Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Noodle Soap Dari Netralisasi Asam Stearat Dan Naoh Dengan Kapasitas 40.000 Ton/Tahun

(1)

PRA RANCANGAN PABRIK

PEMBUATAN NOODLE SOAP DARI NETRALISASI ASAM

STEARAT DAN NAOH

DENGAN KAPASITAS 40.000 TON/TAHUN

TUGAS AKHIR

Diajukan Untuk Memenuhi Persyaratan Ujian Sarjana Teknik Kimia

Oleh :

MARLISA H. NAINGGOLAN

080425011

DEPARTEMEN TEKNIK KIMIA

FAKULTAS TEKNIK

UNIVERSITAS SUMATERA UTARA

MEDAN

(2)

PRA RANCANGAN PABRIK

PEMBUATAN ASAM OLET DARI

MINYAK JAGUNG

DENGAN KAPASITAS 4300 TON/TAHUN

TUGAS AKHIR

Diajukan Untuk Memenuhi Persyaratan Ujian Sarjana Teknik Kimia

Oleh :

MARLISA H. NAINGGOLAN

Telah Diperiksa/Disetujui,

Dosen Pembimbing I Dosen Pembimbing II

Dr. Ir. Rosdanelly Hsb, MT Farida Hanum, ST MT NIP : 19680808199403 2 003 NIP : 19780610200212 2 003

Dosen Penguji I Dosen Penguji II Dosen Penguji III

Dr. Ir. Rosdanelly Hsb, MT Dr. Eng. Ir. Irvan, MSi M.Hendra S. Ginting ST MT NIP : 19680808199403 2 003 NIP : 19690215199512 1 001 NIP : 19700919199903 1 001

Mengetahui,

Koordinator Tugas Akhir

Dr.Eng.Ir.Irvan, MSi NIP : 19690215199512 1 001

DEPARTEMEN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK

UNIVERSITAS SUMATERA UTARA MEDAN

(3)

KATA PENGANTAR

Syukur alhamdulillah penulis ucapkan kehadirat Allah SWT atas rahmat dan anugerah-Nya sehingga penulis dapat menyelesaikan Tugas Akhir yang berjudul Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Noodle soap dari netralisasi asam stearat dan NaOH dengan kapasitas 50.000 ton/tahun. Tugas Akhir ini dikerjakan sebagai syarat untuk kelulusan dalam sidang sarjana.

Selama mengerjakan Tugas akhir ini penulis begitu banyak mendapatkan bantuan dari berbagai pihak. Oleh karena itu, dalam kesempatan ini perkenankanlah penulis mengucapkan terima kasih kepada:

1. Ibu Dr. Ir. Rosdanelli Hsb MT sebagai Dosen Pembimbing I yang telah membimbing dan memberikan masukan selama menyelesaikan tugas akhir ini. 2. Ibu Farida Hanum, ST, MT sebagai Dosen Pembimbing II yang telah

memberikan arahan selama menyelesaikan tugas akhir ini.

3. Ibu Ir. Renita Manurung MT, Ketua Departemen Teknik Kimia, Fakultas Teknik, Universitas Sumatera Utara.

4. Bapak M. Hendra Syahputra Ginting, Sekretaris Departemen Teknik Kimia, Fakultas Teknik, Universitas Sumatera Utara.

5. Bapak Dr. Eng. Ir. Irvan, MSi sebagai Koordinator Tugas Akhir Departemen Teknik Kimia FT USU.

6. Seluruh Dosen Pengajar Departemen Teknik Kimia, Fakultas Teknik, Universitas Sumatera Utara yang telah memberikan ilmu kepada penulis selama menjalani studi.

7. Para pegawai administrasi Departemen Teknik Kimia yang telah memberikan bantuan kepada penulis selama mengenyam pendidikan di Departemen Teknik Kimia.

8. Dan yang paling istimewa Orang tua penulis yaitu Ibunda Saodah dan Ayahanda Poniran, yang tidak pernah lupa memberikan motivasi dan semangat kepada penulis.

(4)

10.Teman-teman stambuk ‘04 tanpa terkecuali. Thanks buat kebersamaan dan semangatnya.

11.Teman seperjuangan sebagai partner penulis dalam penyelesaian Tugas Akhir ini. 12.Teman-teman kos 46 comunity Thanks buat kebersamaan dan semangatnya. 13.Seluruh Pihak yang tidak dapat disebutkan satu per satu namanya yang juga turut

memberikan bantuan kepada penulis dalam menyelesaikan tugas akhir ini.

Penulis menyadari bahwa Tugas Akhir ini masih terdapat banyak kekurangan dan ketidaksempurnaan. Oleh karena itu penulis sangat mengharapkan saran dan kritik yang sifatnya membangun demi kesempurnaan pada penulisan berikutnya. Semoga laporan ini dapat bermanfaat bagi kita semua.

Medan, April 2010 Penulis,

(5)

INTISARI

Asam stearat (C17H33COOH) diperoleh melalui hasil reaksi dari minyak

jagung dan air di dalam kolom hidrolisa (splitting) pada temperatur dan tekanan yang tinggi, dan proses pemisahan yang dilakukan yaitu Fraksinasi I dan Fraksinasi II.

Pabrik pembuatan Noodle soap ini direncanakan berproduksi dengan kapasitas 50.000 ton/tahun dengan masa kerja 330 hari dalam satu tahun. Lokasi pabrik direncanakan di daerah Belawan, Sumatera Utara dengan luas areal 13.110 m2. Tenaga kerja yang dibutuhkan 148 orang dengan bentuk badan usaha Perseroan Terbatas (PT) yang dipimpin oleh seorang General Manager dengan struktur organisasi sistem garis.

Hasil analisa ekonomi pabrik pembuatan noodle soap ini adalah sebagai berikut:

 Modal Investasi : Rp 234.181.507.645,-

 Biaya Produksi : Rp 568.614.958.505,-

 Hasil Penjualan : Rp 636.674.047.200,-

 Laba Bersih : Rp 110.676.785.276,-

 Profit Margin : 33,84%

 Break Event Point : 27,65 %

 Return of Investment : 27,19 %

 Return on Network : 45,17%

 Pay Out Time : 5,10 tahun

 Internal Rate of Return : 41,97 

(6)

DAFTAR ISI

Hal

KATA PENGANTAR... i

INTISARI... iii

DAFTAR ISI... iv

DAFTAR TABEL... vii

DAFTAR GAMBAR... xiii

DAFTAR LAMPIRAN... xiv BAB I PENDAHULUAN...I-1

1.1 Latar Belakang ...I-1 1.2 Perumusan Masalah ...I-2

1.3 Tujuan Pra Rancangan Pabrik...I-2 1.4 Manfaat Pra Rancangan Pabrik...I-2 BAB II TINJAUAN PUSTAKA DAN DESKRIPSI PROSES... II-1

2.1 Minyak Nabati ... II-1 2.1.1 Jenis-jenis Minyak Nabati... II-2

2.1.2 Komposisi Asam Lemak dalam Minyak Jagung ... II-5

2.2 Asam Oleat... II-6 2.3 Asam Linoleat ... II-7

2.4 Asam Stearat ... II-9 2.5 Gliserol... II-10 2.6 Deskripsi Proses... II-11 BAB III NERACA MASSA... III-1

3.1 Kolom Hidrolisa (KH-101)... III-1 3.2 Flash Tank Asam Lemak (FT-01)... III-2

3.3 Flash Tank Gliserol (FT-02) ... III-2

3.4 Fraksinasi I (T-101) ... III-3 3.5 Fraksinasi II (T-102) ... III-3

(7)

4.3 Kolom Hidrolisa (KH-101)... IV-2 4.4 Flash Tank Asam Lemak (FT-101)... IV-2

4.5 Flash Tank Gliserol (FT-102) ... IV-3 4.6 Kolom Fraksinasi I (T-101) ... IV-3 4.7 Kondensor Fraksinasi I (E-103)... IV-4 4.8 Reboiler Fraksinasi I (E-104)... IV-4 4.9 Cooler Destilat Fraksinasi I (E-105) ... IV-5 4.10 Kolom Fraksinasi II (T-102) ... IV-5 4.11 Kondensor Fraksinasi II (E-106) ... IV-6 4.12 Reboiler Fraksinasi II (E-107) ... IV-6 4.13 Cooler Destilat Fraksinasi II (E-108)... IV-7 4.14 Cooler Bottom Fraksinasi II (E-109) ... IV-7 BAB V SPESIFIKASI PERALATAN... V-1 BAB VI INSTRUMENTASI DAN KESELAMATAN KERJA... VI-1

6.1 Instrumentasi ... VI-1 6.2 Keselamatan Kerja Pabrik ... VI-7

BAB VII UTILITAS...VII-1 7.1 Kebutuhan Uap (Steam)...VII-1

7.2 Kebutuhan Air ...VII-2 7.3 Kebutuhan Bahan Kimia ...VII-12

7.4 Kebutuhan Listrik ...VII-12 7.5 Kebutuhan Bahan Bakar ...VII-13

7.6 Unit Pengolahan Limbah ...VII-14

7.7 Spesifikasi Peralatan Utilitas ...VII-18 BAB VIII LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK... VIII-1

8.1 Lokasi Pabrik ... VIII-1 8.2 Tata Letak Pabrik... VIII-6

8.3 Perincian luas tanah ... VIII-7 BAB IX ORGANISASI DAN MANAJEMEN PERUSAHAAN... IX-1 9.1 Organisasi Perusahaan ... IX-1

