LAMPIRAN A REAKSI ESTERIFIKASI

A-1

REAKSI ESTERIFIKASI

Fungsi : Tempat Berlangsungnya reaksi antara minyak jarak dan Metanol dengan katalis Natrium Hidroksida (NaOH) Jenis : Reaktor Tangki Alir Berpengaduk (RATB) dengan

jaket pendingin Kondisi Operasi : Isothermal

T = 60 oC P = 1 atm

A. Menghitung Kecepatan Volumetris Umpan Persamaan reaksi :

Diketahui :

Komponen C, kmol/jam m, kg/jam

Densitas (ρ) (kg/L) Fv (L/Jam) Trigliserida 2,8525 2646,6879 0,918 2883,1022 CH3OH 51,3448 1645,0858 0,791 2079,7545 NaOH 0,6108 24,4310 2,13 11,4699 R-COOCH3 0,0449 13,3133 0,88 15,1288 H2O 1,9224 34,6319 1 34,6319 TOTAL 56,7753 4364,1498 5,7190 5024,0873

1. Menghitung Konsentrasi Umpan

Reaktan pembatas pada reaksi transesterifikasi ini adalah COOH, maka R-COOH adalah senyawa A dan CH3OH adalah senyawa B.

𝐶𝐴𝑜 =𝑚𝑜𝑙 𝐴

Σ𝐹𝑣 = 0.0006 𝑘𝑚𝑜𝑙/𝐿 2. Menghitung Harga Konstanta Kecepatan Reaksi

Asumsi :

 Reaksi Orde I,

 Reaksi reversible,

 Pengadukan sempurna sehingga konsentrasi keluar reaktor samadengan konsentrasi didalam reaktor,

 Kecepatan alir volumetrik (Fv) masuk reaktor sama dengan kecepatan alir volumetrik keluar reaktor.

Dimana : k : Konstanta kecepatan reaksi esterifikasi, L/mol.jam CAo : Konsentrasi reaktan A mula-mula = 0,0006 kmol/L t : Waktu reaksi = 0,7087 jam

xA : Konversi reaksi = 0.95 % Maka : k = 0.0559/ min

B. OPTIMASI REAKTOR 1. Menghitung Jumlah Reaktor

Volume untuk 1 reaktor dengan rumus :

Dengan cara Trial konversi masing-masing reaktor untuk mendapatkan volume reaktor paralel diperoleh dengan menggunakan excel :

 Untuk 1 buah reaktor V = 940,6612 gallons τ = 0,7087 jam xA= 0.95

 Untuk 2 buah reaktor V = 470,3016 gallons τ = 0,7087 jam xA= 0.95

 Untuk 3 buah reaktor V = 313,5344 gallons τ = 0,7087 jam xA= 0.95

 Untuk 4 buah reaktor V = 235,1508 gallons τ = 0,0787 jam xA= 0.95

 Untuk 5 buah reaktor V = 188,1207 gallons τ = 0,7087 jam xA= 0.95

2. Menghitung Harga Reaktor Kondisi Operasi : T = 60 oC

P = 1 atm

Bahan konstruksi reaktor dipilih “Carbon Steel SA-283 Grade C”, maka basis harga reaktor pada volume 3000 gallon = $70.000 (Timmerhaus,Fig. 16-35, P.731).

𝐸_𝑏= 𝐸_𝑎𝑥 (𝐶𝑏 𝐶_𝑎)

0.6

Dimana : Ea : Harga reaktor basis

Eb : Harga reaktor perancangan Ca : Kapasitas reaktor basis

Cb : Kapasitas reaktor perancangan

 Untuk 1 buah reaktor

𝐸_𝑏 = $70000𝑥 (940.6612 𝑔𝑎𝑙𝑙𝑜𝑛𝑠 3000 𝑔𝑎𝑙𝑙𝑜𝑛𝑠 )

0.6

𝐸_𝑏 = $ 34904,8061

 Untuk 2 buah reaktor

𝐸𝑏 = $70000𝑥 (

470,3016 𝑔𝑎𝑙𝑙𝑜𝑛𝑠 3000 𝑔𝑎𝑙𝑙𝑜𝑛𝑠 )

0.6

𝐸_𝑏 = $ 46055,4655

 Untuk 3 buah reaktor

𝐸_𝑏 = $70000𝑥 (313,5344 𝑔𝑎𝑙𝑙𝑜𝑛𝑠 3000 𝑔𝑎𝑙𝑙𝑜𝑛𝑠 )

