LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

(1)

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

Pada Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Compressed Natural Gas (CNG) dari Biogas Hasil Fermentasi Thermofilik Limbah Cair Kelapa Sawit dengan Kapasitas 60 ton TBS/jam untuk neraca digunakan alur maju.

Basis perhitungan : 1 hari operasi

Kapasitas TBS : 60 ton/jam

Konversi TBS ke POME : 60 % (Novaviro Technology, 2010)

Operasi per Tahun : 365 hari

Maka, jumlah POME = 60 % x 60 ton/jam = 36 ton/jam = 36 m3/jam Kapasitas POME = tahun hari hari jam 1 300 1 20 jam m 36 3 × × = 216.000 m3/tahun Produksi POME = tahun hari/ 365 /tahun m 216.000 3 = 591,78 m3/hari = 591.780,82 L/hari = 591.780,82 kg/hari Karakteristik POME :

COD input : 53.000 mg/L...(Senafati&Yolanda, 2010). 53 x 10-3 kg/L

% Dekomposisi COD : 85%...(Senafati&Yolanda, 2010). COD input = 53.000mg/L x 591.780,82L/hari

(2)

= 31.364,38 kg/hari

COD output = COD input – (0,85 x COD input)

= 31.364,38 kg/hari – (0,85 x 31.364,38 kg/hari) = 4.704,65 kg/hari

COD terkonversi = 31.364,38 kg/hari – 4.704,65 kg/hari = 26.659,73 kg/hari kgCOD kgCH4 4 25 , 0 si terkonver yang COD diproduksi yang CH = ...( Novaviro Technology, 2010) Maka,

CH4 yang diproduksi = 0,25 x 26.659,73 kg/hari = 6.664,93 kg/hari ρCH4 (30 oC) = 0,6 kg/m3 VCH4 = CH4 CH4 m ρ = ₃ kg/m 0,6 kg/hari 6.664,93 = 11.108,22 m3/hari

Komposisi Biogas, % Volume ( Novaviro Technology, 2010)  62,5 % CH4

 37 % CO2  0,49 % H2O  0,01 % H2S

Maka jumlah biogas =

biogas dalam CH % diproduksi yang CH Jumlah 4 4 625 , 0 / 22 , 108 . 11 m3 hari = = 17.773,15 m3/hari

(3)

Dimana, jumlah keseluruhan biogas :

= {( ρ CH4 x XCH4) + ( ρ CO2 x XCO2) + ( ρ H2S x XH2S) + ( ρ H2O x XH2O)} x jumlah biogas (m3/hari)

={(0,6 kg/m3 x 0,625) + (2,814 kg/m3 x 0,37) + (1,393.10-6 kg/m3 x 0,0001) + (0,723 kg/m3 x 0,0049)} x 17.773,15 m3/hari

= 25.232,99 kg biogas/hari

A.1 Penentuan Komposisi Bahan Baku

A.1.1 Komposisi Senyawa Tambahan

= 1.479.452,05 gr/hari

= 1.479,45 kg

= 53.082,74 gr/hari

= 53,08 kg

A.2 Perhitungan Neraca Massa

A.2.1 Bak Neutralizer (T-101)

Fungsi: sebagai tempat penampung POME dengan padatan NaHCO3.

T-101

1 2

3

Neraca massa komponen:

 POME : F1POME = 591.780,82 kg F3POME = F1POME = 591.780,82 kg L kg hari kg POME L gr 1 : 82 , 780 . 591 1 5 , 2 NaHCO Massa ₃ = × L kg hari kg L gr POME L L 1 : 82 , 780 . 591 1 , 0 9 , 29 1 10 300 FeCl Massa 6 2 × × × = −

(4)

 NaHCO3 : F2NaHCO3 = 1.479,45 kg

F3NaHCO3 = F2NaHCO3 = 1.479,45 kg

Neraca massa total: F3= F3POME + F3NaHCO3

= (591.780,82 + 1.479,45) kg = 593.260,27 kg

A.2.2 Bak Pencampur Nurtisi (M-106)

Fungsi: sebagai tempat mencampur POME dari Neutraliser dengan Nutrisi dan umpan recyle.

Neraca massa komponen:

F3 = 593.260,27 kg, dimana

 POME : F3POME = 593.260,27 kg  NaHCO3 : F3NaHCO3 = 1.479,45 kg  FeCl2 : F4FeCl2 = 53,08 kg

Neraca Massa total : F6 = F3 + F4 + F5 F6 = 593.260,27 kg + 53,08 kg + F5 F6 = 593.313,35 kg + F5 ………(a) 6 M-106 3 6 4 5

(5)

A.2.3 Reaktor Tangki Berpengaduk (R-201)

Fungsi : sebagai tempat berlangsungnya reaksi pembentukan biogas dengan menggunakan bakteri thermofilik.

Reaktor Fermentasi

6 7

11

Waktu tinggal dalam reaktor adalah 6 hari.

Kesetimbangan reaksi yang terjadi di dalam reaktor fermentasi : Reaksi :

C6H12O6 + Katalis 2CH4 + 4CO2 + H2S + 2H2O

Komposisi biogas yang dihasilkan dengan proses anaerobik yaitu CH4 62,5%; CO2 37 %; H2S 0, 01 %; H2O0,49 %; O2 0%; dan H2 0%.

Neraca Massa Total : F6 = F7+ F11

Dari Persamaan (a), maka

593.313,35 kg + F5 = F7+ F11 ………(b)

Dari data diketahui bahwa jumlah limbah yang di recycle 25%, maka F5 = 0,25 F7 ………(c) Substitusi persamaan (c) ke (b) : 593.313,35 kg + 0,25 F7 = F7+ F11 Dimana, F11 = 112.258,43 kg 593.313,35 kg + 0,25 F7 = F7+ 25.232,99 kg 593.313,35 kg – 25.232,99 kg = F7 - 0,25 F7 568.080,36 kg = 0,75 F7 F7 = 757.440.48 kg Dari persamaan (c), maka diperoleh :

(6)

Dari persamaan (a). Maka diperoleh : F6 = F7 + F11

= (757.440.48 + 25.232,99) kg

= 782.673,47 kg

A.2.4 Tangki Sedimentasi (F-202)

Fungsi: sebagai tempat pengendapan POME yang akan direcycle

F-202

7

8

5

Neraca Massa Total :

F7 = F5+ F8

757.440.48 kg = 189.360,12 kg + F8

F8 = 757.440.48 kg - 189.360,12 kg = 568.080,36 kg

Karakteristik keluaran POME:

Digester, VS : 0,0325 kg/L Discharge, VS : 0,0125 kg/L VS Pome : 0,0426 kg/L (Senafati&Yolanda, 2010) QPOME = POME 1 F ρ POME = L kg hari kg / 1 / 82 , 780 . 591 = 591.780,82 L/hari

(7)

QNaHCO3 = NaHCO3 3 2 F ρ NaHCO = L kg hari kg / 200 , 2 / 45 , 479 . 1 = 672,47 L/hari QFeCl2 = 2 2 4 F FeCl FeCl ρ = L kg hari kg / 160 , 3 / 08 , 53 = 16,79 L/hari

QVS = QPOME + QNaHCO3 + QFeCl2

= (591.780,82 + 672,47 + 16,79) L/hari = 592.470,09 L/hari

Neraca massa komponen:  Alur 8 F8 = 568.080,36 kg VS (pada Discharge) = 0,0125 kg/L F8VS = 592.470,09 L/hari x 0,0125 kg/L = 7.405,87 kg F8 NaHCO3 = F2NaHCO3 = 1.479,45 kg F8 FeCl2 = F4FeCl2 = 53,08 kg F8 Air = F8 – (F8TS + F8 NaHCO3+ F8 FeCl2)

= 568.080,36 kg – (7.405,87 + 1.479,45 + 53,08) kg = 559.141,94 kg  Alur 7 F7 = 757.440,47 kg VS (pada Digester) = 0,0325 kg/L Q7VS = 75 , 0 / 09 , 470 . 592 L hari = 789.960,13 L/hari F7VS = 789.960,13 L/hari x 0,0325 kg/L

(8)

F7NaHCO3 = 75 , 0 3 8 NaHCO F = 75 , 0 / 45 . 479 . 1 kg hari = 1.972,60 kg F7FeCl2 = 75 , 0 2 8 FeCl F = 75 , 0 / 08 , 53 kg hari = 70,77 kg

F7 Air = F7 – (F7VS + F7 NaHCO3+ F7 FeCl2)

= 757.440,47 kg – (25.673,70 + 1.972,60 + 70,77) kg = 729.723,39 kg  Alur 5 F5 = 189.360,11 kg F5VS = F7VS – F8VS = 25.673,70 kg – 7.405,87 kg = 18.267,82 kg F5NaHCO3 = 0,25 x F7NaHCO3 = 0,25 x 1.972,60 kg = 493,15 kg F5FeCl2 = 0,25 x F7FeCl2 = 0,25 x 70,77 kg = 17,69 kg

F5Air = F5 – (F5VS + F5 NaHCO3+ F5FeCl2)

= 189.360,11 kg – (18.267,82 + 493,15 + 17,69) kg = 170.581,44 kg

 Alur 6

F6 = 782.673,48 kg

VS POME dlm kg/hari = Produksi POME x VS POME

= 591.780,82 L/hari x 0,0426 kg/L

(9)

F6VS = VS POME dlm kg/hari + F5VS = 25.209,86 kg + 18.267,82 kg = 43.477,69 kg

F6NaHCO3 = F3NaHCO3 + F5NaHCO3 = 1.479,45 kg + 493,1 k5g = 1.972,60 kg

F6FeCl2 = F4FeCl2 + F5FeCl2 = 53,08 kg + 17,69 kg = 70,77 kg

F6Air = F6 – (F6TS + F6NaHCO3+ F6FeCl2)

= 782.673,48 kg – (43.477,69 +1.972,60 + 70,77) kg = 737.152,40 kg  Alur 11 VBiogas = 17.773,15 m3/hari VCH4 = 17.773,15 m3/hari x 0.625 = 11.108,22 m3/hari VCO2 = 17.773,15 m3/hari x 0,37 = 6.576,06 m3/hari VH2S = 17.773,15 m3/hari x 0,0001 = 1,77 m3/hari VH2O = 17.773,15 m3/hari x 0,0049 = 87,08 m3/hari F11 = 25.232,99 kg F11CH4 = VCH4 x ρ CH4 = 11.108,22 m3/hari x 0,6 kg/m3 = 6.664,93 kg

F11CO2 = VCO2 x ρ CO2

= 6.576,06 m3/hari x 2,814 kg/m3 = 18.505,05 kg

F11H2S = VH2S x ρ H2S

(10)

= 2,48 x 10-6 kg F11H2O = VH2O x ρ H2O

= 87,08 m3/hari x 0,723 kg/m3 = 63,02 kg

A.2.5 Filter Press (H-204)

Fungsi: memisahkan ampas cair dan padat untuk dijadikan pupuk.