(8)

9.4 Uraian Tugas, Wewenang dan Tanggung Jawab... IX-6

9.5 Sistem Kerja ... IX-8 9.6 Jumlah Karyawan dan Tingkat Pendidikan ... IX-9

9.7 Sistem Penggajian... IX-11 9.8 Fasilitas Tenaga Kerja ... IX-12

BAB X ANALISA EKONOMI... X-1

10.1 Modal Investasi... X-1 10.2 Biaya Produksi Total (BPT)/Total Cost (TC)... X-4

10.3 Total Penjualan (Total Sales) ... X-5

10.4 Bonus Perusahaan... X-5 10.5 Perkiraan Rugi/Laba Usaha ... X-5

(9)

DAFTAR TABEL

Hal Tabel 1.1 Kebutuhan Asam stearat...I-1 Tabel 1.2 Produksi Jagung di Indonesia...I-2 Tabel 2.1 Komposisi Asam Lemak dalam Minyak Jagung... II-5 Tabel 3.1 Neraca Massa pada Kolom Hidrolisa (KH-101) ... III-1 Tabel 3.2 Neraca Massa pada Flash Tank Asam Lemak (FT-101)... III-2 Tabel 3.3 Neraca Massa pada Flash Tank Gliserol (FT-102) ... III-2 Tabel 3.4 Neraca Massa pada Kolom Fraksinasi I (T-101)... III-3 Tabel 3.5 Neraca Massa pada Kolom Fraksinasi II (T-102) ... III-3 Tabel 4.1 Neraca Panas pada Heater Minyak Jagung (E-101)... IV-1 Tabel 4.2 Neraca Panas pada Heater Air Umpan (E-102)... IV-1 Tabel 4.3 Neraca Panas pada Kolom Hidrolisa (KH-101) ... IV-2 Tabel 4.4 Neraca Panas pada Flash Tank Asam Lemak (FT-101)... IV-2 Tabel 4.5 Neraca Panas pada Flash Tank Gliserol (FT-102) ... IV-3 Tabel 4.6 Neraca Panas pada Kolom Fraksinasi I (T-101) ... IV-3 Tabel 4.7 Neraca Panas pada Kondensor Fraksinasi I (E-103) ... IV-4 Tabel 4.8 Neraca Panas pada Reboiler Fraksinasi - I (E-104) ... IV-4 Tabel 4.9 Neraca Panas pada Cooler Destilat Fraksinasi - I (E-105)... IV-5 Tabel 4.10 Neraca Panas pada Kolom Fraksinasi II (T-102) ... IV-5 Tabel 4.11 Neraca Panas pada Kondensor Fraksinasi II (E-106)... IV-6 Tabel 4.12 Neraca Panas pada Reboiler Fraksinasi II (E-107) ... IV-6 Tabel 4.13 Neraca Panas pada Cooler Destilat Fraksinasi II (E-108)... IV-7 Tabel 4.14 Neraca Panas pada Cooler Bottom Fraksinasi II (E-109) ... IV-7 Tabel 6.1 Daftar Instrumentasi pada Pra Rancangan Pabrik Pembuatan

(10)

(11)

(12)

Tabel LC.4 Komposisi Kolom Fraksinasi I (T-101) ... LC-62 Tabel LC.5 Neraca Panas Feed pada T 2520C... LC-63 Tabel LC.6 Neraca Panas Feed pd Boiling Point 2550C ... LC-63 Tabel LC.7 Neraca Panas Feed pd Dew Point 2300C... LC-64 Tabel LC.8 Komposisi Kolom Fraksinasi II (T-102) ... LC-69 Tabel LC.9 Titik Embun Destilat (2300C) pada Fraksinasi 2 (T-102) ... LC-70 Tabel LC.10 Titik Gelembung Bottom (2600C) pada Fraksinasi 2 (T-102) ... LC-70 Tabel LC.11 Komposisi Kolom Fraksinasi 2 (T-102)... LC-72 Tabel LC.12 Neraca Panas Feed pada T 2550C... LC-72 Tabel LC.13 Neraca Panas Feed pd Boiling Point 2600C ... LC-73 Tabel LC.14 Neraca Panas Feed pd Dew Point 2300C... LC-73 Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya ... LE-1 Tabel LE.2 Harga Indeks Marshall dan Swift... LE-3 Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses ... LE-6 Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah ... LE-7 Tabel LE.5 Biaya Sarana Transportasi... LE-10 Tabel LE.6 Perincian Gaji Pegawai ... LE-13 Tabel LE.7 Perincian Biaya Kas ... LE-15 Tabel LE.8 Perincian Modal Kerja... LE-17 Tabel LE.9 Aturan Depresiasi Sesuai UU Republik Indonesia

No.17 Tahun 2000... LE-18 Tabel LE.10 Perhitungan Biaya Depresiasi Sesuai UU RI

(13)

DAFTAR GAMBAR

Hal Gambar 2.1 Flowsheet Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Asam Oleat

Dari Minyak Jagung ... II-13 Gambar 6.1 Instrumentasi Pompa... VI-5 Gambar 6.2 Instrumentasi Tangki Cairan... VI-6 Gambar 6.3 Instrumentasi Kolom Hidrolisa... VI-6 Gambar 6.4 Instrumentasi Cooler dan Condenser... VI-7 Gambar 7.1 Diagram Alir Pengolahan Air ...VII-16 Gambar 8.1 Tata Letak Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Asam Oleat ... VIII-9 Gambar 9.1 Bagan Struktur Organisasi Perusahaan Pra Rancangan

Pabrik Pembuatan Asam Oleat ... IX-13 Gambar LE.1 Harga Peralatan untuk Tangki Penyimpanan (Storage)

(14)

DAFTAR LAMPIRAN

(15)

INTISARI

Asam stearat (C17H33COOH) diperoleh melalui hasil reaksi dari minyak

jagung dan air di dalam kolom hidrolisa (splitting) pada temperatur dan tekanan yang tinggi, dan proses pemisahan yang dilakukan yaitu Fraksinasi I dan Fraksinasi II.

Pabrik pembuatan Noodle soap ini direncanakan berproduksi dengan kapasitas 50.000 ton/tahun dengan masa kerja 330 hari dalam satu tahun. Lokasi pabrik direncanakan di daerah Belawan, Sumatera Utara dengan luas areal 13.110 m2. Tenaga kerja yang dibutuhkan 148 orang dengan bentuk badan usaha Perseroan Terbatas (PT) yang dipimpin oleh seorang General Manager dengan struktur organisasi sistem garis.

Hasil analisa ekonomi pabrik pembuatan noodle soap ini adalah sebagai berikut:

 Modal Investasi : Rp 234.181.507.645,-

 Biaya Produksi : Rp 568.614.958.505,-

 Hasil Penjualan : Rp 636.674.047.200,-

 Laba Bersih : Rp 110.676.785.276,-

 Profit Margin : 33,84%

 Break Event Point : 27,65 %

 Return of Investment : 27,19 %

 Return on Network : 45,17%

 Pay Out Time : 5,10 tahun

 Internal Rate of Return : 41,97 

(16)

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

Kapasitas Produksi : 4300 ton / tahun

1 tahun operasi : 330 hari

1 hari produksi : 24 jam

Dasar Perhitungan : 1 jam operasi

Satuan : Kg / jam

Kapasitas produksi dalam 1 jam operasi :

jam Hari x

Ton Kg x

hari Tahun x

Tahun Ton

24 1 1

1000 330

1 1

4300 

Asam Oleat = 542,9293 Kg/jam Kemurnian Produk : 98 %

Asam Oleat 98,03 % = 543,9293 x 98 % = 532,0707 Kg / jam

Tabel L.A.1 Komposisi Minyak Jagung

Komposisi _{Minyak Jagung}% Berat Berat Molekul _(Kmol)

Air (H2O) - 18,015

Gliserol - 92,0947

TriMeristat (C45H86O6) 0,1% 723,1753

TriPalmitat (C51H98O6) 10 % 807,3367

TriLinoleat (C57H98O6) 56 % 879,4033

TriOleat (C57H104O6) 30 % 885,4507

TriStearat (C57H110O6) 2,5 % 891,4981

Impuritis (Stenol,abu) 1,4 % -

As. Meristat (C13H27COOH) - 228,3754

As. Palmitat (C15H31COOH) - 256,4292

As. Linoleat (C17H31COOH) - 280,4514

As. Oleat (C17H33COOH) - 282,4672

As. Stearat (C17H35COOH) - 284,483

(17)

Kolom Hidrolisa

Trigliserida yang di umpankan 98% bereaksi dengan air. Berdasarkan perhitungan mundur dengan menggunakan komponen kunci asam oleat maka di dapat total Minyak Jagung yang masuk ke kolom hidrolisa = 1948,8766 Kg/ Jam. Perhitungan mundur adalah sebagai berikut :

Produk Asam Oleat = 542,9293 Kg/Jam dengan kemurnian 98% berarti kandungan asam oleat = 542,9293 Kg/Jam x 98 % = 532,0707 Kg / Jam.