0.6

𝐸_𝑏 = $ 54164,8668

 Untuk 4 buah reaktor

𝐸𝑏 = $70000𝑥 (

235,1508 𝑔𝑎𝑙𝑙𝑜𝑛𝑠 3000 𝑔𝑎𝑙𝑙𝑜𝑛𝑠 )

0.6

𝐸_𝑏 = $ 60770,5510

 Untuk 5 buah reaktor

𝐸𝑏 = $70000𝑥 (

188,1207 𝑔𝑎𝑙𝑙𝑜𝑛𝑠 3000 𝑔𝑎𝑙𝑙𝑜𝑛𝑠 )

0.6

3. Penentuan Jumlah Reaktor yang Optimum Jumlah Reaktor Volume (Liter) Volume (Gallon)

Cost/Unit Cost (dollar)

1 3560,7900 940,6612 34904,8061 34904,8061 2 1780,285351 470,3016 23027,73274 46055,4655 3 1186,8569 313,5344 18054,95561 54164,8668 4 890,1427 235,1508 15192,63776 60770,5510 5 712,1141 188,1207 13288,84314 66444,2157 Pertimbangan volume : V1 > V2 > V3 > V4 > V5 Pertimbangan harga reaktor : R1 < R2 < R3 < R4 < R5

Maka jumlah reaktor yang optimum sebanyak 1 buah untuk mendapatkan harga perancangan reactor yang minimum.

0.0000 10000.0000 20000.0000 30000.0000 40000.0000 50000.0000 60000.0000 70000.0000 80000.0000 90000.0000 100000.0000 0 1 2 3 4 5 6 H ar ga Re ak to r To ta l ($) Jumlah Reaktor

C. PERANCANGAN REAKTOR Volume cairan dalam reaktor V cairan = 940,6612 gallons

= 1780,2854 liter = 1,7803m3 = 62,8702ft3 Volume reaktor, overdesign 20% V reaktor = 2136,3424 liter

= 2,1363m3 = 75,4442ft3

1. Menetukan Diameter dan Tinggi Tangki Reaktor

Dipilih RATB berbentuk silinder tegak dengan perbandingan D : H = 2 :3 (Brownell & Young, table 3.3, P.43)

Maka, D = 3,7420 ft

= 1,1405 m = 44,9034 in H = 5,6129 ft

= 1,7108 m = 67,3551 in

2. Menentukan Tebal Dinding (Shell) Reaktor Digunakan persamaan:

𝑡_𝑠 = 𝑃. 𝑟𝑖

𝑓. 𝐸. (0.6)𝑃+ 𝐶

Dimana :

ts = tebal dinding shell, in

P = tekanan design (Poperasi x 1,2) = 17.64 psi ri = jari-jari reaktor = 22,4517 in

E = effisiensi sambungan las = 0,85

f = tekanan maksimal yang diizinkan = 12650 psi C = korosi yang diizinkan = 0,7677 in

Maka, ts = 0.8046 in

Digunakan tebal shell standart = 7/8 in (Brownell&Young, table 5.7) = 0,8750 in

3. Menentukan Tebal Head

Tebal head dihitung dengan persamaan berikut :

𝑡 =

𝑃.𝑑

𝑓.𝐸−0.1𝑃

+ 𝐶

(Eq.13-12 , P.25Brownell&Young)

Dimana : d = Diameter Reaktor Maka : t head = 0,8046 in

t head standar = 7/8 in = 0,8750 in Volume Reaktor

Tinggi Cairan dalam Head (Hh) = 0,1901 m

Sehingga didapat Tinggi cairan dalam tangki = 1,5524 m





















































6

*

4

*

*

2

*

2

3

*

4

*

2

D

2

D

D

D

V

_R





HEAD SHELL R

V

V

V





2

*

h

H

H

gki

anDalamTan

TinggiCair



₁



S

H

Vbottom

ki

VolumeTang

Vbottom

an

VolumeCair

H

*

*

2

1



















5. Perancang Pengaduk Reaktor Komponen μ (Cp) Reaktor jumlah, kg/jam Fraksi massa, xi x.lnμ Trigliserida 6,64 52,9338 _{0,0121 0,0230} Gliserol 160 257,4541 _{0,0590 0,2994} CH3OH 0,7131 1376,3885 0,3145 -0,1066 NaOH 0 24,4310 _{0,0056 0} R-COOCH3 9,255 2604,9973 _{0,5969 1,3282} H2O 0,467 34,6319 0,0079 -0,0060 FFA 6,64 13,3133 _{0,0031 0,0058} TOTAL 183,7151 _4364,1498 1,0000 1,5437

Tugas pengaduk : untuk mencampur.

