar pompa

dapat ditentukan dengan bantuan gambar C.21.

Gambar C.23 Jenis pompa berdasarkan laju fluida dan total head (Coulson, 1993)

Berdasarkan gambar C.21 jenis pompa yang digunakan : high speed single stage.

C.6.6 Kompresor

Berikut ini adalah contoh perhitungan spesifikasi kompresor sentrifugal yang digunakan

untuk membran pemisahan gas CO2 dengan H2. Data fisik karbon dioksida dan hidrogen

dapat dilihat pada tabel berikut.

Tabel C.21 Data fisik karbon dioksida dan hidrogen

Parameter CO2 H2

Mr (kg/kmol) 44 2

Tkritik (K) 303.95 33.29

Pkritik (kPa) 7370 1315.5

Cp (kJ/kmol.K) 37.58 28.64

Cv (kJ/kmol.K) 28.9 20.31

Tin = 308 K

Pin = 70 kPa

Pout = 300 kPa

21011.1.11

Lampiran C 341


1. Mencari Faktor Kompresibilitas (Z)

Faktor kompresibilitas dicari dengan cara yang sama dengan bagian pipa aliran

kompresibel. Metode yang dipakai adalah metode S. Robertson.

𝑥 = 𝑃𝑝𝑟 /𝑇𝑝𝑟2

𝑎 = 0.1219𝑇𝑝𝑟0.638

𝑏 = 𝑇𝑝𝑟 − 7.76 +14.75

𝑇𝑝𝑟

𝑐 = 0.3𝑥 + 0.441𝑥2

𝒁 = 𝟏 + 𝒂 𝒙 − 𝒃 (𝟏 − 𝒆𝒙𝒑 −𝒄 )

dimana 𝑃𝑝𝑟 = P/Pc = reduced pressure, 𝑇𝑝𝑟 = T/Tc = reduced temperature

Diperoleh nilai Zin = 1.0002 dan Zout = 1.0013.

Tabel C.22 Parameter-parameter kompresor

Parameter In Out

P (kPa) 70 300

Tr 5.6 9.38

Pr 0.118 0.235

Z 1.0002 1.0013

2. Mencari Jenis Frame

𝐿𝑎𝑗𝑢 𝑚𝑎𝑠𝑠𝑎 = 1806.15 𝑘𝑔/𝑕

𝐿𝑎𝑗𝑢 𝑣𝑜𝑙𝑢𝑚𝑒 =𝑙𝑎𝑗𝑢 𝑚𝑎𝑠𝑠𝑎

𝜌∙

1 𝑓𝑡

0.3048 𝑚

3

∙1 𝑕

60 𝑚𝑖𝑛= 7113.21 𝑓𝑡3/𝑚𝑖𝑛

Dari Walas (1990) Tabel 7.6, dapat dilihat bahwa untuk rentang laju alir masuk sebesar

500 - 8000 ft3/min, kompresor sentrifugal memiliki spesifikasi yang dapat dilihat pada

Tabel C.16 berikut.

Tabel C.23 Spesifikasi kompresor sentrifugal untuk unit membran pemisahan

Frame 29

Nominal polytropic head per stage (Hp nom) 10000 ft

Nominal polytropic efficiency (ηp) 76%

Nominal maximum number of stages 10

Speed at nominal polytropic head/stage (N nom) 11500 rpm

21011.1.11

Lampiran C 342


3. Perhitungan Total Daya Masuk

k = Cp/Cv, untuk campuran, kcamp = 𝑦𝑖𝑘𝑖 . Diperoleh nilai kcamp

𝑛 − 1

𝑛=

𝑘 − 1

𝑘𝜂𝑝= 0.35

𝐻𝑝 = 𝑍𝑖𝑛 + 𝑍𝑜𝑢𝑡

2

𝑘

𝑘 − 1 𝑅𝑇𝑖𝑛

𝑃𝑜𝑢𝑡

𝑃𝑖𝑛

𝑛−1𝑛

− 1 = 381406.9𝑓𝑡

Dari grafik 7.26 Walas (1990), jumlah tahap minimum yang diperlukan (x) asumsi adalah

10.

Gambar C.24 Hubungan antara head dengan tahapan minimum

𝑁 𝑠𝑝𝑒𝑒𝑑 = 𝑁 𝑛𝑜𝑚 ∙ 𝐻𝑝

𝐻𝑝 𝑛𝑜𝑚 ∙ 𝑥= 43862 𝑟𝑝𝑚

Power absorbed by gas:

𝑃𝑔𝑎𝑠 =𝑚 ∙ 𝐻𝑝

33000 ∙ 𝜂𝑝= 207.65 𝐻𝑃

Daya yang hilang karena friksi diasumsikan maksimum 3%.