NAsam Oleat = Berat Asam Oleat / BM Asam Oleat

= Kmol Jam

Kmol Kg

Jam Kg

/ 8836

, 1 /

4672 , 282

/

532,0707 _

Pada Fraksinasi II Asam Oleat yang menjadi produk atas sebesar 99 % maka umpan yang masuk ke kolom fraksinasi II ialah :

NAsam Oleat =

% 99

. out

Oleat As

N

=

% 99

/ 8836 ,

1 Kmol Jam

= 1,9026 Kmol/ Jam Hidrolisa

T = 2550C P = 54 bar F8

Air

F9 Air

As.Miristat As.Palmitat As.Linoleat As.Oleat As.Stearat

F10 Steam

F11 Trigliserida Gliserol Air Impuritis F4

(18)

Pada Fraksinasi I Asam Oleat yang menjadi produk atas sebesar 2 %, maka umpan yang masuk ke kolom fraksinasi I ialah :

NAsam Oleat =

%) 2 1 (

. 

out Oleat As

N

=

%) 2 1 (

/ 1,9026



Jam Kmol

= 1,9414 Kmol/ Jam

Asam Oleat yang masuk ke kolom Fraksinasi I merupakan produk flash tank di mana pada alat ini Asam Oleat tidak mengalami penguapan sehingga umpan yang masuk ke flash tank = produk asam lemak yang keluar dari flash tank.

Asam Oleat yang masuk ke flash tank merupakan produk dari kolom hidrolisa, sehingga dapat kita hitung asam oleat yang di umpankan ke kolom hidrolisa dimana asam oleat ini merupakan hasil reaksi trigliserida (minyak jagung) dengan air. Adapun banyaknya Trioleat adalah sebagai berikut :

out Oleat As

N _. = in

Oleat As

N _. + 3r 1,944 = 0 + 3r

r Trioleat =

3 1,9414

= 0,6471 Kmol/Jam

r Trioleat =

) (

reaksi inx x

N

in Trioleat

N =

reaksi Trioleat

x x

r ()

=

% 98

) 1 ( 0,6471x 

= 0,6603 Kmol/Jam

Berat Trioleat = N x BMTrioleat

= 0,6603 Kmol/Jam x 885,4507 Kg/Kmol = 584,6630 Kg/Jam

(19)

Berat Minyak Jagung =

Trioleat Trioleat Berat

%

=

% 30

/ 584,6630Kg Jam

=1948,8766 Kg/Jam Neraca massa masing-masing komponen

Tri Miristat BeratTrimeristat = % BeratMinyak Jagung x BeratMinyak Jagung

= 0,1 % x 1948,8766

= 1,9488766 Kg

NTrimiristat = BeratTrimiristat/BMTrimiristat

=

1753 , 723

Kg 1,9488766

= 0,002695 Kmol/Jam

r =

) (

reaksi in xx

N

=

1

98 , 0 0,002695x

= 0,002641 Kmol/Jam

Tri Palmitat BeratTripalmitat = % BeratMinyak Jagung x Beratminyakjagung

= 10 % x 1948,8766

= 194,88766 Kg

NTripalmitat = BeratTripalmitat/BMTripalmitat

=

3367 , 807 194,88766

= 0,2414 Kmol/Jam

r =

) (

reaksi in xx

N

=

1 98 , 0 0,2414x

= 0,2366 Kmol/Jam

Tri Linoleat BeratTrilinoleat = % BeratMinyak Jagung x Beratminyakjagung

= 56 % x 1948,8766

(20)

NTrilinoleat = BeratTrilinoleat/BMTrilinoleat

=

4033 , 879 1091,3708

= 1,2410 Kmol/Jam

r =

) (

reaksi in xx

N

=

1 98 , 0 1,2410x

= 1,2161 Kmol/Jam

Tri Oleat BeratTrioleat = % BeratMinyak Jagung x Beratminyakjagung

= 30 % x 1948,8766

= 584,6629 Kg

NTrioleat = BeratTrioleat/BMTrioleat

=

4507 , 885 584,6629

= 0,6602 Kmol/Jam

r =

) (

reaksi in xx

N

=

1 98 , 0 0,6602x

= 0,6470 Kmol/Jam

Tri Stearat BeratTristearat = % BeratMinyak Jagung x Beratminyakjagung

= 2,5 % x 1948,8766

= 48,7219 Kg

NTristearat = BeratTristearat/BMTristearat

=

4981 , 891

48,7219

= 0,05465 Kmol/Jam

r =

) (

reaksi in x X

N

=

1 98 , 0 0,05465x

= 0,05355 Kmol/Jam

Impuritis yang ada pada Trigliserida 1,4 % dari total minyak jagung, sehingga didapat minyak jagung sebesar

Fimp = %imp x BeratMinyakJagung

(21)

Trigliserida yang keluar dari kolom hidrolisa merupakan sisa reaksi, hal ini dikarenakan konversi reaksi 98%, sehingga

Tri Miristat Nout = Nin-r = 0,002695 -0,002641 Kmol/Jam Nout = 0,000054 Kmol/jam

F = 0,000054 Kmol/jam x 723,1753

= 0,03905 Kg/jam

Tri Palmitat Nout = Nin-r = 0,2414 - 0,2366 Kmol/Jam Nout = 0,0048 Kmol/Jam

F = 0,0048 Kmol/Jam x 807,3367

= 3,8752 Kg/jam

Tri Linoleat Nout = Nin-r = 1,2410 - 1,2161Kmol/Jam Nout = 0,0249 Kmol/Jam

F = 0,0249 Kmol/Jam x 879,4033

= 21,8971 Kg/jam

Tri Oleat Nout = Nin-r = 0,6602 -0,6470 Kmol/Jam Nout = 0,0132 Kmol/Jam

F = 0,0132 Kmol/Jam x 885,44507 = 11,6878 Kg/jam Tri Stearat Nout = Nin-r = 0,05465 -0,05355 Kmol/Jam

Nout = 0,0011 Kmol/Jam

F = 0,0011 Kmol/Jam x 891,4981

= 0,9806 Kg/jam

Total Trigliserida yang keluar = 0,03905 + 3,8752+ 21,8971 + 11, 6878 + 0,9806

= 38,4797 Kg/jam Pembentukan asam lemak yang keluar dari kolom hidrolisa Nout Asam Miristat = Nin + 3r

= 0 + 3(0,002641)

= 0,007923 Kmol/jam

Berat = 0,007923 x 228,375 = 1,8094 Kg/jam Nout Asam Palmitat = Nin + 3r

= 0 + 3(0,2366)

(22)

Berat = 0,7098 x 256,4292 =182,0134 Kg/jam Nout Asam Linoleat = Nin + 3r

= 0 + 3(1,2161)

= 3,6483 Kmol/jam

Berat = 3,6483 x 280,4514 = 1023,1708 Kg/jam Nout Asam Oleat = Nin + 3r

= 0 + 3(0,6470)

= 1,941 Kmol/jam

Berat = 1,941 x 282,4830 = 548,2995 Kg/jam Nout Asam Stearat = Nin + 3r

= 0 + 3(0,05355)

= 0,1606 Kmol/jam

Berat = 0,1606 x 284,483 = 45,6879 Kg/jam

Total Asam Lemak = 1,8094 + 182,0134 + 1023,1708 + 548,2995 + 45,6879

= 1800,981 Kg/jam

Banyaknya air yang keluar bersama asam lemak sebesar 0,6% sehingga jumlah air pada asam lemak

Beratair =

lemak Asam

total lemak asam berat x air

% %

=

% 4 , 99

1800,981 %

6 ,

0 x

= 10,8711 Kg/jam

Nair = Fair/ BMair = 10,8711/18,0152 = 0,6034 Kmol/jam

Pembentukan Gliserol

∑Nout = ∑Nin + ∑r

= ∑0 + (0,002641+ 0,2366 + 1,2161+ 0,6470+ 0,05355)

= 2,1558 Kmol/jam

(23)

Gliserol yang dihasilkan sebesar 20% sehingga banyak air yang terdapat pada gliserol sebesar

Fair =

Gliserol gliserol berat

x air

% %

=

% 20

5377 , 98 1 % 80 x

= 794,1508 Kg/jam Nair = Fair/ BMair

= 794,1508/18,0152 = 44,0822 Kmol/jam

Banyaknya air yang diumpankan sebesar Nout = Nin + -3r Nin = ∑Nout + 3(∑r)

= (0,6034 + 44,0822) + 3(0,002641+ 0,2366 + 1,2161+ 0,6470+ 0,05355)

= 44,6856 + 6,4674 = 51,153 Kmol/jam Beratair = 51,2033 x 18,0152 = 921,5315 Kg/jam

Tabel L.A.2 Hasil Perhitungan Neraca Massa Pada Kolom Hidrolisa (KH-101) Masuk (Kg/jam) Keluar (Kg/jam)

Komposisi

Alur 4 Alur 8 Alur 11 Alur 9

Trigliserida 1288,2072 - 38,4797 -

Air - 921,5315 794,1508 10,8711

Impuritis 27,2842 - 27,2842 -

Gliserol - - 198,5377 -

Asam Lemak - - - 1800,981

1948,8766 921,5315 1058,4524 1811,8521

Total

(24)