Tipe Pengaduk : flat blade turbin impeller, 6 buah blade dengan 4 buah baffle (Fig. 8.4, P-341, HF. Rase)

Diketahui : 𝐷𝑡 = 1,1405 𝑚 𝐷_𝑡 𝐷_𝑖 ⁄ = 3 𝐷𝑖 =𝐷𝑡 3 ⁄ = 0.3802 𝑚 𝑗 𝐷_𝑡 ⁄ = 1/12 → 𝑗 = 1/12 X 0.3802 m = 0.0950 m

Ringkasan Ukuran Reaktor

 Diameter dalam reaktor (Dt) = 1,1405 m

 Tinggi reaktor (ZR) = 2,0910 m

 Lebar buffle (J) = 0,0950 m

 Diameter pengaduk (Di) = 0,3802 m

 Lebar pengaduk (L) = 0,0950 m

 Lebar blade pengaduk (W) = 0,0760 m

 Tinggi cairan dalam silinder (ZL) = 1,5524 m

6. Menghitung Kecepatan Pengaduk Dalam Reaktor

(Eq. 8-8, P-345, HF. Rase) Dimana :

WELH : Water Equipment Liquid Height Di : Diameter pengaduk (ft)

N : Kecepatan putaran pengaduk (rpm) H : Tinggi pengaduk (ft) 𝑊 𝐷_𝑖 ⁄ = 1/5 → 𝑊 = 1/5 𝑋 0,3802 𝑚 = 0.0760 𝑚 𝐿 𝐷_𝑖 ⁄ = 1/4 → 𝐿 = 1/4 𝑋 0.3802 𝑚 = 0.0950 𝑚 𝑊𝐸𝐿𝐻 2𝑑_𝐼 = [ 𝐻 𝐷_𝑖 𝑁 600 ] 2

= 1,5524 𝑚 𝑋 (0.86

1 ) = 1.3902 𝑚

Kecepatan pengaduk (N) standar yang digunakan adalah 100 rpm (P-288, Wallas)

7. Menghitung Bilangan Reynold

Dengan mempergunakan kurva 1 fig 477 Brown 1950 diperoleh Np = 6 8. Menghitung Power

Pa = 3,0872 HP

Jika Effisiensi Pengaduk 80%

Maka :𝑃𝑜𝑤𝑒𝑟 = 𝑃𝑎

𝐸𝑓𝑓

= 3,0872 80% = 3,8590 𝐻𝑝

Digunakan Hp standar = 4 HP (standar NEMA)

𝑊𝐸𝐿𝐻 = 𝑍𝐿 × (𝜌𝑐𝑎𝑖𝑟𝑎𝑛 𝜌_𝑎𝑖𝑟 ⁄ ) 𝑁 = 600 𝜋 𝐷_𝑖 √ 𝑊𝐸𝐿𝐻 2𝐷_𝑖 = 600 𝜋 𝑋 0,3802 𝑚 √ 1,3902 𝑚 2 𝑋 0,3802 𝑚 = 207,0418 𝑟𝑝𝑚 = 3,4507 𝑟𝑝𝑠 𝑁_𝑟𝑒 = 𝑁 × 𝐷𝑖 2 _{× 𝜌} 𝜇 = 1151,9862

D. Menghitung Neraca Panas Reaktor ∆𝐻_𝑅𝑜= (Σ𝑛𝑖. . ∆𝐻𝑓0)_{𝑃𝑟𝑜𝑑𝑢𝑘}− (Σ𝑛𝑖. . ∆𝐻𝑓0)_{𝑅𝑒𝑎𝑘𝑡𝑎𝑛} Komponen ∆Hf(kj/mol) TG -1833,7500 R-COOCH3 -633,764 CH3OH -201,17 Gliserol -582,8 ∆𝐻_𝑅𝑜= −131287,9524 𝐾𝑗/𝑗𝑎𝑚