Neraca massa komponen:

• Ampas cair : F9Ampas cair = 0,94 x F8Ampas

= 0,94 x 568.080,36 kg = 533.995,54 kg • Ampas padat : F10Ampas padat = F8Ampas – F9Ampas cair

= (568.080,36 - 533.995,54) kg = 34.084,82 kg

10

(11)

A.2.6 Water Trap (F-301)

Fungsi : Memisahkan air yang terkandung didalam biogas, dimana air terpisahkan 100 %. F-301 11 12 13 Neraca Total : F11 = F12 + F13  Alur 11 F11 = 25.233 kg F11CH4 = 6.664,93 kg F11CO2 = 18.505,05 kg F11H2S = 2,48 x 10-6 kg F11H2O = 63,02 kg  Alur 13 F13 = 25.169,98 kg F13CH4 = 6.664,93 kg F13CO2 = 18.505,05 kg F13H2S = 2,48 x 10-6 kg Maka, F11 = F12 + F13 25.233 kg = F12 + 25.169,98 kg F12 = 63,02 kg

(12)

A.2.7 Desulfurisasi (D-306)

Fungsi : untuk menyerap gas H2S yang terkandung dalam biogas dimana H2S habis diserap 100 %.

16 17

Neraca Massa Total :

F16CH4 = 6.664,93 kg F16CO2 = 18.505,05 kg F16H2S = 2,48 x 10-6 kg F17CH4 = 6.664,93 kg F17CO2 = 18.505,05 kg F17 = F17CH4 + F17CO2 + F17H2S = 6.664,93 kg + 18.505,05 kg + 0 F17 = 25.169,98 kg

A.2.8 Kolom Absorpsi-Stripping (D-308 & D-312)

CH4 H2S = 0,01 % CO2 H2O CH4 H2S habis terserap CO2 H2O

(13)

Fungsi : untuk menyerap CO2 yang terkandung dalam biogas dan melepaskan CO2. 18 19 25 23 20 22 21 26 24

Jumlah CO2 yang dikeluarkan dari sistem 99% (Twigg, 1989) dari alur 25. Larutan Benfield (K2CO3) (BM= 138 kg/kmol). K2CO3 yang digunakan adalah K2CO3 30 %, temperatur K2CO3 masuk absorber adalah 60 0C.

Reaksi pengikatan CO2 :

K2CO3 + CO2 + H2O ↔ 2KHCO3 ……….. (1) Reaksi pelepasan CO2:

2KHCO3 ↔ CO2 + H2O + K2CO3 ………(2)

Dimana semua CO2 yang terserap dilepaskan pada kolom stripper. Jumlah CO2 yang terabsorpsi 99% dari jumlah CO2 umpan, maka :

F21 = 99 % x F18CO2 = 0,99 x 18.505,05 kg

= 18.320 kg

Maka mol CO2 yang terbentuk dari reaksi (2) : N21 = 2 2 21 CO BM CO F = 44 320 . 18 = 416,36 kmol

(14)

Jumlah KHCO3 yang bereaksi = 832,72 kmol

 Neraca Massa Total :

F18 = F26 +F21 25.169,98 kg = F26+ 18.320 kg F26 = (25.169,98 - 18.320) kg = 6.849,98 kg  Alur 26 F26CH4 = F18CH4 = 6.664,93 kg F26CO2 = F18CO2 – F21 = 18.505,05 kg – 18.320 kg = 185,05 kg  Alur 25

Jumlah K2CO3 bereaksi = 416,36 kmol

= 416,36 kmol x 138 kg/kmol

= 57.458,18 kg

K2CO3 yang digunakan 30% berat, maka

Total umpan (F25) = 57.458,18 kg x 100/30

= 191.527,28 kg

Jumlah H2O bereaksi = 416,36 kmol

= 416,36 kmol x 18 kg/kmol

= 7.494,54 kg

Maka Jumlah H2O = 70 % x 191.527,28 kg

= 134.069,10 kg

Jumlah H2O yang tidak bereaksi = (134.069,10 – 7.494,54) kg

= 126.574,55 kg

F25 = 191.527,28 kg F25K2CO3 = 57.458,18 kg F25H2O = 134.069,10 kg

(15)

 Alur 19

F19 = 209.847,28 kg

N19 KHCO3 = 832,72 kmol

F19KHCO3 = N19 KHCO3 x BM KHCO3

= 832,72 kmol/hari x 100 kg/kmol = 83.272,73 kg F19 H2O = 126.574,55 kg  Kolom Stripper F20 = F19 = 209.847,28kg F20KHCO3 = 83.272,73 kg F20H2O = 126.574,55 kg F21 = F21CO2 = 18.320 kg F22 = F23 = 191.527,28 kg F22K2CO3 = 57.458,18 kg F22H2O = 134.069,10 kg

(16)

LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA ENERGI

Basis perhitungan : 1 hari operasi

Satuan operasi : kJ/hari Temperatur basis : 25oC

Neraca panas ini menggunakan rumus-rumus perhitungan sebagai berikut: • Perhitungan panas untuk bahan dalam fasa cair dan gas

Qi = Hi = (Van Ness, 2005)

• Perhitungan panas penguapan QV = N ΔHVL

• Perhitungan Cp beberapa padatan (J/mol.K) dengan menggunakan metode Hurst dan Harrison, dimana nilai kontribusi unsur atom.

Tabel LB.1 Nilai kontribusi Unsur Atom

Unsur Atom ΔE

C 10,89 H 7,56 O 13,42 Fe 29,08 Cl 14,69 K 28,78 Sumber : Perry, 1999 Rumus Metode Hurst dan Harrison:

∑

=

∆

⋅

=

n i Ei i pS

N

C

1 Dimana :

Cps = Kapasitas panas padatan pada 298,15 K ( J/mol.K ) n = Jumlah unsur atom yang berbeda dalam suatu senyawa Ni = Jumlah unsur atom I dalam senyawa

∫

= T 298 1 T dT Cp n

(17)

ΔEi = Nilai dari distribusi atom I pada tabel LB.1 Menghitung Cp glukosa:

Cp = 6.ΔEC + 12.ΔEH + 6.ΔEO

= 6 (10,89) + 12 (7,56) + 6(13,42) = 236,58 J/mol.K

Dengan cara yang sama diperoleh Cp NaHCO3 = 84,90 J/mol.K

Cp FeCI2 = 58,46 J/mol.K

Tabel LB.2 Kapasitas panas beberapa senyawa pada 298,15 K (J/mol.K)

Komponen Cp (J/mol.K) C6H12O6 236,58 NaHCO3 84,90 FeCl2 58,46 K2CO3 108,71 KHCO3 87,49

Tabel LB.3 Panas Reaksi Pembentukan (KJ/mol)

Komponen ΔHf CH4(g) -74,520 CO2(g) H2S(g) -393,509 -20,630 H2O(l) -285,830 NaHCO3 -947,7*) C6H12O6(s) -1.250*) H2SO4(l) -814*) Sumber: Smith, 2005 Shervy, 2011*) • Perhitungan Cp untuk fasa gas:

Cpx,T = a + bT + cT2 + dT3 + eT4 Cpg dT = [a(T2–T1) + b/2(T2

∫

2–T12) + c/3(T23–T13) + d/4(T24–T14)+ e/5(T25–T15)] 2 1 T T

(18)

Tabel LB.4 Data Kapasitas Panas (J/ mol. K) Senyawa A B C D E CH4(g) 3,83870.101 -7,3663.10-2 2,9098.10-4 -2,6384.10-7 8,0067.10-11 CO2(g) 1,90223.101 7,9629.10-2 -7,3706.10-5 3,7457.10-8 -8,133.10-12 H2S(g) 3,45234.101 -1,76481.10-2 6,76664.10-5 -5,32454.10-8 1,40695.10-11 H2O(g) 3,40471.101 -9.65064.10-3 3,29983.10-5 -2,04467.10-8 4,30228.10-12 Sumber: Reklaitis, 1983

• Perhitungan Cp untuk fasa cair: Cpx,T = a + bT + cT2 + dT3

Cpl dT = [a(T2–T1) + b/2(T22–T12) + c/3(T23–T13) + d/4(T24–T14)

Tabel LB.5 Data Kapasitas Panas (J/ mol. K)

Senyawa A B C D CH4(l) -5,70709 1,02562 -1,6656.10-3 -1,9750.10-5 CO2(l) 1,1041.101 1,1595 -7,2313.10-3 1,55019.10-5 H2S(l) 2,18238.101 7,74223.10-1 -4,20204.10-3 7,38677.10-6 H2O(l) 1,82964.101 4,7211.10-1 -1,3387.10-3 1,3142.10-6 Sumber: Reklaitis, 1983 B.1 Bak Neutralizer (T-101)

Fungsi : sebagai tempat penampung POME dengan padatan NaHCO3. Alur 1 (55oC, 1 atm) Alur 2 (30oC, 1 atm)

∫

2 1 T T T-101 1 2 3

(19)

Temperatur basis = 25ºC

Energi masuk = (N1C6H12O6)

∫

15 , 328 15 , 298 CpdT + (N1H2O)

∫

15 , 328 15 , 298 Cp dT + N2NaHCO3

∫

15 , 303 15 , 298 CpdT

Tabel LB.6 Energi yang Masuk ke Bak Neutralizer

Alur Komponen F (kg/ hari) BM (kg/mol) N (kmol/ hari)

∫

Cp dT (KJ/mol) N

∫

Cp dT (KJ/hari) 1 C6H12O6(s) 25.209,86 180 140,05 7.097,40 994.024,89 H2O(l) 566.570,95 18 31.476,16 2.256,18 71.015.776,07 2 NaHCO3 1.479,45 84 17,61 424,50 7.476,51 Qin (kJ/ hari) 72.017.277,48

Asumsi: proses pencampuran berlangsung adiabatis (dQ/dT = 0). Dari data termodinamika Perry, 1999 :

panas pelarutan NaHCO3 dalam air = -4,1 kkal/mol = -17,17 x 103 kJ/kmol

in out pelaru Q Q H N dt dQ − + ∆ = . tan hari kJ Q hari kJ Q x out out / 40 , 626 . 319 . 72 / 48 , 277 . 017 . 72 ) 10 17 , 17 ( 61 , 17 0 3 = − + × − =

Temperatur pada alur keluar diperoleh dengan menggunakan metode trial and error.