Flash Tank Asam Lemak (FT-101)

Berdasarkan perhitungan neraca panas maka air yang keluar dari flash tank sebesar 100%

Neraca Massa Total F9 = F12 + F13

Neraca Massa Komponen

C14 F9 wAs. Meristat = F13 wAs. Meristat = 1,8094 Kg/jam C16 F9 wAs. Palmitat = F13 wAs. Palmitat

= 182,0134 Kg/jam

C18F2 F9 wAs. Linoleat = F13 wAs. Linoleat

= 1023,1708 Kg/jam

C18F1 F9 wAs. Oleat = F13 wAs. Oleat

(25)

C18 F9 wAs. Stearat = F13 wAs. Stearat

= 45,6879 Kg/jam

H20 F9wAir = F12wAir + F13wAir

F12wAir = 100% x F9wAir F12wAir = 100% x 10,8711

= 10,8711

Tabel L.A.3 Hasil Perhitungan Neraca Massa Pada Flash Tank Asam Lemak (FT-101)

Masuk (Kg/jam) Keluar (Kg/jam) Komposisi

Alur 9 Alur 12 Alur 13

Air 10,8711 10,8711 -

As. Miristat 1,8094 - 1,8094

As. Palmitat 182,0134 - 182,0134

As. Linoleat 1023,1708 - 1023,1708

As. Oleat 548,2995 - 548,2995

As. Stearat 45,6879 - 45,6879

1811,8521 10,8711 1800,981 Total

(26)

Flash Tank Gliserol (FT-102)

Berdasarkan perhitungan neraca panas maka air yang keluar dari fash tank sebesar Neraca Massa Total

F9 = F12 + F13

Neraca Massa Komponen

C14 F11 wTri. Meristat = F15 wTri Meristat = 0,03905 Kg/jam C16 F11 wTri Palmitat = F15 wTri. Palmitat

= 3,8752 Kg/jam

C18F2 F11 wTri. Linoleat = F15 wTri Linoleat

= 21,8971 Kg/jam

C18F1 F11 wTri Oleat = F15 wTri Oleat

= 11,6878 Kg/jam

C18 F11 wTri Stearat = F15 wTri. Stearat

= 0,9806 Kg/jam

Gliserol F11wGliserol = F15wGliserol

(27)

H20 F11wAir = F14wAir + F15wAir

F14wAir = 39,15% x F11wAir F12wAir = 39,15% x 794,1508

= 310,9100 Kg/jam

F11wAir = F14wAir + F15wAir 794,1508 = 310,9100 + F15wAir

F15wAir = 794,1508 – 310,9100

= 483,2408 Kg/jam

Tabel L.A.4 Hasil Perhitungan Neraca Massa Pada Flash Tank Gliserol (FT-102)

Masuk (Kg/jam) Keluar (Kg/jam) Komposisi

Alur 11 Alur 14 Alur 15

Air 794,1508 310,9100 483,2408

Tri Meristat 0,03905 - 0,03905

Tri Palmitat 3,8752 - 3,8752

Tri Linoleat 21,8971 - 21,8971

Tri Oleat 11,6878 - 11,6878

Tri Stearat 0,9806 - 0,9806

Gliserol 198,5377 - 198,5377

Impuritis 27,2842 - 27,2842

1058,4524 310,9100 747,5424 Total

1058,4524 Kg/jam 1058,4524 Kg/jam

(28)

Pada kolom fraksinasi-01 diset 99% Asam Linoleat dan 2% Asam Oleat pada produk atas dari umpan yang masuk. Berdasarkan perhitungan Total Reflux untuk Fraksinasi maka di dapat fraksi mol dari tiap komposisi

Tabel L.A.5 Hasil Perhitungan Total Reflux Kolom Fraksinasi I (T-101)

Komposisi % N Feed % N Destilat % N Bottom

As. Meristat _{0,0012 0,0018} ₀

As. Palmitat _{0,1097 0,1625} ₀

As. Linoleat _{0,5641 0,8268 0,0174}

As. Oleat _{0,3001 0,0089 0,9061}

As. Stearat _{0,0248 0 0,0765}

Neraca Massa Total N13 = N17 + N22

Neraca Massa Komponen Kunci :

C18F2 N17 xLinoleat = N13 xLinoleat (99%)

(N17)(0,8268) = (6,4675)(0,5641)(99%)

N17 = 8268 , 0

%) 99 ( 6476 , 3

(29)

Dari neraca massa total maka di dapat harga N13 N13 = N17 + N22

6,4675 = 4,3684 + N22 N22 = 6,4675 - 4,3684

= 2,1 Kmol/jam

C14 N13 xMeristat = N17 xMeristat + N22 xMeristat

= (4,3684)( 0,0018) + 0 = 0,0078 Kmol/jam F17As.Meristat = Mol x BM

= 0,0078 x 228,3754

= 1,7813 Kg/jam

C16 N13 xPalmitat = N17 xPalmitat + N22 xPalmitat

= (4,3684)(0,1625) + 0 = 0,7098 Kmol/jam F17As.Palmitat = Mol x BM

= 0,7098 x 256,4292

= 182,0134 Kg/jam

C18F2 N13 xLinoleat = N17 xLinoleat + N22 xLinoleat

= (4,3684)(0,8268) + (2,1)( 0,0174) = 3,6117 + 0,0365

= 3,6482 Kmol/jam F17As.Linoleat = Mol x BM

= 3,6117 x 280,4514

= 1012,9063 Kg/jam

F22As.Linoleat = Mol x BM

= 0,0365 x 280,4514

(30)

C18F1 N13 xOleat = N17 xOleat + N22 xOleat

= (4,3684)(0,0089) + (2,1)(0,9061) = 0,0388 + 1,9028

= 1,9416 Kmol/jam F17As.Oleat = Mol x BM

= 0,0388 x 282,4672

= 10,9597 Kg/jam

F22As.Oleat = Mol x BM

= 1,9028 x 282,4672

= 537,4785 Kg/jam

C18 N13 xStearat = N17 xStearat + N22 xStearat

= (4,3684)(0) + (2,1)( 0,0765) = 0 + 0,1606

= 0,1606 Kmol/jam

F22As.Stearat = Mol x BM

= 0,1606 x 284,483

[image:30.595.147.463.76.491.2]

= 45,6879 Kg/jam

Tabel L.A.6 Hasil Perhitungan Neraca Massa Pada Kolom Fraksinasi 1 (T-101) Masuk (Kg/jam) Keluar (Kg/jam)

Komposisi

Alur 13 Alur 17 Alur 22

As. Meristat 1,8094 1,8094 -

As. Palmitat 182,0134 182,0134 -

As. Linoleat 1023,1708 1012,9063 10,2364 As. Oleat 548,2995 10,9597 537,4785

As. Stearat 45,6879 0 45,6879

1811,8521 1207,8494 593,4028 Total

(31)

Kolom Fraksinasi II (T-102)

[image:31.595.212.356.116.335.2]

Pada kolom Fraksinasi-02 diharapkan 99% Asam Oleat dan 1% Asam Stearat pada produk atas dari umpan yang masuk. Berdasarkan perhitungan Total Reflux untuk Fraksinasi maka di dapat fraksi mol dari tiap komposisi

Tabel L.A.7 Hasil Perhitungan Total Reflux Kolom Fraksinasi II

Komposisi % N Feed % N Destilat % N Bottom

As. Linoleat 0,0173 0,0189 0

As. Oleat 0,9062 0,9802 0,1068

As. Stearat 0,0764 0,0008 0,8931

Neraca Massa Total N22 = N23 + N24

Neraca Massa Komponen Kunci :

C18F1 N23 xOleat = N22 xOleat (99%)

(N23)( 0,9802) = (2,0996)( 0,9062)(99%)

N23 = 9802 , 0

%) 99 ( 9026 , 1

(32)

Dari neraca massa total maka di dapat harga N24 N22 = N23 + N24

2,0996 = 1,9216 + N24 N24 = 2,0996 – 1,9216

= 0,178 Kmol/jam

Neraca Massa tiap komponen

C18F2 N22 xLinoleat = N23 xLinoleat + N24 xLinoleat

= (1,9216)( 0,0189) + 0 = 0,0363 Kmol/jam F23As.Linoleat = Mol x BM

= 0,0363 x 280,4514

= 10,2364 Kg/jam

C18F1 N22 xOleat = N23 xOleat + N24 xOleat

= (1,9216)( 0,9802) + (0,178)( 0,1068) = 1,8835 + 0,0190

= 1,9025 Kmol/jam F23As.Oleat = Mol x BM

= 1,8835 x 282,4672

= 532,0269 Kg/jam

F24As.Oleat = Mol x BM

= 0,0190 x 282,4672

= 5,3668 Kg/jam

C18 N22 xStearat = N23 xStearat + N24 xStearat

= (1,9216)( 0,0008) + (0,178)( 0,8931) = 0,0015 + 0,1589

= 0,1604 Kmol/jam F23As.Stearat = Mol x BM

= 0,0015 x 284,483

(33)

F24As.Stearat = Mol x BM

= 0,1589 x 284,483

= 45,2043 Kg/jam

Tabel L.A.8 Hasil Perhitungan Neraca Massa Pada Kolom Fraksinasi II (T-102) Masuk (Kg/jam) Keluar (Kg/jam)