Panas umpan masuk reaktor

Komponen

Massa, kg/jam

kmol Cp,kj/kmol ∆H1,kJ/jam

TG 2646,6879 2,8525 6939,7658 82880,1594 Methanol 1645,0858 51,3448 2947,8609 151357,1843 NaOH 24,4310 35 0,97 3472,6628 FFA 13,3133 0,0449 3722,442 699,5794 H2O 34,6319 1.9224 2633,8942 5063,2912 Total 243472,8677 ∆H2 = 243472,8677kJ/jam

Panas produk hasil reactor

Komponen

Massa, kg/jam

kmol Cp,kj/kmol ∆H2,kJ/jam

TG 52,9338 0,0570 6939.7658 395,9117 Methanol 1376,3885 42,9584 2947.8609 126635,5108 NaOH 24,4310 35 0.97 829,4313 R-COOCH3 2604,9973 8,3863 3799.7993 31866,2924 Gliserol 257,4541 2,7954 9299.2714 25995,5222 H2O 34,6319 1,9224 2633.8942 5063,2912 FFA 13,3133 0,0449 3722.442 167,0894 Total 296941,9533 ∆H2 = 296941,9533 kJ/jam Q = ∆H1 - ∆HRo - ∆H2 Q = 77818,8668 kJ/jam

Kebutuhan air pendingin

Suhu air pendingin masuk = 30 o_{C = 86} o_{F = 303 K}

Suhu air pendingin keluar = 50 oC = 122 oF = 323 K

ΔT = 20 oC = 68oF = 293 K

T rata-rata = 40 oC = 104 oF = 313 K Sifat fisis air pada 104 oF :

Cp = 0,018 kcal/kmol.K (Mc.Cabe appendix 15, p.1085) ρ = 992,215 kg/m3 (Perry)

W = 51681,3485 kmol/jam = 931091,1747 kg/jam = 258,6364 kg/detik

E. Perancangan Jaket Pendingin Menghitung luas transfer panas

Suhu masuk reaktor (T1) = 60 oC = 140 oF Suhu keluar reaktor (T2) = 60 oC = 140 oF Suhu pendingin masuk (t1) = 30 oC = 86 oF Suhu pendingin keluar (t2) = 40 oC = 104 oF

ΔTLMTD= 44,3935 oF

Untuk sistem heavy organic-water, UD = 5-75

(Tabel 8 p 840, Kern, 1950) Dipilih harga UD = 5 btu/jam.ft2.oF

A = 332,0702 ft2

T

Cp

Q

Wt





.

)

(

)

(

ln

)

(

)

(

2 1 1 2 2 1 1 2

t

T

t

T

t

T

t

T

T

_LMTD















LMTD D

T

U

Q

A





.

Menghitung ukuran jaket pendingin

Jarak antara dinding luar tangki dan dinding bagian dalam jaket (jw) diambil = 6 in

ID (diameter dalam jaket) = OD tangki + 2.jw = 13,1405 in Menghitung tebal dinding jaket

Pdesign = Poperasi x 120% = 17,64 psig

Bahan jaket pendingin Carbon steel SA-283 grade C f = 12.650 psi C = 0,7677 in r = 6,5703 in P = 17,64 psi E = 0,85 tmin = 0,7785 in t shell standar = 7/8 in = 0,8750 in

Menentukan tebal head dan bottom

Konstruksi head :Carbon steel SA-283 Grade C Bentuk head :elliptical dished head (ellipsoidal) Tebal head dihitung dengan persamaan :

C 0.6P -f.E P.ri t  C P E f D P t_h    . 2 , 0 . . 2 .

Dengan : P = 17.64 psi D = 13,1405 in f = 12650 psi E = 0.85 C = 0.7677 in Didapat th= 0,7785 in t bottom standar = 7/8 in = 0.8750 in

Volume sebuah ellipsoidal head :

Vh = 0,000076 (ID3), dengan ID dalam (in) dan Vh dalam (ft3)

(Pers. 5.14, Brownell and Young, 1959) Didapat Vh = 0,1724 ft3 = 0,0049 m3

Volume sebuah head = Volume head tanpa sf + volumen pada sf

Didapat Vhead = 135,6227 m3

Bahan untuk reaktor sama dengan bahan dinding reaktor.