Energi keluar = N3C6H12O6

∫

out T 15 , 298 Cp dT + N3H2O

∫

Out T 15 , 298 Cp dT + N3NaHCO3

∫

Out T 15 , 298 Cp dT

(20)

Trial I: Tout = 55,05oC atau 328,20oK

Tabel LB.7 Perhitungan Trial I Energi yang Keluar dari Bak Neutralizer

∫

Cp dT (kJ/mol) N

∫

Cp dT (kJ/hari) 3 C6H12O6(s) 25.209,86 180 140,05 7.109,22 995.681,60 H2O(l) 566.570,95 18 31.476,16 2.259,95 71.134.597,43 NaHCO3 1.479,45 84 17,61 2.551,24 44.933,86 Qout (kJ/ hari) 72.175.212,9

Trial II: Tout = 55,11oC atau 328,26oK

Tabel LB.8 Perhitungan Trial II Energi yang Keluar dari Bak Neutralizer

∫

Cp dT (kJ/mol) N

∫

Cp dT (kJ/hari) 3 C6H12O6(s) 25.209,86 180 140,05 7.123,42 997.669,65 H2O(l) 566.570,95 18 31.476,16 2.264,48 71.277.184,94 NaHCO3(s) 1.479,45 84 17,61 2.556,33 45.023,58 Qout (kJ/ hari) 72.319.878,18

Diperoleh temperatur pada alur keluar bak neutralizer yaitu Tout = 55,11oC atau 328,26 oK

B.2 Bak Pencampur Nutrisi (M-106)

Fungsi: sebagai tempat mencampur POME dari Neutraliser dengan Nutrisi dan umpan recyle.

Alur 3 (55,11oC; 1 atm) Alur 4 (30oC; 1 atm) Alur 5 (36 oC; 1 atm)

M-106

3 6 4 5

(21)

Energi masuk = (N3C6H12O6)

∫

26 , 328 15 , 298 CpdT + (N3H2O)

∫

26 , 328 15 , 298 CpdT + N3NaHCO3

∫

26 , 328 15 , 298 CpdT + N4FeCl2

∫

15 , 303 15 , 298 CpdT + (N5C6H12O6)

∫

15 , 309 15 , 298 CpdT + (N5H2O)

∫

15 , 309 15 , 298 Cp dT + N5NaHCO3

∫

15 , 309 15 , 298 CpdT + N5FeCl2

∫

15 , 309 15 , 298 CpdT

Tabel LB.9 Perhitungan Energi yang Masuk ke Bak Pencampur Nutrisi

∫

Cp dT (kJ/mol) N

∫

Cp dT (kJ/hari) 3 C6H12O6(s) 25.209,86 180 140,05 7.123,42 997.669,65 H2O(l) 566.570,95 18 31.476,16 2.264,48 71.277.184,94 NaHCO3(s) 1.479,45 84 17,61 2.556,33 45.023,58 4 FeCl2(s) 53,08 122 0,43 292,30 127,18 5 C6H12O6(s) 18.267,82 180 101,48 2.602,38 264.110,16 H2O(l) 170.581,44 18 9.476,74 825,10 7.819.267,50 NaHCO3(s) 493,15 84 5,87 933,90 5.482,77 FeCl2(s) 17,69 122 0,14 643,06 93,26 Qin (kJ/ hari) 80.408.959,08

Asumsi:proses pencampuran berlangsung adiabatis (dQ/dT = 0). Dari data termodinamika Perry, 1999 :

panas pelarutan FeCl2 dalam air = 17,9 kkal/mol = 74,95 x 103 kJ/mol

in out pelaru Q Q H N dt dQ − + ∆ = . tan hari kJ Q x x74,95 10 ) (0,14 74,95 10 ) out 80.408.959,08 / 43 , 0 ( 0= × 3 + × 3 + − hari kJ Q_out =80.365.479,77 /

Temperatur pada alur 6 keluar diperoleh dengan menggunakan metode trial and

(22)

Temperatur pada alur 6 keluar diperoleh dengan menggunakan metode trial and

error.

∫

out T 15 , 298 Cp dT + N5H2O

∫

out T 15 , 298 Cp dT + N6NaHCO3

∫

out T 15 , 298 Cp dT + N6FeCl2

∫

out T 15 , 298 Cp dT

Trial I: Alur 6 Tout = 50oC atau 323,15oK

Tabel LB.10 Perhitungan Trial I Energi yang Keluar ke Bak Pencampur Nutrisi

∫

Cp dT (kJ/mol) N

∫

Cp dT (kJ/hari) 6 C6H12O6(s) 43.477,69 180 241,54 5.914,50 1.428.604,46 H2O(l) 737.152,40 18 40.952,91 1.878,90 76.946.826,10 NaHCO3 1.972,60 84 23,48 2.122,50 49.843,44 FeCl2 70,77 122 0,58 1.461,50 847,82 Qout (kJ/ hari) 78.426.121,84

Trial II: Alur 6 Tout = 50,62 oC atau 323,77 oK

Tabel LB.11 Perhitungan Trial II Energi yang Keluar ke Bak Pencampur Nutrisi

∫

Cp dT (kJ/mol) N

∫

Cp dT (kJ/hari) 6 C6H12O6(s) 43.477,69 180 241,54 6.198,89 1.497.297,48 H2O(l) 737.152,40 18 40.952,91 1.925,37 78.849.888,39 NaHCO3 1.972,60 84 23,48 2.174,81 51.071,98 FeCl2 70,77 122 0,58 1.497,52 868,72 Qout (kJ/ hari) 80.365.645,81

(23)

Diperoleh temperatur pada alur 6 keluar bak pencampur nutisi yaitu 50,62oC atau 323,77oK.

B.3 Reaktor Fermentasi (R-201)

Fungsi: sebagai tempat berlangsungnya reaksi pembentukan biogas. Alur 6 (51,2 oC; 1 atm) Alur 7 (55ºC; 1 atm) Alur 11 (27ºC; 1 atm) Reaktor Fermentasi 6 7 Glukosa_Air NaHCO3 FeCl2 CH4 CO2 H2S H2O Air Glukosa NaHCO3 FeCl2 11 Reaksi: C6H12O6 + Katalis 2CH4 + 4CO2 + H2S + 2H2O

Energi masuk = N6C6H12O6

∫

77 , 323 15 , 298 Cp dT + N6H2O

∫

77 , 323 15 , 298 Cp dT + N6NaHCO3

∫

77 , 323 15 , 298 Cp dT + N6FeCl2

∫

77 , 323 15 , 298 Cp dT

(24)

Tabel LB.12 Energi yang masuk ke dalam Fermentor Alur Komponen F (kg/ hari) BM (kg/mol) N (kmol/ hari)

∫

Cp dT (kJ/mol) N

∫

Cp dT (kJ/hari) 6 C6H12O6(s) 43.477,69 180 241,54 6.198,89 1.497.297,48 H2O(l) 737.152,40 18 40.952,91 1.925,37 78.849.888,39 NaHCO3 1.972,60 84 23,48 2.174,81 51.071,98 FeCl2 70,77 122 0,58 1.497,52 868,72 Qin (kJ/ hari) 80.365.645,81

∫

15 , 328 15 , 298 CpdT + N7NaHCO3

∫

15 , 328 15 , 298 CpdT + N7FeCl2

∫

15 , 328 15 , 298 CpdT + N7H2O

∫

15 , 328 15 , 298 CpdT + N11CH4

∫

15 , 300 15 , 298 CpdT + N11CO2

∫

15 , 300 15 , 298 CpdT + N11H2S

∫

15 , 300 15 , 298 CpdT + N11H2O

∫

15 , 300 15 , 298 CpdT

Tabel LB.13 Perhitungan Energi yang keluar dari Fermentor

∫

Cp dT (kJ/mol) N

∫

Cp dT (kJ/hari) 7 C6H12O6(s) 25.673,70 180 142,63 7.097,4 1.012.314,15 H2O(l) 729.723,39 18 40.540,18 2.256,18 91.465.812,85 NaHCO3 1.972,60 84 23,48 2.547,00 59.812,13 FeCl2 70,77 122 0,58 1.753,80 1.017,39 11 CH4(g) 6.664,93 16 416,55 216,27 90.089,67 CO2(g) 18.505,05 44 420,56 223,64 94.057,91 H2S(g) 2,47.10-6 34 7,28.10-8 204,04 1,49.10-5 H2O(g) 63,01 18 3,50 67,20 235,25 Qout (kJ/ hari) 92.600.435,22

(25)

Qs = Qout - Qin

= (92.600.435,22 – 80.365.645,81 ) kJ/hari = 12.234.789,41 kJ/hari

Data steam yang digunakan :

Saturated steam pada 1 atm, 1500C H = 2.776 kJ/kg Saturated steam pada 1 atm, 100 0C Hv = 2.676 kJ/kg HL = 419,1 kJ/kg (Reklaitis, 1983)

λ = [H(150oC) – Hv(100oC)]+ [Hv(100oC) – Hl(100oC)] λ = [2.776 – 2.676] + [2.676 - 419,1]

λ = 2.356,90 kJ/kg

Steam yang dibutuhkan adalah :

B.4 Heater I (E-305)

Fungsi: untuk menaikkan suhu dari water trap (F-301) ke tangki

desulfirisasi (D-306). λ Q = m / 90 , 356 . 2 / 41 , 789 . 234 . 12 kg kJ hari kJ m= /hari g k 05 , 191 . 5 = m Heater 15 CH4 CO2 H2S T = 27 oC 16 Steam 150 oC 1 atm CH4 CO2 H2S T = 65 oC Steam 100 oC 1 atm

(26)

Dengan tekanan (P = 1 atm) Energi masuk = N15CH4

∫

15 , 300 15 , 298 Cp dT + N15CO2

∫

15 , 300 15 , 298 Cp dT + N15H2S

∫

15 , 300 15 , 298 Cp dT

Tabel LB. 14 Perhitungan Energi yang masuk dari heater I

∫

Cp dT (kJ/mol) N

∫

Cp dT (kJ/hari) 15 CH4(g) 6.664,93 16 416,55 71,93 29.965,75 CO2(g) 18.505,05 44 420,56 74,36 31.277,66 H2S(g) 2,48.10-6 34 7,28.10-8 67,97 4,95.10-6 Qin (kJ/ hari) 61.243,41 Energi keluar = N16CH4

∫

15 , 338 15 , 298 Cp dT + N16CO2

∫

15 , 338 15 , 298 Cp dT + N16H2S

∫

15 , 338 15 , 298 Cp dT

Tabel LB. 15 Perhitungan Energi yang keluar dari heater

∫

Cp dT (kJ/mol) N

∫

Cp dT (kJ/hari) 16 CH4(g) 6.664,93 16 416,55 1.469,56 612.158,58 CO2(g) 18.505,05 44 420,56 1.520,51 639.483,03 H2S(g) 2,48.10-6 34 7,28.10-8 1.367,62 9,96.10-5 Qout (kJ/ hari) 1.251.641,62

Panas yang dilepas steam (Q) = Qout – Qin

= (1.251.641,62- 61.243,41) kJ/hari = 1.190.398,20 kJ/hari

Saturated steam pada 1 atm, 1500C, H(1500) = 2.776 kJ/kg (Reklaitis, 1983)

Saturated steam pada 1 atm, 1000C, HV(1000C) = 2.676 kJ/kg (Reklaitis, 1983) HL(1000C) = 419,1 kJ/kg (Reklaitis, 1983)

(27)

λ = [H(150o

C) – Hv(100oC)]+ [Hv(100oC) – Hl(100oC)] λ = [2.776 – 2.676] + [2.676 - 419,1]

λ = 2.356,90 kJ/kg

Jumlah steam yang diperlukan (m) = Q/ λ =

kg kJ hari kJ / 94 , 356 . 2 / 20 , 398 . 190 . 1 = 505,07 kg/hari B.5 Kolom Absorpsi (D-308)

Fungsi : Menyerap gas CO2 dengan menggunakan larutan benfield. Alur 18 (65 0C; 1,5 atm)

Alur 25 (60 0C; 1 atm)

Dianggap 99 % terserap oleh larutan benfield (K2CO3).