Komposisi

Alur 22 Alur 23 Alur 24

As. Linoleat 10,2364 10,2364 -

As. Oleat 537,4785 532,0269 5,3668

As. Stearat 45,6879 0,4267 45,2043

593,4028 542,69 50,5711 Total

(34)

LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Basis Perhitungan : 1 Jam Operasi Satuan Operasi : Kj/jam

Temperatur referensi : 25 0C

Tabel L.B.1 Kapasitas panas (Cp), Panas Pembentukan ΔHf25C, Panas Penguapan Komposisi Minyak Jagung

Komposisi Cp (Kcal/Kmol) ΔHf25C

(Kcal/Kmol) HVL (230 0

C)

Air (H2O) 18,0152 -57,8000 -

Gliserol 52,2177 -159,1600 -

TriMeristat (C45H86O6) 339,8924T+0,2640T2 -143,7100 18386,3755

TriPalmitat (C51H98O6) 379,4482T+0,2947T2 -153,7600 20150,2835

TriLinoleat (C57H98O6) 413,3196T+0,3210T2 108,0500 15975,8429

TriOleat (C57H104O6) 416,1618T+0,3232T2 -135,7600 16090,6724

TriStearat (C57H110O6) 419,0041T+0,3254T2 -163,4500 19335,5002

Impuritis -. - -

As. Meristat (C13H27COOH) 115,0200 -397,6600 -

As. Palmitat (C15H31COOH) 129,5400 -427,3000 -

As. Linoleat (C17H31COOH) 132,6200 -290,6800 -

As. Oleat (C17H33COOH) 139,3400 -373,8100 -

As. Stearat (C17H35COOH) 144,0600 -456,9400 -

(35)

Kolom Hidrolisa

Trigliserida + 3H2O 3 Asam Lemak + Gliserol

dT dQ

= r Hr250C + ∑ Nout 

  

 



T

dt Cp

25

- ∑ Nin _   

 



T

dt Cp

25

dT dQ

= 0 ; hal ini dikarenakan tidak ada panas yang hilang dan panas yang

ditambahkan, karena pada kolom hidrolisa menggunakan steam.

H

 r250C = σHr250C as. lemak + σHr250C gliserol - σHr250C trigliserida + σHr250C air

Meristat

rHr250C = r3Hr250C as. lemak +1Hr250C gliserol - 1Hr250C trigeliserida + Hr250C air

= 0,002641 [3 (-143,7100) + (-159,16) – (-397,66) – 3(-57,8000)]

(36)

Palmitat

= 0,2414 [3 (-153,5900) + (-159,16) – (-427,3) – 3(-57,8000)]

= -4.6421 Kcal/jam

Linoleat

= 1,2410 [3 (-108,0500) + (-159,16) – (-290,68) – 3(-57,8000)]

= -23,8644 Kcal/jam

Oleat

= 0,6602 [3 (-135,76) + (-159,16) – (-373,81) – 3(-57,8000)]

= -12,6956 Kcal/jam

Stearat

= 0,05465 [3 (-163,47) + (-159,16) – (-456,94) – 3(-57,8000)]

= -1,0509 Kcal/jam

rHr250Ctotal = (-0,0507) + (-4.6421) + (-23,8644) + (-12,6956) + (-1,0509)

(37)

Tabel L.B.2 Hasil Perhitungan Neraca Panas Kolom Hidrolisa pada alur 4

Komposisi N(Kmol) Cp (Kcal/Kmol)

Q4=N



130

25

dt

Cp (Kcal)

Tri Meristat 0,002695 339,8924 T + 0,2640 T2 107,7604

Tri Palmitat 0,2414 379,4482 T + 0,2640 T2 10775,6865

Tri Linoleat 1,2410 413,3196 T + 0,3210 T2 60340,9358

Tri Oleat 0,6602 416,1618 T + 0,3232 T2 32321,4570

Tri Stearat 0,05465 419,0041 T + 0,3254 T2 2693,7704

[image:37.595.111.531.367.634.2]

Total 2,1999 106239,6100

Tabel L.B.3 Hasil Perhitungan Neraca Panas Kolom Hidrolisa pada alur 11

Komposisi N(Kmol) Cp (Kcal/Kmol)

Q11=N



255

25

dt

Cp (Kcal)

Air 44,0822 18,0152 182654,4194

Tri Meristat 0,000054 339,8924 T + 0,2640 T2 5,1395

Tri Palmitat 0,0048 379,4482 T + 0,2640 T2 510,0085

Tri Linoleat 0,0249 413,3196 T + 0,3210 T2 2881,8241

Tri Oleat 0,0132 416,1618 T + 0,3232 T2 1538,2130

Tri Stearat 0,0011 419,0041 T + 0,3254 T2 129,0593

Gliserol 2,1558 52,217695 25891,3111

(38)

[image:38.595.106.535.95.344.2]

Tabel L.B.4 Hasil Perhitungan Neraca Panas Kolom Hidrolisa pada alur 9

Q9=N



255

25

dt

Cp (Kcal)

Air 0,6034 18,0152 2500,185

As. Meristat 0,007923 115,0200 209,5998

As. Palmitat 0,7098 129,5400 21147,9232

As. Linoleat 3,6483 132,6200 111282,6356

As. Oleat 1,941 139,3400 62205,5562

As. Stearat 0,1606 144,0600 5321,2882

Total 7,0710 202667,1885

Panas pada alur 4 (air) dan alur 10 (steam)

dT dQ

= r Hr250C + Q11 + Q9 – Q10 – Q4 – Q8

dT dQ

= 0

0 = r Hr250C + Q11 + Q9 – Q10 – Q4 – Q8

Q10 + Q4 = r Hr250C + Q11 + Q9 - Q8

= -42,3037 + 213609,9750+ 202667,1885- 106239,6100

= 309995,2438 Kcal/jam













_

  

   

 90



25 . 255

275 H N cp dt

H N

N Air

Air Steam Air

tot r Hr25

0

(39)

















_

  

   



 90



25 . 255

275 255

275 H N H H N cp dt

H

N_tot Steam Air _Air steam Air_r _Air r Hr250C + Q11 + Q9 -

Q8







Steam Air



tot H H

N ₂₇₅  ₂₅₅ - (r Hr250C + Q11 + Q9 - Q8) =











  

  

 90



25 . 255

275 H N cp dt

H

N Air

Air r steam

Air

NAir =











_ _ 

 



90 25 255

275 255

275 (r r250C+Q11+Q9-Q8)

dt cp H

H H

N

Air Steam

Air steam Tot

=

) 25 90 ( ) 0152 , 18 ( ) 9788 , 4776 8981 , 11983 (

) 38 (309995,24

-4776,9788)

-6 (11983,455 (51,153)

 



= 9393 , 6035

6639 , 58637

= 9,7147 Kmol

NSteam = Ntotal air - Nair = 51,153 – 9,7147

(40)

Flash Tank 01 (Asam Lemak)

Flash Tank T= 255 o_C

P= 1,013 bar F12

Air

F9

Air As. Meristat As. Palmitat As. Linoleat As. Oleat As. Stearat

F13

As. Meristat As. Palmitat As. Linoleat As. Oleat As. Stearat

Neraca Panas Total

[image:40.595.218.417.128.423.2]

Q9 = Q12 + Q13

Tabel L.B.5 Hasil Perhitungan Neraca Panas Flash Tank 1 pada alur 9

Komposisi N (Mol) Cp (Kcal/kmol)

Q9=N



255

25

dt

Cp (Kcal)

Air 0,6034 18,0152 2500,185

As. Meristat 0,007923 115,0200 209,5998

As.Palmitat 0,7098 129,5400 21147,9232

As. Linoleat 3,6483 132,6200 111282,6356

As.Oleat 1,941 139,3400 62205,5562

As. Stearat 0,1606 144,0600 5321,2882

(41)

[image:41.595.223.385.498.712.2]

Tabel L.B.6 Hasil Perhitungan Neraca Panas Flash Tank 1 pada alur 13

Komposisi N (Mol) Cp (Kcal/kmol)

Q13=N



255

25

dt

Cp (Kcal)

Air 0,0000 18,0152 0,0000

As. Meristat 0,007923 115,0200 207,5787

As.Palmitat 0,7098 129,5400 20944,0020

As. Linoleat 3,6483 132,6200 110209,5807

As.Oleat 1,941 139,3400 61605,7323

As. Stearat 0,1606 144,0600 5269,9771

Total 6,4676 198236,8709

Q12 = N x Hvl 2520C

= 0,6034 Kmol x 7347,0688 Kcal/Kmol

= 4433,2213 kcal/jam

Flash Tank 02 (Gliserol)

(42)

Neraca Panas Total

Q11 = Q14 + Q15

Komposisi N(Kmol) Cp (Kcal/Kmol)

Q11=N



255

25

dt

Cp (Kcal)

Air 44,0822 18,0152 182654,4194

Tri Meristat 0,000054 339,8924 T + 0,2640 T2 5,1396

Tri Palmitat 0,0048 379,4482 T + 0,2640 T2 510,0085

Tri Linoleat 0,0249 413,3196 T + 0,3210 T2 2362,0858

Tri Oleat 0,0132 416,1618 T + 0,3232 T2 1538,2131

Tri Stearat 0,0011 419,0041 T + 0,3254 T2 129,0594

Gliserol 2,1558 52,217695 25891,3086

Total 46.2821 210401,6804

Q15=N



100

25

dt

Cp (Kcal)