𝑇𝑜𝑡𝑎𝑙 𝑑𝑎𝑦𝑎 =𝑃𝑔𝑎𝑠0.97

= 219.08 𝐻𝑃 = 159.63 𝑘𝑊

21011.1.11

Lampiran C 343


C.6.7 Bucket Elevator

Pemilihan tipe bucket elevator dilakukan berdasarkan tabel 15.2 dari Walas (1988).

Tabel C.24 Hubungan antara kapasitas dengan bucket spacing

Karena kapasitas pengaliran bahan baku tepung cassava sekitar 14203 kg/jam, , maka

dipilih bucket spacing yang paling mendekati, yaitu 16 in sehingga ukuran bucket adalah

8x5 in. Kecepatan bucket dapat diperoleh dari tabel di atas, yaitu 258 ft/menit.

Untuk menghitung daya yang dibutuhkan bucket elevator, rumusnya adalah HP =

0.001x(FL+ GH + K)x kapasitas dalam ton/jam (Walas, 1990), dengan L adalah horizontal

run (ft). Nilai F, G, dan H diperoleh dari tabel berikut. Berdasarkan tabel tersebut, nilai

masing-masingnya adalah (diasumsikan unit 11 inch yang dipilih):

F = 1.6

G = 2.9

H = 2.8

K = 80

Daya bucket elevator: 0.001x(1.6x58.38x3 + 2.9x2.8 + 80)x14.2 = 5.23 HP atau 3.9 kW.

21011.1.11

Lampiran C 344


Table C.25 Hubungan antara daya dengan material

21011.1.11

Lampiran D 345


LAMPIRAN D

PIPING & INSTRUMENTATION DIAGRAM

BT-01 3

9

8

Area Silo

(8 buah)