Energi masuk = N18CH4

∫

15 , 338 15 , 298 Cp dT + N18CO2

∫

15 , 338 15 , 298 Cp dT + N25H2O

∫

15 , 333 15 , 298 Cp dT + N25K2CO3

∫

15 , 333 15 , 298 Cp dT 26 18 19 25

(28)

Tabel LB.16 Panas masuk ke dalam kolom absorpsi untuk setiap komponen Alur Komponen F (kg/ hari) BM (kg/mol) N (kmol/ hari)

∫

Cp dT (kJ/mol) N

∫

Cp dT (kJ/hari) 18 CH4(g) 6.664,93 16 416,55 1.469,56 612.158,58 CO2(g) 18.505,05 44 420,56 1.520,51 639.483,03 25 H2O(l) 134.069,10 18 7.448,28 2.633,89 19.617.990,21 K2CO3(l) 57.458,18 138 416,36 3.804,85 1.584.201,29 Qin (kJ/ hari) 22.453.833,12

Absorber bersifat adiabatis, sehingga: Q -Hr Q dt dQ in out +∆ = 0= Qout +∆Hr - Qin

Dimana, r∆Hpelarutan = -8.407.131,83 kJ/hari

Qout = Qin + ∆Hr

= 22.453.833,12 – (-8.407.131,83) = 30.860.964,95 kJ/hari

Temperatur pada alur keluar 18 dan 25 diperoleh dengan menggunakan metode trial

and error.

Energi keluar = N19H2O

∫

T 15 , 298 Cp dT + N19KHCO3

∫

T 15 , 298 Cp dT + N26CH4

∫

T 15 , 298 Cp dT + N26CO2

∫

T 15 , 298 Cp dT

(29)

Alur Komponen F (kg/ hari)

BM

(kg/mol) N (kmol/ hari)

∫

Cp dT (kJ/mol) N

∫

Cp dT (kJ/hari) 19 H2O(l) 126.574,55 18 7.031,91 4.103,04 28.852.291,57 KHCO3(l) 83.272,73 138 832,72 4.758,79 3.962.782,67 26 CH4(g) 6.664,93 16 416,55 2.015,38 839.524,53 CO2(g) 185,05 44 4,20 2.084,09 8.765,06 Qout (kJ/ hari) 33.663.363,85

Diperoleh temperatur pada alur keluar 19 dan 26 kolom absorpsi yaitu Tout = 79,39oC atau 352,54oK.

B.6 Heater II (E-311)

Fungsi: untuk menaikkan suhu dari kolom absorpsi (D-308) ke tangki larutan benfield (D-316). Heat exchanger 23 K2CO3 H2O T = 88oC H2O K2CO3 T = 100 oC KHCO3 H2O T = 79,39 oC 22 20 19 KHCO3 H2O T = ?

(30)

Dengan tekanan (P = 1 atm)

Energi masuk = N19H2O

∫

54 , 352 15 , 298 Cp dT + N19KHCO3

∫

54 , 352 15 , 298 Cp dT + N22H2O

∫

15 , 373 15 , 298 Cp dT + N22K2CO3

∫

15 , 373 15 , 298 Cp dT

Tabel LB.18 Perhitungan Energi yang masuk dari Heater II

Alur Komponen F (kg/ hari)

BM

∫

Cp dT (kJ/mol) N

∫

Cp dT (kJ/hari) 19 H2O(l) 126.574,55 18 7.031,91 4.103,04 28.852.291,57 KHCO3 83.272,73 100 832,72 4.758,79 3.962.782,67 22 H2O(l) 134.069,10 18 7.448,28 5.671,86 42.245.679,57 K2CO3 57.458,18 138 416,36 8.153,25 3.394.717,05 Qin (kJ/ hari) 78.455.470,87

Untuk mencari suhu keluar dari Heater II maka di lakukan trial error, sehingga di dapat suhu keluar dari alur 20, yaitu 91,5 0C (364,65 K).

∫

65 , 364 15 , 298 Cp dT + N20KHCO3

∫

65 , 364 15 , 298 Cp dT + N23K2CO3

∫

15 , 361 15 , 298 Cp dT + N23H2O

∫

15 , 361 15 , 298 Cp dT

(31)

Tabel LB. 19 Perhitungan Energi yang keluar dari Heater II

Alur Komponen F

(kg/ hari)

BM

∫

Cp Dt (kJ/mol) N

∫

Cp dT (kJ/hari) 20 H2O(l) 126.574,55 18 7.031,91 5.023,75 35.326.627,45 KHCO3 83.272,73 100 832,72 5.818,08 4.844.878,39 23 K2CO3(s) 57.458,18 138 416,36 6.848,73 2.851.562,32 H2O(l) 134.069.10 18 7.448,28 4.757,30 35.433.792,51 Qout (kJ/ hari) 78.456.860,68 B.7 Kolom Stripper (D-312)

Fungsi : Menyerap gas CO2 dengan menggunakan larutan benfield. Alur 20 (P= 1 atm; 91,5 0C) Alur 21 (P= 20 atm; 100 0C) Alur 22 (P= 1 atm; 100 0C) out in Q Q dt dQ − = 68 , 860 . 456 . 78 87 , 470 . 455 . 78 − = dt dQ kJ/hari 80 , 389 . 1 = dt dQ 20 22 21

(32)

∫

65 , 364 15 , 298 Cp dT + N20KHCO3

∫

65 , 364 15 , 298 Cp dT

Tabel LB. 20 Panas masuk ke dalam kolom stripper untuk setiap komponen

∫

Cp dT (kJ/mol) N

∫

Cp dT (kJ/hari) 20 H2O(l) 126.574,55 18 7.031,91 5.023,75 35.326.627,45 KHCO3 83.272,73 100 832,72 5.818,08 4.844.878,39 Qin (kJ/ hari) 40.171.505,84

Energi keluar = N21CO2

∫

15 , 373 15 , 298 Cp dT + N22H2O

∫

15 , 373 15 , 298 Cp dT + N22K2CO3

∫

15 , 373 15 , 298 Cp dT

Tabel LB.21 Panas keluar ke dalam kolom stripper untuk setiap komponen

∫

Cp dT (kJ/mol) N

∫

Cp dT (kJ/hari) 21 _CO 2(g) 18.320,00 44 416 2.905,48 1.209.735,08 22 H2O(l) 134.069,10 18 7.448,28 5.671,86 42.245.679,57 K2CO3(l) 57.458,18 138 416,36 8.153,25 3.394.717,05 Qout (kJ/ hari) 46.850.131,71 Dimana, r ∆Hr = 8.407.131,83 kJ/hari Q -Hr Q dt dQ in out +∆ = = (46.850.131,71+ (8.407.131,83) – 40.171.505,84) kJ/hari = 15.085.757,69 kJ/hari

Data steam yang digunakan :

Saturated steam pada 1 atm, 1500C, H(1500) = 2.776 kJ/kg (Reklaitis, 1983)

(33)

HL(1000C) = 419,1 kJ/kg (Reklaitis, 1983) λ = [H(150o

C) – Hv(100oC)]+ [Hv(100oC) – Hl(100oC)] λ = [2.776 – 2.676] + [2.676 - 419,1]

λ = 2.356,90 kJ/kg

Jumlah steam yang diperlukan (m) = Q/ λ =

kg kJ hari kJ / 94 , 356 . 2 / 69 , 757 . 085 . 15 = 6.400,67 kg/hari

B.8 Alat Pendingin / cooler I (E-315)

Fungsi: untuk menurunkan suhu dari heater II (E-311) ke tangki larutan

benfield (T-316).

Alur 23 (1 atm, 88oC) Alur 24 (1atm, 60oC)

∫

15 , 361 15 , 298 CpdT + N24K2CO3

∫

15 , 361 15 , 298 CpdT Cooler I 24 K2CO3 H2O T = 60oC H2O K2CO3 T = 88 oC Air Pendingin Keluar

T= 55 oC 23 Air Pendingin T = 28 oC

(34)

Tabel LB.22 Energi yang masuk menuju cooler I Alur Komponen F (kg/ hari) BM (kg/mol) N (kmol/ hari)

∫

Cp dT (kJ/mol) N

∫

Cp dT (kJ/hari) 23 H2O 134.069,10 18 7.448,28 4.757,30 35.433.792,51 K2CO3 57.458,18 138 416,36 6.848,73 2.851.562,32 Qin (kJ/ hari) 38.285.354,83

∫

15 , 333 15 , 298 CpdT + N23K2CO3

∫

15 , 333 15 , 298 CpdT

Tabel LB.23 Energi yang keluar dari cooler I

∫

Cp dT (kJ/mol) N

∫

Cp dT (kJ/hari) 24 H2O 134.069,10 18 7.448,28 2.633,89 19.617.990,21 K2CO3 57.458,18 138 416,36 3.804,85 1.584.201,29 Qout (kJ/ hari) 21.202.191,50

Jadi, jumlah panas yang diserap oleh propana sebanyak 17.083.163,34 kJ/hari. Dari data termodinamika untuk air pendingin:

Entalpi H (280 C) = 117,43 kJ/ kg Entalpi H (550 C) = 230,23 kJ/ kg

Maka, jumlah propana yang diperlukan (m): m = 151.446,48 kg/hari. in out Q Q dt dQ − = 354 . 285 . 38 50 , 191 . 202 . 21 − = dt dQ kJ/hari 34 , 163 . 083 . 17 − = dt dQ C) H(55 C) H(28 Q o o − = kJ/kg 23 , 230 kJ/kg 43 , 117 kJ/hari ,34 17.083.163 -− =

(35)

B.9 Kompresor (G-402)

Fungsi: menaikkan tekanan gas metan dari 1 atm hingga 20 atm.