Air 24,3264 18,0152 32868,3721

Tri Meristat 0,000054 339,8924 T + 0,2640 T2 1,6220

Tri Palmitat 0,0048 379,4482 T + 0,2640 T2 149,8628

Tri Linoleat 0,0249 413,3196 T + 0,3210 T2 772,5029

Tri Oleat 0,0132 416,1618 T + 0,3232 T2 451,9961

Tri Stearat 0,0011 419,0041 T + 0,3254 T2 37,9235

Gliserol 2,1558 52,217695 8442,8180

(43)

Q14 = N. Hv 100 C

= 17,2583 Kmol x 9715,7068 Kcal/Kmol = 167676,5827 Kcal/jam

Exchanger 01

Neraca Panas Total

(44)

[image:44.595.108.532.88.313.2]

Tabel L.B.9 Hasil Perhitungan Neraca Panas Heater 1 (E-101) pada alur 1

Komposisi N(Kmol) Cp (Kcal/Kmol)

Q1=N



30

25

dt

Cp (Kcal)

Tri Meristat 0,0026 339,8924 T + 0,2640 T2 4,6074

Tri Palmitat 0,2414 379,4482 T + 0,2640 T2 477,5576

Tri Linoleat 1,2410 413,3196 T + 0,3210 T2 2315,6725

Tri Oleat 0,6602 416,1618 T + 0,3232 T2 1432,4287

Tri Stearat 0,0546 419,0041 T + 0,3254 T2 119,2740

Total 2,1999 4349,5402

Q4=N



130

25

dt

Cp (Kcal)

Tri Meristat 0,002695 339,8924 T + 0,2640 T2 103,9618

Tri Palmitat 0,2414 379,4482 T + 0,2640 T2 10775,6865

Tri Linoleat 1,2410 413,3196 T + 0,3210 T2 53648,6349

Tri Oleat 0,6602 416,1618 T + 0,3232 T2 32371,4570

Tri Stearat 0,05465 419,0041 T + 0,3254 T2 2691,3058

Total 2,1999 99501,0459

dQ = Qout - Qin

(45)

Maka panas yang dilepas steam sebesar 95151.5057 Kcal/jam

Steam yg digunakan pada Exchanger yaitu pada temperatur 275 0C tekanan 60 bar dengan nilai entalphi :

ĤSteam = 2785,0 Kj/Kg

= 665,631 Kcal/Kg

ĤCondesat steam = 1213,7000 Kj/Kg

= 298,8873 Kcal/Kg

m =

kondensat steam H

H

dQ



=

cal/Kg 298,8873)K (665,631

Kcal 95151,5057



= 259,4496 Kg

(46)

[image:46.595.109.534.115.406.2]

Q8 + Q1 = Q7 – Q6

Tabel L.B.11 Hasil Perhitungan Neraca Panas Heater 2 (E-102) pada alur 5

Q5=N



30

25

dt

Cp (Kcal)

Air 9,7147 18,0152 875,0613

Q4=N



90

25

dt

Cp (Kcal)

Air 9,7147 18,0152 11375,7971

dQ = Qout - Qin

= (11375,7971 - 875,0613) Kcal = 10500,7358 Kcal/jam

Maka panas yang dilepas steam sebesar 95151.5057 Kcal/jam

Steam yg digunakan pada Exchanger yaitu pada temperatur 275 0C tekanan 60 bar dengan nilai entalphi :

= 665,631 Kcal/Kg

= 298,8873 Kcal/Kg

m =

kondensat steam H

H

dQ



=

cal/Kg 298,8873)K (665,631

Kcal 10500,7358



=

(47)

Kolom Fraksinasi 01

Neraca Panas Total

Q13 = Q17 + Q22

(48)

[image:48.595.108.529.94.337.2]

Tabel L.B.13 Hasil Perhitungan Neraca Panas Fraksinasi (T-101) pada alur 13

Komposisi N (Kmol) Cp (Kcal/kmol)

Q13=N



252

25

dt

Cp (Kcal)

Air 0,0000 18,0152 0,0000

As. Meristat 0,007923 115,0200 206,8658

As.Palmitat 0,7098 129,5400 20872,0807

As. Linoleat 3,6483 132,6200 109831,1229

As.Oleat 1,941 139,3400 61394,1794

As. Stearat 0,1606 144,0600 5251,8801

[image:48.595.111.529.379.597.2]

Total 6,4676 197556,1291

Tabel L.B.14 Hasil Perhitungan Neraca Panas Fraksinasi (T-101) pada alur 22

Q22=N



255

25

dt

Cp (Kcal)

As. Meristat 00000 115,0200 0,0000

As.Palmitat 0,0000 129,5400 0,0000

As. Linoleat 0,0363 132,6200 1107,2444

As.Oleat 1,9025 139,3400 60971,7005

As. Stearat 0,1604 144,0600 5314,6615

(49)

[image:49.595.110.529.93.311.2]

Tabel L.B.15 Hasil Perhitungan Neraca Panas Fraksinasi (T-101) pada alur 17

Q17=N



230

25

dt

Cp (Kcal)

As. Meristat 0,0078 115,0200 183,9170

As.Palmitat 0,7098 129,5400 18849,2359

As. Linoleat 3,6117 132,6200 98191,6491

As.Oleat 0,0388 139,3400 1108,3104

As. Stearat 0,0000 144,0600 0,0000

Total 4,3681 118333,1123

Susunan komponen disusun berdasarkan tingkat kevolatiannya dimana hal ini

dapat dilihat dari harga Ki = _sistem sat

P P

Untuk komponen kunci pada Fraksinasi I diinginkan Asam Linoleat (Light Key) 99% dan pada Asam Oleat (Heavy Key) 2% menjadi produk destilat.

Tabel L.B.16 Komposisi Kolom Fraksinasi I (T-101)

Feed F Destilat Bottom W

Komposisi

%xf xf*F %yd Yd*D %Xw Xw*W

As. Meristat(A) 0,0012 0,0079 0,0018 0,0079 - -

As.Palmitat(B) 0,1097 0,7097 0,1624 0,7097 - -

As. Linoleat(C)L key 0,5640 3,6483 0,8268 3,6118 0,0173 0,0362

As.Oleat(D)H key 0,3001 1,9411 0,0088 0,0388 0,9061 1,9023

As. Stearat(E) 0,0248 0,1605 0,0000 0,000 0,0764 0,1605

(50)

[image:50.595.108.533.117.375.2]

Tabel L.B.17 Hasil Perhitungan Titik Embun Destilat (pada 2300C) pada Kolom Fraksinasi I (T-101)

Komposisi %yi Ki (230)

αi =

Kh

Ki Yi/αi

xi =

Kc i yi/

As. Meristat(A) 0,0018 3,0931 3,5055 0,0005 0,0006

As.Palmitat(B) 0,1624 1,6262 1,8430 0,0881 0,1066

As. Linoleat(C)L key 0,8268 1,0000 1,1333 0,7296 0,8821

As.Oleat(D)H key 0,0088 0,8824 1,0000 0,0088 0,0107

As. Stearat(E) 0,0000 0,7948 0,9008 0,0000 0,0000

Total 0,8271 1,0000

Kc = ∑ (yi/αi) = 0,8271

Tabel L.B.18 Hasil Perhitungan Titik Gelembung Bottom (pada 2550C) pd Kolom Fraksinasi I

Komposisi %yi Ki (255)

αi =

Kh

Ki xi*αi yi =

xi*αi*kc

As. Meristat(A) 0,0000 7,0541 3,2046 0,0000 0,0000

As.Palmitat(B) 0,0000 3,6422 1,5480 0,0000 0,0000

As. Linoleat(C)L key 0,0173 3,1250 1,3281 0,0231 0,8821

As.Oleat(D)H key 0,9062 2,3529 1,0000 0,9062 0,0107

As. Stearat(E) 0,0764 1,9786 0,8409 0,0642 0,0000

Total 0,9935 1,0000

Kc = 1/∑ (xi*αi) = 1/0,9935

(51)

Untuk menentukan jumlah tahap minimum menggunakan metode Fenske (Geankoplis, 1977)

αLav = LdxLw

= 1,1333x1,3281

= 1,2269

Nm =





av L Log W xLKw W xHKw D xHKd D xLKd Log . . . . .                   

Nm =





2269 , 1 0993 , 2 0173 , 0 0993 , 2 9061 , 0 3682 , 4 0088 , 0 3682 , 4 8268 , 0 Log x x x x Log _                 

= 41,5833 Teoritical Stage Minimum

Untuk mencari fraksi mol komponen yang lain digunakan rumus dibawah ini kecuali untuk komponene Hkey dan Lkey

αA.av = Ad xAw

= 3,5055x3,2046

= 3,3516

W xAw D xAd . .

= (αA.av)Nm

W xHkw D xHkd . .