7

HE-02

HE-01

P-01

5

2

R-01

R-046

ST-01

T-01

CO-01BE-01

4

V-201

V-202

PIC

TIV-203

pHc

pHI

V-204

V-206TI

PIC V-208

V-209

TI

V-210

10

pHc

pHI

V-213

PICV-215

Fro

m r

ec

yc

leKukus

Ga

s b

ua

ng Aliran asam

Air pendingin

Ga

s b

ua

ng

Keterangan

BT-01 : Bulk truck tepung cassava 1

BT-02 : Bulk truck tepung cassava 2

S-01 : Storage tepung cassava 1


T-01 : Tangki pencampuran

P-01 : Centrifuge pump 1



R-01 : Reaktor likuefaksi 1




R-04 : Reaktor sakarifikasi

UNIT LIKUEFAKSI DAN SAKARIFIKASI

Unit pemisahan dan membran

pHIpHc

pHI pHc

TIC

TI

TIC

V-202

TI

R-02

TIC

R-03

TITIC

TIC

TI

TICV-168

PIPI

Keterangan

LI : Level Controller

LC : Level Controller


TIC : Temperature controller/

indikator

PI : Pressure Indicator

PC : Pressure Controller


pHI : pH Indicator

pHC : pH Controller

FoI : Foam Indicator

FoC : Foam Controller

P-452

TIC

LI

LC

V-199

S-161

V-204

Control valve

Controller

I-129

Indicator

RC-01a

ST-02

10

11 12

13

V-216

14

V-217

HE-03

18

22

pHc

pHI

V-220

PIC V-222

Gas

buang

V-223

RC-02a

15

pHc

pHI

V-225

LIV-224 LC

V-226

Gas

buang

V-223

26

RC-01b

19

pHc

pHI

V-231

PC V-229

Gas

buang

PI

V-232

RC-02b

pHc

pHI

V-237

LILC

PC V-235PI

TITC

V-239

27

23

Gas

buang

RC-01c

20

pHc

pHI

V-243

LILC

PC V-241

Gas

buang

PI

TITC

V-244

16

RC-02c

pHc

pHI

V-248

LILC

PC V-246

Gas

buang

PI

TITC

V-251

28

17

RC-01d

21

pHc

pHI

V-257

LILC

PC V-252

Gas

buang

PI

TITC

V-254

RC-02d

pHc

pHI

V-259

PC V-258

Gas

buang

PI

TITC

V-261

29

24 25

CS-01

4849 50

51

33

32 31 30

PC

36

37

40

41

4243

CS-02

46

47

M-01

H2

Pengolahan Dry

Ice

44

45

52

53 54

UNIT FERMENTASI DAN MEMBRAN

Keterangan



RC-01a-d : Fermentor acidogenesis

RC-02a-d : Fermentor solventogenesis

CS-01 : Kompresor 01

CS-02 : Kompresor 02

M-01 : Membran

Air pendingin

Kukus

Aliran asam

Unit pemisahan

TITIC

TICTI

TIC

TITIC

LI

LC

PI

PC

TITIC

LI

LC

V-170

V-171

V-242

PI

V-172

V-253

LILC

V-173

V-247

Foc

FoI

V-174

TI

TIC

Foc

FoI

V-175

FocFoIV-176

FoIFocV-177

FoIFocV-178

FoIFocV-179

FoIFocV-180

FoIFocV-181

PI

P-457

P-462

Antifoam

P-468

Un

it lik

ue

fak

si d

an

sa

ka

rifi

ka

si

Fro

m r

ec

yc

le

PC

PI

V-200

PCPI

V-202

V-203

Control valve

Controller

I-128

Indicator

Keterangan




TIC : Temperature controller/ indikator




pHI : pH Indicator

pHC : pH Controller



P-02

V-214

PCI-141

53

55

55

56

CL-01

C-01

59

60

C-02

CD-01

E-262

60

C-03

E-266

E-267

63

64

6566

70

74

Unit pengolahan limbah

cair

Unit pengolahan limbah

padat

UNIT PEMISAHAN

VS-01

CoICoCV-182

TI

TIC

V-183

AC-01

AC-02

V-186

PI

PC

V-187

Air

pe

nd

ing

in

LI

V-188

LC

PI

PC

V-189

TI

TIC

V-190

LILC

VS-02

VS-03

LI

LCV-191

V-195

V-196

V-206

HE-08

TI

TIC

62

69

V-207

HE-09

TI

TIC

72 75

68

V-208

HE-07

TI

TIC

80

Recycle

Ku

ku

s

P-03

P-05

P-06

Fuel station

Unit Pengepakan

P-07

P-08

PC

I-135

V-209

PC

PI

V-212

PCPI

V-213

PC

I-139

PC

I-140

57

Unit Fermentasi

P-03

V-215

PC I-142

HE-04

61

HE-06

76

77

78

79

73

HE-05

V-216TI

TIC

P-519

V-217TI

TIC

V-218TI

TIC

71

Keterangan

P-02 : Pompa 02

CL-01 : Tangki koagulasi

C-01 : LLE


C-03 : Kolom Distilasi 02

VS-01 : Tangki koagulan

VS-02 : Tangki penyimpanan butanol

VS-03 : Tangki penyimpanan aseton

P-03 : Pompa 03

P-04 : Pompa 04

P-05 : Pompa 05

P-06 : Pompa 06

P-07 : pompa 07

P-08 : Pompa 08

V-220

Control valve

Controller

I-147

Indicator

Keterangan




TIC : Temperature controller/

indikator




pHI : pH Indicator

pHC : pH Controller



P-3

21011.1.11

Lampiran E 349


LAMPIRAN E

ANALISIS EKONOMI

Tabel E.1 Daftar harga peralatan

Alat Kode Jumlah Total Cost (2011)