Neraca Panas masuk Kompressor (T = 79,390C)

Telebih dahulu dicari estimasi suhu keluaran gas dari kompressor dengan menggunakan rumus:

T2 = T1 . (Timmerhaus, 1991)

Dimana; T2 = Temperatur suhu keluar kompressor

T1 = Temperatur suhu masuk kompressor = 79,39OC = 352,54 K P2 = Tekanan keluar kompressor = 20 atm

P1 = Tekanan masuk kompressor = 1 atm k = 1,4

Ns = jumlah stage = 3

Dari perhitungan estimasi suhu keluar kompressor, didapat T = 468,94 oK = 195,79oC.

Neraca Panas Kompressor (T = 468,94 oK = 195,79 oC)

Energi masuk = (N27CH4)

∫

94 , 468 15 , 298 CpdT + (N27CO2)

∫

94 , 468 15 , 298 Cp dT

Tabel LB. 24 Perhitungan Energi panas kompressor

∫

Cp dT (kJ/mol) N

∫

Cp dT (kJ/hari) 27 CH4(g) 6.664,93 16 416,55 6.819,15 2.840.575,95 CO2(g) 185,05 44 4,20 6.928,41 29.138,79 Qcomp (kJ/ hari) 2.869.714,74 28 27

(36)

Neraca Panas Masuk Kompressor (T = 352,54 oK = 79,39 oC) Energi masuk = (N27CH4)

∫

54 , 352 15 , 298 CpdT + (N27CO2)

∫

54 , 352 15 , 298 Cp dT

Tabel LB. 25 Perhitungan Energi yang masuk dari kompressor

∫

Cp dT (kJ/mol) N

∫

Cp dT (kJ/hari) 27 CH4(g) 6.664,93 16 416,55 2.015,38 839.524,53 CO2(g) 185,05 44 4,20 2.084,09 8.765,06 Qin (kJ/ hari) 848.289,60

Neraca Panas Keluar Kompressor (T = 352,54 oK = 79,39 oC)

∫

54 , 352 15 , 298 CpdT + (N28CO2)

∫

54 , 352 15 , 298 Cp dT

Tabel LB.26 Perhitungan Energi yang keluar dari kompressor

∫

Cp dT (kJ/mol) N

∫

Cp dT (kJ/hari) 28 CH4(g) 6.664,93 16 416,55 2.015,38 839.524,53 CO2(g) 185,05 44 4,20 2.084,09 8.765,06 Qout (kJ/ hari) 848.289,60

Maka, Panas yang dilepaskan : = Qout - (Qin + Qcomp)

= 848.289,60 – (848.289,60 + 2.869.714,74) = -2.869.714,74 kJ/hari

Data Air Pendingin: H(28oC)= 117,43 kJ/kg H(55oC)= 230,23 kJ/kg

(37)

Maka, jumlah air pendingin yang diperlukan (m): m

B.10 Alat Pendingin / cooler II (E-403)

Fungsi: menurunkan suhu biogas yang menuju penyimpanan CNG. Alur 28 (1 atm, 79,39oC) Alur 29 (20 atm, 15oC) Energi masuk = (N28CH4)

∫

54 , 352 15 , 298 CpdT + (N28CO2)

∫

54 , 352 15 , 298 Cp dT

Tabel LB.27 Energi yang masuk menuju cooler II

∫

Cp dT (kJ/mol) N

∫

Cp dT (kJ/hari) 28 CH4(g) 6.664,93 16 416,55 2.015,38 839.524,53 CO2(g) 185,05 44 4,20 2.084,09 8.765,06 Qin (kJ/ hari) 848.289,60 Energi keluar = N29CH4

∫

15 , 288 15 , 298 CpdT + N29CO2

∫

15 , 288 15 , 298 CpdT C) H(55 C) H(28 Q o o − = hari kg / 73 , 440 . 25 kJ/kg 23 , 230 kJ/kg 43 , 17 kJ/hari 74 2.869.714, - ₌ − = 28 29

CH

4

CO

2

CH

4

CO

2

Propana

-103,15

o

C

Propana

-53,15

o

C

(38)

Tabel LB.28 Energi yang keluar dari cooler II Alur Komponen F (kg/ hari) BM (kg/mol) N (kmol/ hari)

∫

Cp dT (kJ/mol) N

∫

Cp dT (kJ/hari) 29 CH4(g) 6.664,93 16 416,55 -357,44 -148.892,91 CO2(g) 185,05 44 4,20 -369,15 -1.552,51 Qout (kJ/ hari) -150.445,42

Jadi, jumlah panas yang diserap oleh propana sebanyak 998.735,02 kJ/hari. Dari data termodinamika untuk propana:

Entalpi H (220 K/ -53,150 C) = 836,04 kJ/ kg Entalpi H (170 K/ -103,150 C) = 291,1 kJ/ kg Maka, jumlah propana yang diperlukan (m): m = 1.832,74 kg/hari. in out Q Q dt dQ ₌ ₋ 60 , 289 . 848 42 , 445 . 150 − − = dt dQ kJ/hari 02 , 735 . 998 − = dt dQ C) H(-103,15 C) H(-53,15 Q o o − = kJ/kg 1 , 291 kJ/kg 4 , 836 kJ/hari 998.735,02 − =

(39)

B.11 Kompresor (G-405)

Fungsi: menaikkan tekanan gas dari 20 atm hingga 197 atm.

Neraca Panas masuk Kompressor (T = 150C)

Telebih dahulu dicari estimasi suhu keluaran gas dari kompressor dengan menggunakan rumus:

T2 = T1 . (Timmerhaus, 1991)

Dimana; T2 = Temperatur suhu keluar kompressor

T1 = Temperatur suhu masuk kompressor = 15OC = 288,15 K P2 = Tekanan keluar kompressor = 197 atm

P1 = Tekanan masuk kompressor = 20 atm k = 1,4

Ns = jumlah stage = 5

Dari perhitungan estimasi suhu keluar kompressor, didapat T = 328,39 oK = 55,24 o

C.

Neraca Panas Kompressor (T = 328,39 oK = 55,24 oC)

∫

70 , 389 15 , 298 CpdT + (N30CO2)

∫

70 , 389 15 , 298 Cp dT

Tabel LB.29 Perhitungan Energi panas kompressor

Alur Komponen F (kg/ hari) BM (kg/kmol) N (kmol/hari)

∫

Cp dT (kJ/kmol) N

∫

Cp dT (kJ/hari) 30 CH4(g) 6.664,93 16 416,55 1.104,65 460.154,19 CO2(g) 185,05 44 4,20 1.143,09 4.807,51 Qcomp (kJ/ hari) 464.961,70 31 30

(40)

Neraca Panas Masuk Kompressor (T = 288,15oK = 15 oC) Energi masuk = (N30CH4)

∫

15 , 288 15 , 298 CpdT + (N30CO2)

∫

15 , 288 15 , 298 Cp dT

Tabel LB.30 Perhitungan Energi yang masuk dari kompressor

∫

Cp dT (kJ/kmol) N

∫

Cp dT (kJ/hari) 30 CH4(g) 6.664,93 16 416,55 -357,44 -148.892,91 CO2(g) 185,05 44 4,20 -369,15 -1.552,51 Qin (kJ/ hari) -150.445,42

Neraca Panas Keluar Kompressor (T = 288,15oK = 15 oC)

∫

15 , 288 15 , 298 CpdT + (N31CO2)

∫

15 , 288 15 , 298 Cp dT

Tabel LB.31 Perhitungan Energi yang keluar dari kompressor

∫

Cp dT (kJ/kmol) N

∫

Cp dT (kJ/hari) 31 CH4(g) 6.664,93 16 416,55 -357,44 -148.892,91 CO2(g) 185,05 44 4,20 -369,15 -1.552,51 Qout (kJ/ hari) -150.445,42

Maka, Panas yang dilepaskan : = Qout - (Qin + Qcomp)

= -150.445,42 – (-150.445,42 + 464.961,70)

= - 464.961,70 kJ/hari

Dari data termodinamika untuk propana: Entalpi H (280 C) = 117,43 kJ/ kg Entalpi H (550 C) = 230,23 kJ/ kg

(41)

Maka, jumlah air pendingin yang diperlukan (m): m C) H(55 C) H(28 Q o o − = hari kg / 122 . 4 kJ/kg 23 , 230 kJ/kg 43 , 17 kJ/hari 464.961,70 - ₌ − =

(42)

LAMPIRAN C

PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

C.1 Bak Netralisasi (T-101)

Fungsi : Sebagai tempat penampung POME dengan padatan NaHCO3, dan sekaligus menetralkan pH POME.

Bentuk : Persegi panjang Bahan : Beton

Waktu tinggal : 1 hari Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Tekanan, P = 1 atm Temperatur, T = 55,11 0C Densitas limbah cair ρ = 1.002,99 kg/m3 Laju alir massa F = 593.260,27 kg/hari

Laju alir volume = ₃

/ 99 , 002 . 1 / ) 27 , 260 . 593 ( m kg hari kg = 591,49 m3/hari

Perhitungan ukuran bangunan

Faktor kelonggaran = 20% (Perry dan Green, 1999) Volume bak (Vb) = (1+0,2) x 591,49 m3 = 709,78 m3

Ukuran bak :

Panjang bak (p) = 2 x lebar bak (l) maka p = 2l Tinggi bak (t) = ½ x lebar bak (l) maka t = ½ l Maka : Volume bak (V) = p x l x t 709,78 m3 = 2l x l x ½ l Lebar bak (l) = 8,92 m Dengan demikian, Panjang bak (p) = 17,84 m Tinggi bak (t) = 4,46 m

(43)

Lebar bak (l) = 8,92 m

Tinggi larutan dalam bak = x 4,46 m 709,49 591,49 = 3,71 meter Tekanan hidrostatik P = Po + ρ x g x l = 101.325 Pa + (1.002,99 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3,71 m) = 137.858,29 Pa = 1,36 atm Pdesain = (1,2) (P operasi) = 1,2 (137.858,29) = 165.429.94 Pa = 1,63 atm C.2 Screw Conveyor (C-102)

Fungsi : Mengangkut NaHCO3 ke bak netralisasi Bahan konstruksi : Carbon steel

Bentuk : Horizontal scew conveyor Jumlah : 1 unit

Temperatur T = 30°C (303,15 K) Tekanan operasi P = 1 atm

Jarak angkut L = 30 ft = 9,14 m

Laju alir bahan F = 1479,45 kg/hari = 61,64 kg/jam = 135,90 lb/jam

Densitas bahan ρ = 2200 kg/m3 = 137,34 lb/ft3

Direncanakan dalam 1 proses cukup ditempuh 1/6 jam kerja (10 menit)

ρ F Q= = 135,90/137,34 = 0,98 ft3/jam 6 1 1 × = 5,93 ft3/jam

Dipilih screw conveyor dengan diameter 12 in,

Dari Tabel 5.3 dan Tabel 5.4 Walas, 1988 didapatkan harga: Kecepatan putaran maximum(ωmax) = 60 rpm,