= (3,3516) 41,5833

0993 , 2 9061 , 0 3682 , 4 0089 , 0 x x

= 1,4099 . 1020

xAd.D = 1,4099 . 1020 xAw.W xAf.F = xAd.D + xAw.W

0,0079 = 1,4099 . 1020 xAw.W + xAw.W = (1,4099 . 1020 +1) xAw.W Fraksi mol komponen A pada bagian bottom

(52)

= 3,2781 . 10-23

xAd.D = xAf.F - xAw.W

Fraksi mol komponen A pada bagian bottom xAd.D = 0,0079 – 1,4099. 10-23

= 0,0079

Komponen D

αD.av = Dd xDw

W xDw

D xDd

. .

= (αD.av)Nm

W xDw

D xDd

. .

xDd.D = (αD.av)Nm

W xDw

D xDd

. .

.xDw.W

xDf,F =





xDwW xAwW

W xHkw

D xHkd av

D Nm . . .

. .

. 

  

  _

Komponen E

αE.av = Ed xEw

W xEw

D xEd

. .

= (αE.av)Nm

W xHkw

D xHkd

. .

xEd.D = (αE.av)Nm

W xHkw

D xHkd

. .

.xEw.W

xEf,F =





xEwW xAEwW

W xHkw

D xHkd av

E Nm . . .

. .

. 

  

(53)

[image:53.595.112.530.525.750.2]

Tabel L.B.19 Komposisi pada Kolom Fraksinasi I (T-101)

Komposisi

As. Meristat(A) 0,0012 0,0079 0,0018 0,0079 - -

As.Palmitat(B) 0,1097 0,7097 0,1624 0,7097 - -

As. Linoleat(C)L key 0,5640 3,6483 0,8268 3,6118 0,0173 0,0362

As.Oleat(D)H key 0,3001 1,9411 0,0088 0,0388 0,9061 1,9023

As. Stearat(E) 0,0248 0,1605 0,0000 0,000 0,0764 0,1605

Total 1 6,4675 1 4,3682 1 2,0993

1 – q =   



i xif i.

Untuk mencari harga q maka digunakan rumus

q = l v

f V

H H

 

Hv = Entalphy Feed pada dew point

Hf = Entalphy feed pada saat masuk ke dalam kolom fraksinasi

Hl = Entalphy Feed pada boiling point(cairan bottom)

Tabel L.B.20 Hasil Perhitungan Neraca Panas Feed pada T 2520C

Q=N



252

25

dt

Cp (Kcal)

As. Meristat 0,007923 115,0200 206,8658

As.Palmitat 0,7098 129,5400 20872,0807

As. Linoleat 3,6483 132,6200 109831,1229

As.Oleat 1,941 139,3400 61394,1794

As. Stearat 0,1606 144,0600 5251,8801

(54)

Tabel L.B.21 Hasil Perhitungan Neraca Panas Feed pd Boiling Point 2550C

Q=N



255

25

dt

Cp (Kcal)

As. Meristat 0,007923 115,0200 209,5997

As.Palmitat 0,7098 129,5400 21147,9232

As. Linoleat 3,6483 132,6200 111282,636

As.Oleat 1,941 139,3400 62205,5562

As. Stearat 0,1606 144,0600 5321,2885

[image:54.595.108.574.362.572.2]

Total 6,4676 200167,003

Tabel L.B.22 Hasil Perhitungan Neraca Panas Feed pd Dew Point 2300C

Komposisi N (Kmol)

Cp (Kcal/kmol)

Hvl 2300C

(Kcal/Kmol) QVapor=N 

  

 





230

25

vl

H dt

Cp (Kcal)

As. Meristat 0,00792 115,0200 18386,3755 332,4924

As.Palmitat 0,7098 129,5400 20150,2835 33151,9070

As. Linoleat 3,6483 132,6200 15975,8429 157233,9684

As.Oleat 1,941 139,3400 16090,6724 86676,0778

As. Stearat 0,1606 144,0600 19335,5002 7848,1687

Total 6,4676 285242,6145

Maka didapat harga q :

=

l v

f V

H H

 

=

003 , 167 . 200 6145 , 242 . 285

91 197.556,12 6145

, 242 . 285

 

(55)

Gunakan fraksi mol umpan xif untuk mencari nilai

1 – q =

     i xif i.

= x f x f



q



c f x f x f x E E E D D D c c B B B A A

A  

         1 . . . . .                =























 



 



0,8401







1 1,0306



0248 , 0 8409 , 0 1 3001 , 0 1 3281 , 1 5640 , 0 3281 , 1 5480 , 1 1097 , 0 5480 , 1 2046 , 3 0012 , 0 2046 , 3                

Untuk mendapatkan harga lakukan iterasi dengan menggunakan rumus di atas hingga didapat nilai perhitungan = 0. Harga yg didapat adalah 1,0654

Kemudian masukkan nilai ke dalam persamaan dibawah dengan menggunakan Fraksi mol xid destilat :

Rm + 1 =

     i xid i.

Rm =

     i xid i. - 1

= . . . 1

                        E E E D D D C c c B B B A A

A x d x d x d x d x d

=



























 



 



0,8409





1

 

,0654 1 0 8409 , 0 0654 , 1 1 0088 , 0 1 0654 , 1 3281 , 1 8268 , 0 3281 , 1 0654 , 1 5480 , 1 1624 , 0 5480 , 1 0654 , 1 2046 , 3 0018 , 0 2046 , 3 .          

= 3,5684

Untuk mencari nilai reflux ratio dapat digunakan persamaan : R = 1,5 Rm

= (1,5)(3,5684)

= 5,3526

(56)

D L R ,

R L

D sehingga di dapat vapor dengan neraca massa total condenser yaitu :

[image:56.595.109.533.191.409.2]

V = L + D

Tabel L.B.23 Hasil Perhitungan Neraca Panas Fraksinasi 1 (T-101) pada alur Reflux

Qreflux=N



230

25

dt

Cp (Kcal)

As. Meristat 0,0417 115,0200 983,2485

As.Palmitat 3,7992 129,5400 100890,4154

As. Linoleat 19,5967 132,6200 532777,4426

As.Oleat 0,2076 139,3400 5930,0317

As. Stearat 0,0000 144,0600 0,000

Total 23,6452 640581,1382

Tabel L.B.24 Hasil Perhitungan Neraca Panas Fraksinasi 1 (T-101) pada alur Vapor

Cp (Kcal/kmol)

Hvl 2300C

(Kcal/Kmol) QVapor=N    

 





230

25

vl

H dt

Cp (Kcal)

As. Meristat 0,0495 115,0200 18386,3755 19553,5410

As.Palmitat 4,5090 129,5400 20150,2835 139889,9348

As. Linoleat 23,2084 132,6200 15975,8429 997219,6761

As.Oleat 0,2464 139,3400 16090,6724 23129,0145

As. Stearat 0,000 144,0600 19335,5002 19335,5002

(57)

Steam yg digunakan pada reboiler fraksinasi yaitu pada temperatur 275 0C tekanan 60 bar dengan nilai entalphi :

= 665,631 Kcal/Kg

= 298,8873 Kcal/Kg

qCondensat = qVapor – qreflux – qdestilat

qCondensat = 1199127,6666 - 640581,1382 - 118333,1123 = 440213,4155 Kcal/jam

Air yang digunakan pada pendingin kondensat adalah air yang keluar dari cooler 01 dengan temperatur 50 0C dan 240,3115 Kmol.

Temperatur air pendingin pada condensat : qCondensat = m. Cp. (T2-T1)

T2 = T₁

Cp m

q

      

= 50

0152 , 18 3115 , 240

4155 ,

440213 _

   

 

x

= 151,6833 0C

qreboiler = qDestilat + qBottom + qKondensat - qFeed

= 118333,1123 + 67393,6064 + 440213,4155 - 197556,1291 = 428384,0051 Kcal/jam

Steam yang dibutuhkan :

qreboiler = m (HSteam – Hkondensat Steam)

m =

steam kondensat Steam

reboiler

H H

q



=

kg Kcal kg

Kcal

jam Kcal

/ 8837 , 289 /

1858 , 665

/ 0051 , 428384



(58)

Cooler 01

[image:58.595.208.424.115.332.2]

Neraca Panas Total Q17 – Q19 = Q16 – Q18

Tabel L.B.25 Hasil Perhitungan Neraca Panas Cooler (E-105) pada alur 17

Q17=N



230

25

dt

Cp (Kcal)

As. Meristat 0,0078 115,0200 183,9169

As.Palmitat 0,7098 129,5400 18849,2358

As. Linoleat 3,6117 132,6200 98191,6490

As.Oleat 0,0388 139,3400 1108,3103

As. Stearat 0,0000 144,0600 0,0000

(59)

[image:59.595.110.536.95.317.2]

Q19=N



80

25

dt

Cp (Kcal)

As. Meristat 0,0078 115,0200 49,3435

As.Palmitat 0,7098 129,5400 5057,1120

As. Linoleat 3,6117 132,6200 26344,1009

As.Oleat 0,0388 139,3400 297,3515

As. Stearat 0,0000 144,0600 0,0000

Total 4,3681 31747,9081

Untuk menentukan massa air pendingin terlebih dahulu ditentukan temperatur masing – masing alur dengan menggunakan nerca panas total N16=N18

Neraca Panas Total

Q17 – Q19 = Q16 – Q18

118333,1123 - 31747,9081 = N16 CpairΔt – N18 CpairΔt

86585,2042 = N. Cpair ((50-25) – (30-25))