Menentukan luas permukaan transfer panas jaket Luas permukaan tangki untuk tebal head < 1 in :

(Pers. 5-12, Brownell and Young, 1959) De = 30,4563 in = 2,5380 ft

A total = A shell + (2 x A tiap head)

   

ID sf π 4 1 Vh V_head   2 r ic 3 2 2.sf 24 OD OD De   

A total = (π x D x H) + (2 x (π/4 De2))

A total = 5828,1769 in2 _{= 3,7601 m}2 _{= 40,4734 ft}2

Menghitung Koefisien Perpindahan Panas antara Reaktor dan Jaket

(Pers. 20.1, Kern, 1965)

Dimana :

Di = Diameter reaktor (ID shell) = 1,0950 ft hi = koefisien perpindahan panas, Btu/jam ft2.F ρ = densitas campuran = 55,9064 lb/ft3

Cp = kapasitas panas larutan, = 0.5648 Btu/lb.o_F

L = Diameter pengaduk = 1,2473 ft

N = Kecepatan rotasi pengaduk = 12422,5075 rph k = Konduktivitas panas larutan = 0.1235 Btu/jam ft2 μ = Viskositas larutan = 11,3256 lb/ft jam

Sehingga : hi = 318,2555 Btu/jam ft2.oF

Menghitung hio

(Pers. 6.5, Kern, 1965) Dimana : ID = Diameter dalam reaktor = 3,7420 in

OD = Diameter luar reaktor = 1,0950 in Sehingga : hio = 1087,5317 Btu/jam ft2.F

1 , . 36 , 0 . 2 23 13 0,14                       w w w sehingga dengan k Cp N L k Di hi          OD ID hi hi₀ 

Menghitung ho Diketahui : ρair = 992,2150 kg/m3 = 61,9420 lb/ft3 Μair = 0.1826 cP = 0.4418 lb/ft.jam kair = 4.7468 btu/hr.ft2.oF cpair = 0.00103 btu/lb.oF Gt = W/A = 50717,3096 lb/ft2.jam v = Gt/ρ = 818,7876 ft/jam = 0,0693 m/s = 0,2274 ft/s Jadi kecepatan pendingin yang digunakan masih dalam batasan.

Re = 429611,8456

Dengan nilai Re tersebut, dari fig. 24 (Kern, 1950) diperoleh jH = 300

ho = 25,6931 btu/ft2.jam.oF

Menghitung Clean Overall Coefficient (Uc) dan Design Overall Coefficient (UD)

(Pers. 6.38, Kern, 1965)

= 25,1001 Btu/ ft2.jam.oF

Dari tabel 12, hal. 845 (Kern, 1950) : Fouling factor (Rd) = 0,002

(Pers. 6.12, Kern, 1965) μ ID.Gt Ret  14 , 0 3 1              w p H o k C De k j h    0 0 0 0

h

hi

h

hi

Uc





C D U U Rd  1  1

hd = 500

Didapat harga UD = 23,9003 Btu/ ft2_.jam.o_F

Menghitung tebal Isolator

Dari fig. 11.42 Perry, 1984 untuk range suhu 0 °F- 300 °F digunakan isolasi polyisocyanurate

Pertimbangan lain digunakannya isolasi polyisocyanurate. 1. Bahan ini dapat digunakan untuk range suhu 0° - 900° F. 2. Thermal conductivity relatif tetap pada suhu 0° - 900° F. 3. Mudah didapat

Diinginkan suhu dinding isolasi = 50°C = 122°F Data-data fisis :

k isolasi = 0.0125 Btu/ft2.jam.oF Ts = 50 oC = 122 oF Tudara = 30 o_{C = 86} o_F Tf = (Ts+Tud)/2 = 104 oF δf = Ts - Tf = 18 °F Rd h_d  1 d C d C D h U h U U   .

β = 1 / Tf = 0,00177/°F dengan : Tf = suhu film, °F

β = koefisien muai volume, /°F

Sifat-sifat udara pada Tf = 104 oF ( tabel 3.212, Perry, 1984 )

ρf = 1.1182 kg/m3 = 0.0698 lb/ft3

cpf = 1.0593 kJ/kg°C = 0.2532 Btu/lb°F μf = 0,00002 Pa.s = 0.0462 lb/ft.j kf = 0.0273 kJ/kg°C = 0.0157 Btu/j.lb°F

dengan : Gr = bilangan Grashoff Pr = bilangan Prandtl

Ra = bilangan Rayleigh(Holmann, 1986) Raf = Gr * Pr

Bila Raf : 10E+4 – 10E+9, maka hc = 0.29 (Δt/2)0.25 Raf : 10E+9 – 10E+12, maka hc = 0.19 (Δt)1/3 Dimana hc adalah koefisien perpindahan panas konveksi Asumsi: ℓ = L = tinggi silinder + tinggi bottom + tinggi head