Kapasitas masksimum (Qmax) = 90 ft3/jam

(44)

Horse Power factor (f ) = 0,7 Sehingga, kecepatan putaran (ω),

max max Q Q ω ω = × (Walas, 1988) ω = 90 60 93 , 5 × = 3,95 rpm = 4 rpm

Daya conveyor : P = [sxω+ fxQxρ]xL (Walas, 1988) P = [171 x 4 + 0,7 x 5,93 x 137,34] x 30 = 37.643,40 Faktor keamanan 20%, P =1,2 x 37.643,40 = 45.172,08 Efisiensi 80%, P = 56.465,10 = 0,05 Hp Maka dipilih conveyor dengan daya 0,1 Hp

C.3 Screw Conveyor (C-103)

Fungsi : Mengangkut FeCl2 ke bak nutrisi Bahan konstruksi : Carbon steel

Bentuk : Horizontal scew conveyor Jumlah : 1 unit

Temperatur T = 30°C Tekanan operasi P = 1 atm

Jarak angkut L = 30 ft = 9,144 m Laju alir bahan F = 53,08 kg/hari = 2,21 kg/jam

= 4,87 lb/jam

Densitas bahan ρ = 3.160 kg/m3 = 197,27 lb/ft3

Direncanakan dalam 1 proses cukup ditempuh 1/6 jam kerja (10 menit)

ρ F Q= = (4,87 / 197,27 )x 6 1 1 × = 0,14 ft3/jam

Dipilih screw conveyor dengan diameter 12 in,

(45)

Kecepatan putaran maximum(ωmax) = 60 rpm, Kapasitas masksimum (Qmax) = 90 ft3/jam

Faktor S = 171

Horse Power factor (f ) = 0,7 Sehingga, kecepatan putaran (ω),

max max Q Q ω ω = × (Walas, 1988) ω = 90 60 14 , 0 × =0,09 rpm = 1 rpm

Daya conveyor : P = [sxω+ fxQxρ]xL (Walas, 1988) P = [171 x 1 + 0,7 x 0,14 x 197,27] x30 = 5.744,38 Faktor keamanan 20%, P =1,2 x 5.744,38 = 6.893,26 Efisiensi 80%, P = 8.616,58 = 0,008 Hp Maka dipilih conveyor dengan daya 0,01 Hp

C.4 Pompa (P-105)

Fungsi : Memompa bahan-bahan yang di recycle dari bak sedimentasi ke tangki pencampur nutrisi.

Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit

Bahan konstruksi : Commercial steel Kondisi operasi :

P = 1 atm T = 36 0C

Laju alir massa (F) = 189.360,12 kg/hari

= 7.890 kg/jam = 4,83 lbm/s Densitas (ρ) = 1.000,84 kg/m3 = 62,48 lbm/ft3

(46)

Viskositas (µ) = 1,01 cP = 6,77.10-4 lbm/ft.s Laju alir volumetrik (Q) = ₃

lbm/ft 62,48

lbm/s 4,83

= 0,07 ft3/s = 0,002 m3/s

Perencanaan Diameter Pipa pompa :

Untuk aliran turbulen (Nre >2100), Di,opt = 3,9 × Q0,45_{× ρ}0,13

(Peters,2004) dengan : Di,opt = diameter optimum (m) ρ = densitas (lbm/ft3)

Q = laju volumetrik (ft3/s) Asumsi aliran turbulen, maka diameter pipa pompa : Desain pompa :

Di,opt = 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13 = 3,9 (0,07 ft3/s )0,45 (62,48 lbm/ft3)0,13

= 2,10 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis, 2003, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 1,5 in

Schedule number : 40

Diameter Dalam (ID) : 1,61 in = 0,13 ft = 0,04 m Diameter Luar (OD) : 1,9 in = 0,16 ft Inside sectional area : 0,01414 ft2

Kecepatan linear, v = Q/A = ₂

3 ft 0,01414 /s ft 0,07 = 5,46 ft/s

Bilangan Reynold : NRe =

µ ρ×v×D = lbm/ft.s 6,73.10 ) ft 0,13 )( ft/s 46 , 5 )( lbm/ft 48 , 2 6 ( 4 -3 = 68.111,47 (Turbulen)

Untuk pipa commercial steel diperoleh harga ε = 4,6.10-5

(Geankoplis,2003) Pada NRe = 68.111,47 dan ε/D = 0,0011, dari gambar 2.10-3

(47)

Friction loss :

1 Sharp edge entrance= hc = 0,5

c g v A A . 2 1 2 1 2 α       − = 0,5

(

) ( )(

₎

174 , 32 1 2 46 , 5 0 1 2 − = 0,23 ft.lbf/lbm 4 elbow 90° = hf = n.Kf. c g v . 2 2 = 4(0,75) ) 174 , 32 ( 2 46 , 5 2 = 1,39 ft.lbf/lbm 2 check valve = hf = n.Kf. c g v . 2 2 = 2(2,0) ) 174 , 32 ( 2 46 , 5 2 = 1,85 ft.lbf/lbm Pipa lurus 50 ft = Ff = 4f c g D v L . 2 . . 2 ∆ = 4(0,0061)

( )(

)

(

0,13

) (

.2.32,174

)

5,46 . 50 2 = 4,22 ft.lbf/lbm

2 Sharp edge exit = hex =

c g v A A . . 2 2 2 2 2 1 α       − =

(

) ( )(

₎

174 , 32 1 2 46 , 5 0 2 2 2 − = 1,85 ft.lbf/lbm

Total friction loss : ∑ F = 9,57 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli :

(

)

(

)

0 2 1 2 1 1 2 2 1 2 2 +∑ + = − + − + −v g z z P P F W_s v ρ α (Geankoplis,2003) dimana : v1 = v2 P1 ≈ P2 = 101,325 kPa ρ P ∆ = 0 ft.lbf/lbm ∆Z = 10 ft Maka :

(48)

(

10ft

)

0ft.lbf/lbm 9,57ft.lbf/lbm Ws 0 s . lbf / lbm . ft 174 , 32 ft/s 174 , 32 0 ₂ 2 = + + + + Ws = -19,57 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , η= 75 % Ws = - η x Wp -19,57 = -0,75 x Wp Wp = 26,09 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp = 4,83lbm/s×26,09ft.lbf/lbmx s lbf ft hp / . 550 1 = 0,2 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor 5 1

hp

C.5 Bak Pencampur Nutrisi (M-106)

Fungsi : Mencampur POME dengan FeCl2. Bentuk : Persegi

Bahan : Beton Jumlah : 1 unit

Kebutuhan perancangan : 1 hari Kondisi operasi :

P = 1 atm T = 50,62 0C

Laju alir massa (F) = 782.673,47kg/hari

Densitas (ρ) = 1.003,21 kg/m3 = 62,62 lbm/ft3 Viskositas (µ) = 1,01 cP

Faktor kelonggaran = 20 % (Perry, 1999) Menghitung volume bak : .

Laju alir volumetrik (Q) = ₃ kg/m 1.003,21

/ 782.673,47 kg hari

(49)

Volume bahan = τ x Q = 1 hari x 780,16 m3

/hari = 780,16 m3 Volume bak, VB = ( 1+ 0,2 ) x 780,16 m3

= 936,19 m3

Direncanakan ukuran bak sebagai berikut: Panjang bak (p) = lebar bak (l) ; p = l Tinggi bak (t) = lebar bak (l) ; t = l

Vb = p x l x t 936,19 m3 = l x l x l Lebar bak (l) = 9,78 m

Maka, panjang bak = Lebar bak = Tinggi bak = 9,78 m Menghitung tekanan alat

= ₃ 3 19 , 936 78 , 9 16 , 780 m m m × = 8,15 m Poperasi = Po + ρ×g×h = 101.325 Pa + (1.003,34 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 9,78 m) = 197.503,36 Pa = 1,94 atm Pdesign = (1+0,2) x 197.503,36 Pa = 237.004,04 Pa = 2,33 atm Perancangan Sistem pengaduk

Jenis : flat 6 blade turbin impeller Baffle : 4 buah

Kecepatan putaran (N) : 0,5 rps (Geankoplis, 2003) Efisiensi motor : 80 %

Pengaduk didesain dengan standar berikut :

Da : DB = 1 : 3 J : DB = 1 : 12 W : Da = 1 : 5 L : Da = 1 : 4 E : Da = 1:1 (Mc Cabe,dkk, 1999) bak Volume bak gi bak x ting dalam bahan Volume bak dalam bahan Tinggi =

(50)

Jadi :

1. Diameter impeller (Da) = 1/3 x DB = 1/3 x 9,78 = 3,26 m 2. Tinggi pengaduk dari dasar (E) = Da = 3,26 m

3. Lebar baffle ( J) = 1/12 DB = 0,81 m

4. Lebar daun impeller (W) = 1/5 Da = 1,95 m 5. Panjang daun impeller (L) = 1/4 Da = 2,44 m Daya untuk pengaduk :

Bilangan Reynold (NRe) = ₃

2 2 10 01 , 1 21 , 003 . 1 26 , 3 5 , 0 − × × × = × × µ ρ a D N = 5.299.803,24

Dari grafik 3.4-5 (Geankoplis, 2003 ) diperoleh Np = 7

P = ₂ 3 5 5 3 3 5 3 det . / . 147 , 32 / 62 , 62 69 , 10 det 5 , 0 7 lbf ft lbm ft lbm ft g D N N c a P × × ×ρ = × × × = 628,50 ft.lbf/det = 1,14 hp Efisiensi motor, η = 80 % Jadi daya motor = 1,43 hp

Maka dipilih daya motor sebesar 1,5 hp

C.6 Pompa Netralisasi (P-107)

Fungsi : Memompa POME dari bak netralisasi ke tangki pencampur nutrisi dan ke reaktor.