Q = N Cp Δt

86585,2042 = N x 18,0152 x (50-30)

N =



50 30



0152 , 18

2042 , 86585



x

Kcal

N = 240,3115 Kmol/jam

= 240,3115 Kmol/jam x 18,0152 Kg/Kmol

(60)

[image:60.595.206.358.395.670.2]

Komposisi N(Kmol) Cp (Kcal/Kmol)

Q18=N



30

25

dt

Cp (Kcal)

Air 240,3115 18,0152 21646,2987

Tabel L.B.28 Hasil Perhitungan Neraca Panas Cooler (E-105) pada alur 16 Komposisi

N(Kmol) Cp (Kcal/Kmol)

Q17=N



50

25

dt

Cp (Kcal)

Air 240,3115 18,0152 108231,4934

(61)

Neraca Panas Total

Q22 = Q23 + Q24

Q = ∑m. Cp. Δt

Tabel L.B.29 Hasil Perhitungan Neraca Panas Fraksinasi 2 (T-102) pada alur 22

Q22=N



255

25

dt

Cp (Kcal)

As. Linoleat 0,0363 132,6200 1107,2444

As.Oleat 1,9025 139,3400 60971,7005

As. Stearat 0,1604 144,0600 5314,6615

Total 2.0992 67393,6064

Tabel L.B.30 Hasil Perhitungan Neraca Panas Fraksinasi 2 (T-102) pada alur 24 Komposisi

N (Kmol) Cp (Kcal/kmol)

Q24=N



260

25

dt

Cp (Kcal)

As. Linoleat 0,0000 132,6200 0,0000

As.Oleat 0,0190 139,3400 608,9158

As. Stearat 0,1589 144,0600 5264,9608

Total 0,1779 5873,8766

Tabel L.B.31 Hasil Perhitungan Neraca Panas Fraksinasi 2 (T-102) pada alur 23

Q23=N



230

25

dt

Cp (Kcal)

As. Linoleat 0,0363 132,6200 986,8917

As.Oleat 1,8835 139,3400 53801,6125

As. Stearat 0,0015 144,0600 44,2985

(62)

Susunan komponen disusun berdasarkan tingkat kevolatiannya dimana hal ini

dapat dilihat dari harga Ki = _sistem sat

P P

Untuk komponen kunci pada Fraksinasi I diinginkan Asam Oleat (Light Key) 99% dan pada Asam Stearat (Heavy Key) 1% menjadi produk destilat.

Tabel L.B.32 Komposisi Fraksinasi II (T-102)

Komposisi

As. Linoleat(C) 0,0173 0,0364 0,0189 0,0364 - -

As.Oleat(D) L key 0,9062 1,9027 0,9802 1,8837 0,1068 0,0190

As. Stearat(E) H key 0,0764 0,1605 0,0008 0,0016 0,8931 0,1589

Total 1 2,0996 1 1,9217 1 0,1779

Tabel L.B.33 Hasil Perhitungan Titik Embun Destilat (pada 2300C) pada Kolom Fraksinasi II (T-102)

Komposisi %yi Ki (230)

αi =

Kh

Ki Yi/αi

xi =

Kc i yi/

As. Linoleat(C) 0,0189 1,1400 1,2581 0,0151 0,8821

As.Oleat(D) L key 0,9802 1,0058 1,1101 0,8830 0,0107

As. Stearat(E) H key 0,0008 0,9061 1,000 0,0008 0,0000

Total 0,8989

(63)

Tabel L.B.34 Hasil Perhitungan Titik Gelembung Bottom (pada 2600C) pd Kolom Fraksinasi II (T-102)

Komposisi %yi Ki (260)

αi =

Kh

Ki xi*αi yi =

xi*αi*kc

As. Linoleat(C) 0,0000 4,2748 1,6356 0.0000 0,0000

As.Oleat(D) L key 0,1068 3,2061 1,2267 0.1310 0,1279

As. Stearat(E) H key 0,8931 2,6136 1,0000 0,8932 0,8721

Total 1,0242 1,0000

Kc = 1/∑ (xi*αi) = 1/1,0242

= 0,9764

Untuk menentukan jumlah tahap minimum menggunakan metode Fenske (Geankoplis, 1977)

αLav = LdxLw

= 1,1107x1,2267

= 1,1672

Nm =





av L Log

W xLKw

W xHKw D

xHKd D xLKd Log

.

. . .

.



   

 

   

     

 

Nm =





1672 , 1

0,1779 1068

, 0

0,1779 8932

, 0 9217 , 1 0008 , 0

1,9217 9802

, 0

Log

x x x

x

Log _

  

 

   

     

 

= 60,0522 Teoritical Stage Minimum

Untuk mencari fraksi mol komponen yang lain digunakan rumus dibawah ini kecuali untuk komponene Hkey dan Lkey

(64)

= 1,2581x1,6356

= 1,4345

W xCw

D xCd

. .

= (αC.av)Nm

W xHkw

D xHkd

. .

= (1,4345) 60,0522

1779 , 0 8932 , 0

9217 , 1 0008 , 0

x x

= 1,4099 . 1020

xCd.D = 1,4099 . 1020 xAw.W xCf.F = xCd.D + xCw.W

0,0079 = 1,4099 . 1020 xCw.W + xCw.W = (1,4099 . 1020 +1) xCw.W Fraksi mol komponen A pada bagian bottom

xAw.W =

1 10 . 4099 , 1

0079 , 0

20 _ = 3,2781 . 10-23

xCd.D = xCf.F - xCw.W xCd.D = 0,0079 – 1,4099. 10-23

[image:64.595.113.349.81.311.2]

= 0,0079

Tabel L.B 35 Komposisi Kolom Fraksinasi II (T-102)

Komposisi

As. Linoleat(C) 0,0173 0,0364 0,0189 0,0364 - -

As.Oleat(D) L key 0,9062 1,9027 0,9802 1,8837 0,1068 0,0190

As. Stearat(E) H key 0,0764 0,1605 0,0008 0,0016 0,8931 0,1589

Total 1 2,0996 1 1,9217 1 0,1779

1 – q =   



i xif i.

(65)

q = l v

f V

H H

 

Hv = Entalphy Feed pada dew point

Hf = Entalphy feed pada saat masuk ke dalam kolom fraksinasi

Hl = Entalphy Feed pada boiling point(cairan bottom)

Tabel L.B.36 Hasil Perhitungan Neraca Panas Feed pada T 2550C

Komposisi N (Kmol) Cp (Kcal/kmol)

Q=N



255

25

dt

Cp (Kcal)

As. Linoleat 0,0363 132,6200 1107,2444

As.Oleat 1,9025 139,3400 60971,7005

As. Stearat 0,1604 144,0600 5314,6615

Total 2,0992 67393,6615

Tabel L.B.37 Hasil Perhitungan Neraca Panas Feed pd Boiling Point 2600C

Q=N



260

25

dt

Cp (Kcal)

As. Linoleat 0,0363 132,6200 1131,3149

As.Oleat 1,9025 139,3400 62297,1723

As. Stearat 0,1604 144,0600 5430,1976

(66)

Tabel L.B.38 Hasil Perhitungan Neraca Panas Feed pd Dew Point 2300C

Cp (Kcal/kmol)

Hvl 2300C

(Kcal/Kmol) QVapor=N       



230 25 vl H dt Cp (Kcal)

As. Linoleat 0,0363 132,6200 15975,8429 16962,7346

As.Oleat 1,9025 139,3400 16090,6724 70435,0142

As. Stearat 0,1604 144,0600 19335,5002 24072,4811

Total 2,0992 111470,2299

Maka didapat harga q :

= l v f V H H H H   = 6848 , 858 . 68 2299 , 470 . 111 5 67.393,661 2299 , 470 . 111  

= 1,0343

Gunakan fraksi mol umpan xif untuk mencari nilai

1 – q =

     i xif i.

0 = x f x f



q



c f x E E E D D D c

c  

     1 . . .         

=













 

 





1 1,0343



1 0764 , 0 1 2267 , 1 9062 , 0 2267 , 1 6356 , 1 0173 , 0 6356 , 1         

Untuk mendapatkan harga lakukan iterasi dengan menggunakan rumus di atas hingga didapat nilai perhitungan = 0. Harga yg didapat adalah 1,0166

Kemudian masukkan nilai ke dalam persamaan dibawah dengan menggunakan Fraksi mol xid destilat :

Rm + 1 =

     i xid i.

Rm =

     i xid i. - 1

= . . . 1

              E E E D D D c

c x f x f

(67)

=















 

 



1 0166 , 1 1

0008 , 0 1 0166 , 1 2267 , 1

9802 , 0 2267 , 1 0166 , 1 6356 , 1

0189 , 0 6356 ,

1 _

  

 

= 4,7247

Untuk mencari nilai reflux ratio dapat digunakan persamaan : R = 1,5 Rm

= (1,5)(4,7247)

= 7,0870

Berdasarkan perhitungan maka nilai ratio reflux pada fraksinasi 01 yaitu 7,0870. Maka dapat dihitung banyaknya vapor yang keluar dari puncak kolom fraksinasi dan nilai reflux yang direcycle ke kolom dengan rumus dibawah ini.

D L R ,

R L

D sehingga di dapat vapor dengan neraca massa t