= Zr + 2 ( b + sf ) = 79.0083 in = 2.0068 m = 6.5823 ft Maka, Gr = 8.67E+09 2 f c 2 f 3 μ .ΔΔ .g . .ρ Gr   kf Cpf.μ Ρr f

Cek harga ℓ

0,1147

0,5684

maka asumsi ℓ = L dapat digunakan (Holman,1986) Sehingga:

Pr = 0,74

Raf = 6,43E+09 > 1E+09 Diperoleh :

hc = 0.19 (Δt)1/3 hc = 0.5 Btu/ft2_.j.°F

Perpindahan panas karena radiasi dapat diabaikan karena suhu dinding reaktor kecil (50 oC)

ID = 3,7420 in = 0,3118 ft OD = 1,0950 in = 0,0912 ft T1 = 60°C = 140 °F T2 = 50°C = 122 °F Perpindahan panas konveksi :

q konveksi = hc*π*(OD+2*X isolasi)*L*Δt = hc*π*OD*L*Δt = 16,79 = hc*π*2*L*Δt = 370,69





L

ID

Gr

35

4 1 4 1

Gr

35

L

ID

_

q konveksi = 16,79 + 370,69 X isolasi ………(1)

Perpindahan panas konduksi melalui dinding reaktor dan isolasi :

………(2)

Dinding jaket berupa Stainless Steel, dari table 3 Kern, diperoleh k = 26 Btu/j.ft.F. Perpindahan panas konduksi sama dengan perpindahan panaskonveksi, sehingga dapat dituliskan persamaan (1) sama denganpersamaan (2).Dari kedua persamaan tersebut didapatkan nilai X isolasi, qkonveksi, dan q konduksi. Dengan trial 'n error didapatkan hasil sebagaiberikut:

X isolasi = 0.0209 ft = 0.64 cm q konduksi = 24,6720 Btu/jam q konveksi = 24,6720 Btu/jam

Tebal isolasi agar dinding isolasi 50°C = 0,64 cm

Menghitung Persentase panas yang hilang sesudah dan sebelum diisolasi Panas yang hilang sesudah dan sebelum di Isolasi

Ts = 60 oC = 140 oF Tudara = 30 oC = 86 oF Tf = (Ts+Tud)/2 = 113 oF δf = Ts - Tf = 27 °F β = 1 / Tf = 8.85E-03/°F





                  OD is OD L k ID OD kL ts q B k 2 ln 1 ln 1 2 ₁

dengan : Tf = suhu film, °F

β = koefisien muai volume, /°F

Sifat-sifat udara pada Tf = 363 K ( tabel 3.212, Perry, 1984 ) ρf = 1.0743 kg/m3 = 0.0670 lb/ft3

cpf = 1.0058 kJ/kg°C = 0.2404 Btu/lb°F μf = 2E-05 Pa.s = 0.0469 lb/ft.j kf = 0.0279 kJ/kg°C = 0.0161 Btu/j.lb°F

dengan : Gr = bilangan Grashoff Pr = bilangan Prandtl

Ra = bilangan Rayleigh(Holmann, 1986) Raf = Gr * Pr

Bila Raf : 10E+4 – 10E+9, maka hc = 0.29 (Δt/2)0.25 Raf : 10E+9 – 10E+12, maka hc = 0.19 (Δt)1/3 Dimana hc adalah koefisien perpindahan panas konveksi Asumsi: ℓ = L = tinggi silinder + tinggi bottom + tinggi head

= Zr + 2 ( b + sf ) = 79.01 in = 2.01 m = 6.59 ft Maka, Gr = 5.81E+10 2 f c 2 f 3 μ .ΔΔ .g . .ρ Gr   kf Cpf.μ Ρr f

Sehingga diperoleh : Pr = 0.70

Raf = 4.E+10 > 1E+09 Diperoleh :

hc = 0.19 (Δt)1/3 hc = 0.57 Btu/ft2_.j.°F

Perpindahan panas karena radiasi dapat diabaikan karena suhu dinding reaktor kecil (50 oC)