Jenis : Pompa screw Jumlah : 1 unit

Bahan konstruksi : Commercial steel Kondisi operasi :

P = 1 atm T = 50,62 0C

Laju alir massa (F) = 782.673,48 kg/hari = 19,97 lbm/s

Densitas (ρ) = 1.004,45 kg/m3 = 62,70 lbm/ft3 Viskositas (µ) = 1,01 cP = 6,76.10-4 lbm/ft.s

(51)

Laju alir volumetrik (Q) = ₃ lbm/ft 62,70 lbm/s 19,97 = 0,31 ft3/s = 0,009 m3/s

Untuk aliran turbulen (Nre >2100), De = 3,9 × Q0,45_{× ρ}0,13

(Walas, 1988) Untuk aliran laminar ,

De = 3,0 × Q0,36_{× µ}0,18

(Walas, 1988) dengan : D = diameter optimum (in) ρ = densitas (lbm/ft3

) Q = laju volumetrik (ft3/s) µ = viskositas (cP) Asumsi aliran turbulen, maka diameter pipa pompa :

De = 3,9 × Q0,45_{× ρ}0,13

(Walas, 1988) = 3,9 × (0,31)0,45 × (62,70)0,13

= 3,99 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis, 2003, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 3,5 in

Diameter Dalam (ID) : 3,54 in = 0,29 ft = 0,08 m Diameter Luar (OD) : 4 in = 0,3 ft

Inside sectional area : 0,0687 ft2 Kecepatan rata – rata fluida dalam pipa :

4,63ft/s ft 0,0687 /s ft 31 , 0 A Q v ₂ 3 = = = Sehingga : Bilangan Reynold,

(

) (

)

126.778,76 10 6,77 0,29 4,63 70 , 2 6 μ D v ρ N_Re _-₄ = × × × = =

Asumsi benar bentuk aliran adalah turbulen.

maka harga f = 0,0045 (Geankoplis,2003)

(52)

A. Panjang ekivalen total perpipaan (ΣL) Instalasi pipa:

− Panjang pipa lurus (L1) = 30 ft

− 1 buah gate valve fully open ; 13 D

L ₌ _{(App. C–2a, Foust, 1979)} L2 = 1 × 13 × 0,29 = 3,84 ft

− 4 buah elbow 900

standard (L/D = 30) (App. C–2a, Foust, 1979)

L3 = 4 × 30 × 0,29 = 35,47 ft

− 1 buah sharp edge entrance K= 0,5 ; D

L _{=20 (Foust, 1979)} L4 = 0,5 × 20 × 0,29 = 2,95 ft

− 1 buah sharp edge exit K = 1 ; D L _{= 40 (App.C–2c;C–2d, Foust, 1979)} L5 = 1,0 × 40 × 0,29 = 11,82 ft ΣL = L1 + L2 + L3 + L4 + L5 = 84,10 ft B. Friksi Faktor gesekan,

(

)(

) (

)

(

)(

)

f m 2 c 2 /lb lb ft 42 , 0 0,29 32,174 2 84,10 4,63 0,0045 D g 2 ΣL v f F ⋅ = = = Σ

(Foust, 1979, App C1 dan C2)

C. Kerja yang diperlukan

Tinggi pemompaan, ∆z = 40 ft Static head, _f _m c /lb lb ft 30 g g Δz = ⋅ Velocity head, 0 g 2 Δv c 2 = Pressure head, ∆P =0 ρ 40 ft.lbf /lbm

(53)

F ρ ΔP α g 2 v g g Δz W -c 2 c f + +Σ      ∆ + = Daya pompa, = × × = 550 ρ Q W P f = 1,46 hp

Untuk efisiensi pompa 80 %, maka :

Tenaga pompa yang dibutuhkan = (1,46 hp)/(0,8) = 1,17 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor =

2 3

Hp

C.7 Reaktor Fermentasi (R-201)

Fungsi : Tempat berlangsungnya reaksi fermentasi

Jenis : Tangki berpengaduk dengan flat 6 blade turbin impeller Bentuk : Silinder tegak vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal Bahan konstruksi : Carbon steel SA-285 grade C

Jumlah : 2 unit

Waktu tinggal ( τ ) : 6 hari Kondisi operasi :

Tekanan operasi = 1 atm Temperatur reaksi = 55 0C

Laju alir massa (F) = 757.440,48 kg/hari Laju alir massa (F)/unit = 378.720,24 kg/hari Densitas (ρ) = 1.003,32 kg/m3 Viskositas (µ) = 1,01 cP

Faktor kelonggaran = 20 % (Perry,1999)

Perhitungan Dimensi Reaktor :

Laju alir volumetrik (Q) = ₃ kg/m 1.003,32

/ 378.720,24 kg hari

= 377,46 m3/hari Volume bahan = τ x Q = 6 hari x 377,46 m3/hari = 2.264,78 m3

(Foust, 1979) = 40 ft.lbf /lbm + 0 + 0,42 ft.lbf /lbm

= 40,42 ft.lbf /lbm

(40,39 ft.lbf/lbm)(0,30 ft3/s)( 62,64 lbm/ft3) 550 ft.lbf/s.hp

(54)

Volume larutan = Volume bahan = 2.264,78 m3 Volume tangki, Vt = ( 1+ 0,2 ) x 2.264,78 m3

= 2.717,74 m3

Tangki berjumlah 2 unit, maka volume masing-masing tangki = 2.717,74 m3

Direncanakan : Hs : Di = 1 : 1 Hh : Di = 1 : 4 Dimana ; Hs = tinggi shell Hh = tinggi head

Di = diameter dalam tangki - Volume silinder tangki (Vs)

Vs = D ._i H_s 4 2 π = ( ) 4 2 i i D D π = . 3 4 Di π (Perry&Green,1999) - Volume alas tutup tangki (Vh)

Vh = 2 2 . 3 24 4 1 . . 6 . . 6 Di Hh Di Di π π π =       = (Perry&Green,1999) - Volume tangki = Vs + Vh 2.717,74 m3 = 3 . 3 24 . 4 Di Di π π ₊ 2.717,74 m3 = . . 3 24 7 i D π Di3 = 2.967,50 m 3 D = 14,37 m = 47,14 ft = 565,75 in _i Hs = D = 14,37 m = 47,14 ft = 565,75 in i Tinggi head (Hh) Hh = .Di 4 1 = .14,37m 3,59m 11,78 ft 141,43 in 4 1 = = = H total = Hs + Hh = 14,37 m + 3,59 m = 17,96 m = 58,93 ft = 707,19 in Maka, Pdesain = (1,2) (P operasi)

(55)

= 1,2 (1 atm)

= 1,2 atm = 17,64 psia

- Direncanakan bahan konstruksi Stainless Steel SA-340

- Allowable working stress (S) : 18.700 psia (Peters et.al., 2004) - Joint efficiency (E) : 0,85 (Peters et.al., 2004) - Corossion allowance (C) : 0,125 in/tahun (Perry&Green,1999)

- Umur alat (n) : 10 tahun

Tebal shell tangki 0,6P 2E PR t − = + n .C (Perry&Green,1999) di mana:

t = tebal shell (in) P = tekanan desain (psia) R = jari-jari dalam tangki (in) S = allowable stress (psia) E = joint efficiency

C = corrosion allowance (in/tahun) n = umur alat (tahun)

in in C n 56 , 1 ) 125 , 0 .( 10 psia) 0,6(17,64 ) psia)(0,85 (18.700 in) (571,99/2 psia) (17,64 . 0,6P SE PR t = + − = + − =

Tebal shell standar yang digunakan = 1 1/2 in (Brownell&Young,1959) - Tebal tutup tangki

Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell

Tebal tutup atas = 1 1/2 in (Brownell&Young,1959)

Menghitung Jaket pemanas

(56)

Vsteam = 1.006,01 / 16 , 5 kg/jam 216,29 3 = jam m m 3 /jam

Diameter dalam jaket (D1) = diameter dalam + (2 x tebal dinding ) = 565,75 + 2 ( 3/2 )

= 568,75 in Tinggi jaket = tinggi reaktor = 565,75 in Asumsi jarak jaket = 5 in

Diameter luar jaket (D2) = D1 + 2 . jarak jaket = 568,75 in + ( 2x5 )

= 578,75 in Luas yang dilalui steam ( A )

A = 4 π

₍

2

₎

1 2 2 D D − = 4 π (578,75 2 – 568,75 2 ) = 9.007,97 in2 = 5,81 m2 Kecepatan superficial steam ( v )

v = A Vp = ₂ 3 81 , 5 / 01 , 006 . 1 m hari m = 173,10 m/hari = 7,21 m/jam Tebal dinding jaket ( tj )

Bahan Stainless Steel Plate tipe SA-340 H jaket = 565,75 in = 47,14 ft PH = 19,95 144 ) 275 , 62 )( 1 14 , 47 ( 144 ) 1 ( = − = − _a H ρ psia Pdesain = 14,70 + 19,95 = 34,65 psia = 2,35 atm

in C n 51 , 2 ) 125 , 0 ( 10 ,6(34,65) 0 ,85) (18.700)(0 (578,75) (34,65) . 0,6P SE PD tj = + − = + − =

Dipilih tebal jaket standar = 1 1/2 in (Brownell&Young,1959)

Perancangan Sistem Pengaduk

Jenis pengaduk : turbin impeller daun enam Jumlah baffle : 4 buah

(57)

Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 47,14 ft = 15,71 ft = 4,79 m E/Da = 1 ; E = 15,71 ft = 4,79 m L/Da = ¼ ; L = 1/4 x 15,71 ft = 3,92 ft = 1,19 m W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 15,71 ft = 3,14 ft = 0,95 m J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 x 47,14 ft = 3,92 ft = 1,19 m Dimana: Dt = diameter tangki Da = Diameter impeller

E = tinggi turbin dari dasar tangki L = panjang blade pada turbin W = lebar blade pada turbin J = lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 0,1 putaran/detik Bilangan Reynold, NRe = 13.830,61 01 , 1 ) 14 , 47 )( 1 , 0 ( 64 , 62 ) .( . 2 2 = = µ ρN Di

NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus: c 5 a 3 T g ρ .D .N K P= (Mc Cabe et.al., 1999) KT = 4 (Mc Cabe et.al., 1999) hp 57 , 13 ft.lbf/det 550 1hp x ft.lbf/det 28 , 464 . 7 .det lbm.ft/lbf 32,174 ) lbm/ft (62,62 ft) .(15,71 put/det) (0,1 4 P ₂ 3 5 3 = = =

Efisiensi motor penggerak = 80% Daya motor penggerak = 16,96

8 , 0 57 , 13 ₌ hp Maka dipilih daya motor dengan tenaga 17 hp.

(58)

C.8 Tangki Sedimentasi (F-202)

Fungsi : Mengendapkan sebagian padatan-padatan yang keluar dari fermentor.

Jenis : Gravity Thickner Jumlah : 1 unit

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-212, GradeC

Kondisi operasi : P = 1 atm T = 55 0C

Laju massa (F1) = 757.440,48 kg/hari = 31.560,02 kg/jam = 63.120,04 kg/2 jam

Densitas air =985,65 kg/m3 (Appendiks A.2-3 Geankoplis,2003)

Diameter dan tinggi tangki

Dari Metcalf, 1984, diperoleh :

Kedalaman air = 3-10 m

Settling time = 1-3 jam

Dipilih : kedalaman air (h) = 5 m, waktu pengendapan = 2 jam

Diameter dan Tinggi clarifier

Volume , V = ₃ kg/m 985,65 kg/2jam 63.120,04 = 64,03 m3/2jam Faktor kelonggaran = 20% Volume = 1,2 × 64,03 m3 = 65,23 m3

(59)

a. Diameter dan tinggi clarifier

Hs

½ D

Perbandingan tinggi silinder dengan diameter tangki (Hs : D) = 4:3 ∼ Volume silinder clarifier (Vs) = Vs =

4 H πD s

2

(Brownell & Young, 1959)

Vs = 3 πD3

∼ Volume alas berupa kerucut (Vc) ½ D Hc Vs = 12 H πD c 2 ... (Perry, 1999) Perbandingan tinggi kerucut dengan diameter kerucut (Hc : D) = 1:2 Vc = 24 πD3 ... (Perry, 1999) ∼ Volume (V) V = Vs + Vc = 8 D 3π 3 65,23 m3 = 1,17 D3 D = 4,02 m Hs = (4/3) × D = 5,36 m

b. Diameter dan tinggi kerucut

Perbandingan tinggi kerucut dengan diameter (Hh : D) = 1: 2 Diameter tutup = diameter tangki = 4,02 m

(60)

Tinggi total = 7,37 m

C.9 Pompa(P-203)

Fungsi : Mengalirkan ampas dari fermentor (R-201) ke filter press (H-204).