Silo S-01 –S-08 8 $ 111,596.8

Tangki Pencampuran T-01 1 $ 125,781.25

Pompa P-01 2 $ 10,200

P-02 2 $ 16,600

P-03 2 $ 1,800

P-04 2 $ 20,400

P-05 2 $ 1,800

P-06 2 $ 18,600

P-07 2 $ 20,400

P-08 2 $ 1,800

Sterilisasi ST-01 1 $ 488,750

ST-02 1 $ 14,346,31

Heat exchanger HE-01 1 $ 20,419

HE-02 1 $ 22,038.64

HE-03 1 $ 18,788.57

HE-04 1 $ 23,142.57

HE-05 1 $ 18,210.75

HE-06 1 $ 21,699.07

HE-07 1 $ 19,768.19

HE-08 1 $ 23,142.57

HE-09 1 $ 18,788.57

Reaktor Likuefaksi R-01 1 $ 610,937.5

R-02 1 $ 38,812.5

R-03 1 $ 1,936.71

Reaktor Sakarifikasi R-04 1 $ 458,203.13

Reaktor Acidogenesis RC-01a- RC-04d 4 $ 3,593.750

Reaktor Solventogenesis RC-02a – RC-02d 4 $ 12,218.750

Tangki koagulasi CL-01 1 $ 916,406.25

Kolom Ekstraksi Cair-cair C-01 1 $ 385,548.54

Kolom Distilasi Butanol C-02 1 $ 322,955.56

Kolom Distilasi Aseton C-03 1 $ 663,481

Tangki penampungan VS-01 1 $ 3,404.85

VS-02 1 $ 149.550

VS-03 1 $ 34,310.89

Kompresor CS-01 1 $ 415,733.41

CS-02 1 $ 420,816.15

Membran M-01 1 $ 3,958,275.15

Konveyor CO-01 – CO-08 8 $ 655.2

Bucket elevator BE-01 1 $ 65.62

Total Equipment Cost $ 23,594,997

$ 23,595,000

21011.1.11

Lampiran E 350


Tabel E.2 Perhitungan Factored Cost

Component Factor Cost

Purchased Equipment 1 23,594,998

Piping 0.7 16,516,498

Electrical 0.15 3,539,250

Instrumentation 0.3 7,078,499

Utilities 0.3 7,078,499

Foundations 0.12 2,831,400

Insulations 0.06 1,415,700

Painting, fireprofing, safety 0.09 2,123,550

Yard Improvement 0.1 2,359,500

Environmental 0.25 5,898,749

Building 0.08 1,887,600

Land 0.08 1,887,600

Subtotal 1 3.23 76,211,842

Construction, engineering 0.55 12,977,249

Contractors fee 0.4 9,437,999

Contingency 0.6 14,156,999

Subtotal 2 1.55 36,572,246

Total Plant Cost 4.78 112,784,088

112,785,000

Other Capital Requirements

Off-site Facilities 30% 33,835,227

Plant start-up 10% 11,278,409

Working capital 35% 39,474,431

Total Plant Investment 197,372,155

197,400,000

Loan 138,160,508

Own capital 59,211,646

Tabel E.3 Perhitungan harga bahan baku dan gaji karyawan

Raw Material kg/hari Hargat($/kg) harga/yr

Singkong 116000 0.315900316 $ 12,825,552.83

Basa (NaOH) 0.42 0.0696 $ 10.23

Asam (HCl) 0.42 0.0248 $ 3.65

Enzim amylase 0.013632 16 $ 76.34

Enzim glukoamilase 0.061344 20 $ 429.41

TOTAL $ 12,826,072.45

$ 12,827,000

21011.1.11

Lampiran E 351


Labour Cost

Subject Annual Salary # personnel Total Annual cost

Presdir 16000 1 $16,000.00

Manager 12500 3 $37,500.00

Staff Logistik 8000 4 $32,000.00

Staff Produksi dan

Manufaktur 9000 8 $72,000.00

Operator Bag.

Persiapan 6000 16 $96,000.00

Operator Bag.

Reaksi 6000 16 $96,000.00

Operator Bag.

Pemisahan 6000 16 $96,000.00

Operator Utilitas 6000 8 $48,000.00

Staff Pemasaran

dan Keuangan 8000 4 $32,000.00

Staff General

Affair 8000 4 $32,000.00

Staff Litbang 8000 4 $32,000.00

Staff SDM 8000 4 $32,000.00

TOTAL 80 $557,500.00

Tabel E.4 Perhitungan Manufacturing Cost

No Item Factor Value (US $/year)