Perpindahan panas konveksi :

q konveksi = hc*π*(OD+2*X isolasi)*L*Δt = hc*π*OD*L*Δt = 99,19 Btu/jam

Sehingga didapatkan panas yang hilang sebelum dinding rekator diisolasi sebesar 99,19 Btu/jam

Jadi, persentase panas yang hilang setelah diisolasi adalah =24,67

99,19𝑋 100%

B-1 M Feed T-02 Feed M-01 Air Pendingin 0,0760m BL 0,0950 m Blade Product R-01 0,3802m m J Is

GAMBAR REAKTOR

E-4 1,1405 m Keterangan BL = Blade olator J = Jaket R = Reaktor M = Motor pengaduk P = Pengaduk 1 ,5 5 2 4 m 2 ,0 9 1 0 cm

PABRIK BIODIESEL DARI MINYAK JARAK KAPASITAS 20.000 TON/TAHUN

T-03 Minyak Jarak LI T-04 HCl LI

SIMBOL

KETERANGAN

Level Controller Level Indikator Temperature Controller Nomor Arus Suhu , oC Tekanan, Atm Control Valve Electric Connection Piping Udara Tekan

Flow Fraction Controller pH Controller

FFC PHC

JURUSAN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNOLOGI INDUSTRI

UNIVERSITAS ISLAM INDONESIA YOGYAKARTA

PROCESS ENGINEERING FLOW DIAGRAM PABRIK BIODIESEL DARI MINYAK JARAK

KAPASITAS 20.000 TON/TAHUN

Disusun Oleh:

1. Darmono (12521149) 2. Noni Ayu Rizka (12521004)

Dosen Pembimbing: 1. Arif Hidayat, S.T.,M.T. T-02 NaOH LI P-02 2 1 30 T-01 CH3OH LI P-01 1 1 30 ALAT KETERANGAN T M R N WT EV P HE CO CD DC Tangki Mixer Reaktor Netralizer Washing Tower Evaporator Pompa Heater Cooler Condenser Decanter P-03 4 1 30 M-01 P-04 HE-01 3 1 30 TC HE-02 TC Steam Steam R-01 4 1 60 3 1 60 TC P-05 CO-01 Air Pendingin TC 5 1 40 Air Pendingin P-06 6 1 30 N-01 P-07 7 1 45 P-08 T-05 Biodiesel LI T-06 Gliserol LI W-01 9 1 45 1 40 P-09 11 1 43 P-10 13 1 43 LC DC-01 DC-02 EV-01 P-11 CO-02 TC Air Pendingin UPL EV-02 CD-01 Air Pendingin TC TC Steam P-13 CO-03 TC Air Pendingin P-12 LC 12 1 43 TC Steam 14 1 95 Uap Air 15 1 30 8 1 45 15 1 95 17 1 95 16 1 95 16 1 30 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 CH3OH 1645.0858 - 1645.0858 - 1376.3885 - 1376.3885 1337.9905 39.3790 - 39.3790 39.3790 - - - - 1337.9905 H2O 3.2968 28.6725 31.9692 2.6627 34.6319 39.5928 85.2287 82.7903 2.4384 748.6135 751.0520 725.2651 25.7868 25.5315 0.2553 80.1109 2.6794 NaOH - 24.4310 24.4310 - 24.4310 - - - -Trigliserida - - - 2646.6879 52.9338 - 52.9338 51.4193 1.5145 - 1.5145 1.5145 - - - 51.4193 -FFA - - - 13.3133 13.3133 - 13.3133 12.9324 0.3809 - 0.3809 0.3809 - - - 12.9324 -Metil Ester - - - - 2604.9973 - 2604.9973 52.0999 2552.8974 - 2552.8974 - 2552.8974 - 2552.8974 52.0999 -HCl - - - 22.2710 - - - -NaCl - - - 35.6978 34.6765 1.0213 - 1.0213 1.0213 - - - 34.6765 -Gliserol - - - - 257.4541 - 257.4541 250.0882 7.3659 - 7.3659 7.3659 - - - 250.0882 -Total 1648.3826 53.1034 1701.4860 2662.6664 4364.1498 61.8638 4426.0136 1821.0162 2604.9973 748.6135 3353.6109 774.9266 2574.6842 25.5315 2553.1527 481.3274 1339.6889 Flow Rate (kg/jam)

Komponen 10 UPL 17 1 40 FFC PHC