Jenis : Pompa Screw Jumlah : 1 unit

Bahan konstruksi : Commercial steel Kondisi operasi :

P = 1 atm T = 43 0C

Laju alir massa (F) = 568.080,36 kg/hari

= 23.670,01 kg/jam = 14,49 lbm/s Densitas (ρ) = 1.002,54 kg/m3 = 62,58 lbm/ft3 Viskositas (µ) = 1,01 cP = 6,75.10-4 lbm/ft.s

Laju alir volumetrik (Q) = ₃ lbm/ft 62,58

lbm/s 14,49

= 0,23 ft3/s = 6.10-3 m3/s

Untuk aliran turbulen (Nre >2100), De = 3,9 × Q0,45_{× ρ}0,13

(Walas, 1988)

Untuk aliran laminar ,

De = 3,0 × Q0,36_{× µ}0,18

(Walas, 1988) dengan : D = diameter optimum (in) ρ = densitas (lbm/ft3

) Q = laju volumetrik (ft3/s) µ = viskositas (cP) Asumsi aliran turbulen, maka diameter pipa pompa :

De = 3,9 × Q0,45_{× ρ}0,13

(Walas, 1988) = 3,9 × (0,23)0,45 × (62,58)0,13

= 3,45 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis, 2003, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 3 in

(61)

Diameter Dalam (ID) : 3,06 in = 0,25 ft = 0,07 m Diameter Luar (OD) : 3,5 in = 0,29 ft Inside sectional area : 0,0513 ft2

Kecepatan rata – rata fluida dalam pipa :

4,51ft/s ft 0,0513 /s ft 23 , 0 A Q v ₂ 3 = = = Sehingga : Bilangan Reynold,

(

) (

)

106.970,18 10 6,75 0,25 4,51 58 , 2 6 μ D v ρ N_Re _-₄ = × × × = =

Asumsi benar bentuk aliran adalah turbulen.

maka harga f = 0,005 (Geankoplis,2003)

A. Panjang ekivalen total perpipaan (ΣL) Instalasi pipa:

− Panjang pipa lurus (L1) = 30 ft

− 1 buah gate valve fully open ; 13 D

L ₌ _{(App. C–2a, Foust, 1979)} L2 = 1 × 13 × 0,25 = 3,32 ft

− 4 buah elbow 900

standard (L/D = 30) (App. C–2a, Foust, 1979)

L3 = 4 × 30 × 0,25 = 30,67 ft

− 1 buah sharp edge entrance K= 0,5 ; D

L _{=20 (Foust, 1979)} L4 = 0,5 × 20 × 0,25 = 2,55 ft

− 1 buah sharp edge exit K = 1 ; D L _{= 40 (App.C–2c;C–2d,Foust, 1979)} L5 = 1,0 × 40 × 0,25 = 10,22 ft ΣL = L1 + L2 + L3 + L4 + L5 = 76,78 ft B. Friksi Faktor gesekan,

(62)

(

)( ) (

)

(

)( )

f m 2 c 2 /lb lb ft 47 , 0 0,25 32,174 2 76,78 4,51 0,005 D g 2 ΣL v f F ⋅ = = = Σ

(Foust, 1979, App C1 dan C2)

C. Kerja yang diperlukan

Tinggi pemompaan, ∆z = 40 ft Static head, _f _m c /lb lb ft 30 g g Δz = ⋅ Velocity head, 0 g 2 Δv c 2 = Pressure head, ∆P =0 ρ F ρ ΔP α g 2 v g g Δz W -c 2 c f + +Σ      ∆ + = Daya pompa, = × × = 550 ρ Q W P f = 1,06 hp

Untuk efisiensi pompa 80 %, maka :

Tenaga pompa yang dibutuhkan = (1,06 hp)/(0,8) = 0,85 Hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 0,9 Hp

C.10 Filter Press ( H-204)

Fungsi : Memisahkan air dengan ampas untuk digunakan sebagai pupuk.

Jenis : Plate and frame filter press.

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-285 grade C Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi : Tekanan : 1 atm

Temperatur : 43 ºC

Laju alir ( F ) : 568.080,36 kg/hari Densitas filtrat : 1000 kg/m3 (Foust, 1979) = 40 ft.lbf /lbm + 0 + 0,47 ft.lbf /lbm = 40,47 ft.lbf /lbm (40,47 ft.lbf/lbm)(0,19 ft3/s)( 62,58 lbm/ft3) 550 ft.lbf/s.hp 40 ft.lbf /lbm

(63)

Massa ampas : 28.863,30 kg/hari

Perhitungan :

Luas penyaringan efektif dihitung dengan menggunakan persamaan :

(

)

      − + = − W W A L E V E A L S 1 ) . . ( 1 . ρ ρ (Foust, 1979) Dimana:

L = tebal cake pada frame (m) A = luas penyaringan efektif (m2) E = poros partikel = 0,32

ρs = densitas solid (kg/m3) ρ = densitas filtrat (kg/m3)

W = fraksi massa cake dalam umpan V = volume filtrat (m3)

Direncanakan luas penyaringan efektif filter press untuk waktu proses = 1 jam Jumlah umpan yang harus ditangani = 568.080,36 kg/hari = 23.670,02 kg/jam Laju filtrat = 452.191,63 kg/hari = 18.841,31 kg/jam

Densitas filtrat = 1000 kg/m3

Volume filtrat hasil penyaringan = ₃ / 1000 / 63 , 191 . 452 m kg hari kg = 452,19 m3/hari Laju cake pada filter press dengan waktu tinggal 1 jam = 28.863,29 kg/hari = 1.202,63 kg/jam.

Densitas cake = 1200 kg/m3

Volume cake pada filter = ₃ / 1200 / 29 , 863 . 28 m kg hari kg = 24,05 m3/hari W = umpan massa alir Laju cake massa alir Laju = jam kg jam kg / 02 , 670 . 23 / 63 , 202 . 1 = 0,05 Tebal cake diestimasikan pada frame = 20 cm = 0,2 m

Direncanakan setiap plate mempunyai luas 1 m2, luas efektif penyaringan (A) :

(

)

      − + = − W W A L E V E A L _S 1 ) . . ( 1 . ρ ρ 0,2 x A x (1-0,32) x 1200 = 1000 (452,19 + 0,32 x 0,2 x A) 0,05 −

(64)

A = 151,49 m2 Maka A = 20 49 , 151 = 7,57 m2 Faktor keamanan = 5 %

Jadi, jumlah plate yang dibutuhkan = 1,05 x 7,57 = 7,95 = 8 buah

C.11 Bak Penampung Pupuk Cair (F-205)

Fungsi : Menampung pupuk cair setelah proses penyaringan pada filter press Bentuk : Persegi

Jumlah : 1 unit

Bahan konstruksi : Beton kedap air

Kondisi Penyimpanan:

• Temperatur, T = 43 0 C • Tekanan operasi, P = 1 atm • Kebutuhan perancangan, t = 1 hari • Asumsi ρ limbah cair kelapa sawit = ρ air = 991 kg/ m3

(App A.2-3 Geankoplis, 2003) Laju alir massa = 533.995,54kg/hari • Laju alir volumetrik = ₃

/ 991 / 54 , 995 . 533 m kg hari kg = 538,84 m3/ hari

Perhitungan ukuran bangunan

Faktor kelonggaran = 20% (Perry dan Green, 1999) Volume bak (Vb) = (1+0,2) x 538,84 m3 = 646,61 m3

Direncanakan ukuran bak :

Panjang bak (p) = lebar bak (l) maka p = l Tinggi bak (t) = lebar bak (l) maka t = l Maka :

Volume bak (V) = p x l x t 646,61 m3 = l x l x l

(65)

Lebar bak (l) = 8,64 m Dengan demikian,

Panjang bak (p) = 8,64 m Tinggi bak (t) = 8,64 m

Menghitung tekanan alat

bak Volume bak gi bak x ting dalam bahan Volume bak dalam bahan Tinggi = = 61 , 646 64 , 8 84 , 538 × = 7,20 m Poperasi = Po + ρ×g×h = 101.325 Pa + (990,996 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 7,20 m) = 171.309,04 Pa = 1,69 atm Pdesign = (1+0,2) x 171.309,04 Pa = 205.570,85 Pa = 2,02 atm C.12 Water Trap (F-301)

Fungsi : Sebagai wadah pemisah air dan biogas. Bahan konstruksi : Carbon Steel SA –285 Grade C

Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal Jenis sambungan : Double welded butt joints

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Tekanan = 1 atm

Temperatur = 27 oC = 300,15 K Kebutuhan perancangan = 1 hari

(66)

Komponen Laju massa (kg/hari) Laju mol (kmol/hari) CH4 6664,93 416,55 H2S 2,48.10-6 731,39 CO2 18.505,05 420,56 H2O 63,02 1,38.10-7 Total 25.233 1.568,51

Volume air untuk penyimpanan 1 hari (24 jam)

Laju alir air = 63,02 kg/hari

ρcairan =996,52 kg/m3 Volume Cairan = 0,06 52 , 996 02 , 63 = m3/hari

Waktu Tinggal = 1 hari

Volume = 0,06 m3

Volume Tangki, 2 x Volume Cairan = 2 x 0,06 m3 = 0,12 m3

Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (Hs : D) = 3:2 Perbandingan tinggi elipsoidal dengan diameter tangki (Ht:D) = 1:4

Volume silinder = 2 3 8 3 4 D Hs D π π = ×

Volume tutup elipsoidal = 3 24×D π Vt = Vs + 2Vh Vt = 3 24 11 D × π Diameter tangki = 0,44m 3,14 11 0,12 24 11 24 3 3 = × × = π t V = 17,50 in Tinggi tangki = 0,44 0,66 m 2 3_× ₌

Tinggi tutup elipsoidal = 0,44 0,11 m 4

1_× ₌

Tinggi total tangki = Hs + 2He = 0,77 m