1 Raw Materials 12,826,072

2 Utilities 502,134

3 Loan Interest 5.0% of loan 6,908,025

4 Operating Labor 557,500

5 Labor related cost

a. Payroll overhead 22.0% of labor 122,650

b. Supervisory, misc. labor 10.0% of labor 55,750

c. Laboratory charges 10.0% of labor 55,750

6 Capital related cost

a. Maintenance 2.0% of plant cost 1,442,605

b. Operating supplies 0.5% of plant cost 360,651

c. Environmental 0.5% of plant cost 360,651

d. Depreciation 5.0% of plant cost 3,606,513

e. Local taxes, insurance 3.0% of plant cost 2,163,908

f. Plant overhead cost 1.0% of plant cost 721,303

7 Sales related cost

a. Packaging 0.1% of sales 322,272

b. Administration 1.0% of sales 3,222,719

c. Distribution and marketing 2.0% of sales 6,445,439

d. Research and development 0.5% of sales 1,611,360

e. Patents and royalties 1.0% of sales 3,222,719

Total Manufacturing Cost

44,508,021

44,509,000

21011.1.11

Lampiran E 352


Tabel E.5 Perhitungan Fixed,Variable, dan Utility Cost

Fixed Cost Loan Interest 6,908,025 US $/year

Capital Related Cost 8,655,630 US $/year

Fixed Cost + Depresiasi 15,563,656 US $/year

Depreciation 3,606,513 US $/year

Fixed Cost less depreciation 7,567,110 US $/year

Variable Cost Raw material 12,826,072 US $/year

Utilities 502,134 US $/year

Operating Labor (OL) 557,500 US $/year

Labor related cost 234,150 US $/year

Sales Related Cost 14,824,509 US $/year

Total Variable Cost 28,719,296 US $/year

28,720,000 US $/year

Utility Cost

No Item Price Requirement Price (US

$/year)

1 Steam 0.12 per MM Btu 35,808.92 kg/hour 144,774.3

2 Cooling water 0.005 per M galon 203.22 m3/hour 3,603.5

3 Process water 0.02 per M galon 9.35 m3/hour 368.9

4 Air pencuci 0.005 per M galon 0.87 m3/hour 15.5

5 Demineralized water 5 per M galon 35.81 m3/hour 353,371.7

Total utility cost 502,134

Sales 144,805,000 US $/year

Manufacturing Cost 44,509,000 US $/year

Investment 197,400,000 US $/year

Profit to Sales 69.3%

Profit to investment 50.8%

Manufacturing Cost Breakdown

% from Mfg Cost

Raw Material 14.02% Utilities 56.39% Labor Related Cost 0.01% Interest 3.31% Capital related Cost 9.46% Sales Related Cost 16.20%

21011.1.11

Lampiran E 353


Gambar E.1 Cumulative cash position

21011.1.11

Lampiran E 354


Tabel E.6 Analisis break event point

Production Capacity 0% 10% 20% 30% 40% 50% 60% 70% 80% 90% 100%

Variable cost -2,871,930 -5,743,859 -8,615,789 -11,487,718 -14,359,648 -17,231,578 -20,103,507 -22,975,437 -25,847,366 -28,719,296

Fixed cost 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0

Total Expanses 0 2,871,930 5,743,859 8,615,789 11,487,718 14,359,648 17,231,578 20,103,507 22,975,437 25,847,366 28,719,296

Sales 14,480,473 28,960,945 43,441,418 57,921,891 72,402,363 86,882,836 101,363,309 115,843,781 130,324,254 144,804,727

Depreciation

3,606,513 3,606,513 3,606,513 3,606,513 3,606,513 3,606,513 3,606,513 3,606,513 3,606,513 3,606,513

Pre Tax Profit 0 11,608,543 23,217,086 34,825,629 46,434,172 58,042,715 69,651,258 81,259,802 92,868,345 104,476,888 116,085,431

Taxable profit -3,606,513 8,002,031 19,610,574 31,219,117 42,827,660 54,436,203 66,044,746 77,653,289 89,261,832 100,870,375 112,478,918

Income tax (35%) 0 2,800,711 6,863,701 10,926,691 14,989,681 19,052,671 23,115,661 27,178,651 31,241,641 35,304,631 39,367,621

BEP capacity 30 %

Tabel E.7 Analisis sensitivitas

Raw Material -20% -10% 0% 10% 20%

NPV (US $) $4,224,351.31 $3,341,540.00 $2,458,729 $1,575,918.40 $693,106.79

IRR (%) 18.86 18.13 17.00 16.56 15.71

Product Price -20% -10% 0% 10% 20%

NPV (US $) -$14,152,664.65 -$5,846,976.83 2,458,729 $10,764,398.82 $19,070,086.64

IRR (%) -13.11 7.42 17.00 23.24 27.12

Production Capacity

-20% -10% 0% 10% 20%

NPV (US $) -$1,137,189.04 $660,761.02 $2,458,729.05 $4,256,661.12 $6,054,611.18

IRR (%) 13.77 15.67 17.00 18.88 20.24

Operation Cost -20% -10% 0% 10% 20%

NPV (US $) $7,579,305.63 $5,019,008.32 $2,458,729.05 -$101,586.32 -$2,661,883.64

IRR (%) 21.30 19.48 17.00 14.89 11.95

Pabrik Biobutanol dari Ubi Kayu - Biobutanol Plant from Cassava Starch (Manihot Esculenta Krants)

Documents

Transcript of Pabrik Biobutanol dari Ubi Kayu - Biobutanol Plant from Cassava Starch (Manihot Esculenta Krants)