LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

(1)

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

Kapasitas produksi : 1% × 85000 ton/tahun

= 850 ton/tahun

Basis perhitungan : 1 jam operasi

Satuan berat : kilogram (kg)

Kapasitas produksi : 850 tahun ton × ton kg 1 1000 × hari tahun 300 × jam hari 24 1 = 118 kg

Komposisi bahan baku : Glukosa : 21,7 % Sukrosa : 34,19 %

Air : 26,49 %

Abu : 17,62 % (Martoyo, T, 2002)

LA.1 FILTER PRESS I (FP-101)

Diharapkan semua abu dapat terpisah dari molase dan cake mengandung air sekitar 10 %.

Asumsi bahan baku = 445 kg

Glukosa : FG1 = FG3 = 21,7 % × 445 kg = 96,565 kg Sukrosa : FS1 = FS3 = 34,19 % × 445kg = 152,145 kg Air : FAir1 = 26,49 % × 445kg = 117,880 kg FAir2 = 10 % FAir1 = 0,1 × 117,880 kg = 11,788 kg F1 _F3 F2 Glukosa Sukrosa Air Abu Air Abu Glukosa Sukrosa Air

(2)

FAir1 = FAir2 + FAir3

FAir3 = FAir1 - FAir2 = (117,880 – 11,788) kg

= 106,092 kg

Abu : FAbu1 = FAbu2 = 17,62 % × 445 kg = 78,409 kg

LA.2 REAKTOR (R-101)

Pada tangki mixer, sukrosa akan terhidrolisa sempurna membentuk glukosa. Reaksi hidrolisa : C12H22O11 + H2O 2C6H12O6 Sukrosa : FS3 = 152,145 kg NS3 = kmol kg kg 342 145 , 152 = 0,445 kmol

Berdasarkan stoikiometri 0,445 kmol sukrosa ekivalen dengan 0,445 kmol H2O dan

ekivalen dengan 0,890 kmol glukosa.

Air yang dibutuhkan untuk hidrolisa = 0,445 kmol × 18 kg

= 8,010 kg

Glukosa hasil hidrolisa = 0,890 kmol × 180 kg

= 160,20 kg

Glukosa pada alur 3, FG3 = 96,565 kg

Total glukosa FG5 = FG3 + glukosa hasil hidrolisa

= (96,565 + 160,20) kg = 256,765 kg Glukosa Sukrosa Air F3 F4 Air proses F5_Glukosa Air

(3)

Gula diencerkan hingga kadar gula mencapai 14% berat agar tidak menghambat aktivitas bakteri untuk berkembangbiak dan gula dapat terkonversi sempurna (E.Gumbira Sa’id, 1984) 14 % = ×100% +massaair glukosa massa glukosa massa 0,14 = 1 765 , 256 765 , 256 _× + x 35,947 + 0,14 x = 256,765 0,14 x = 256,765 – 35,947 x = 14 , 0 818 , 220 = 1577,271 kg

Massa air yang ditambahkan untuk mengencerkan glukosa hingga 14 % adalah : (1577,271 – 106,092) kg = 1471,179 kg

Total air pada alur 4, FAir4 = air untuk hidrolisa + air untuk pengenceran – FAir3

= (8,010 + 1471,179 – 106,20) kg = 1373,097 kg

Air pada alur 5, FAir5 = FAir3 + FAir4 – air untuk hidrolisa

= (106,092 + 1373,097 – 8,010) kg = 1471,179 kg

Total substrat yang akan dihidrolisa adalah glukosa + sukrosa + air pada alur 4 : = (256,765 + 152,145 + 1373,097) kg = 1782,007 kg LA.3 FERMENTOR (R-101) Glukosa Air F 5 F6 Saccharomyces F7 (NH4)2SO4 FH83PO4 Glukosa Etanol Air Saccharomyces F10 F9 CO2

(4)

Pada fermentor, glukosa terkonversi 90 % membentuk etanol dan CO2

Reaksi pembentukan etanol :

C6H12O6 90 % 2C2H6O + 2CO2

Glukosa masuk pada alur 5 sebanyak 256,765 karena yang terkonversi 90 %, maka yang bereaksi hanya sebanyak : 256,765

10090 × kg = 231,088 kg Glukosa pada alur 10, FG10 = 0,1 FG5

= 0,1 × 256,765 kg = 25,676 kg Glukosa yang bereaksi, NG5 =

kmol kg kg 180 088 , 231 = 1,283 kmol

Berdasarkan stoikiometri 1,283 kmol glukosa ekivalen dengan 2,566 kmol etanol dan ekivalen dengan 2,566 kmol CO2

Etanol : FE10 = 2,566 kmol × 46 kg/kmol

= 118,036 kg

CO2 : FCO29 = 2,566 kmol × 44 kg/kmol

= 112,904 kg

Air pada alur 10, FAir10 = air pada alur 5 = 1471,944 kg

Total substrat = glukosa + air = FG5 + FAir5

= (256,765 + 1471,179) kg

= 1727,944 kg

Fermentasi menggunakan Saccharomyces Cerevisiae sebagai bakteri pengurai dan (NH4)2SO4 sebagai nutrisi untuk bakteri dan H3PO4 digunakan untuk menurunkan

pH (Wanto, 1980)

Saccharomyces Cerevisiae = 5 % total substrat (Wanto, 1980)

(NH4)2SO4 = 0,4 % total substrat (E.Gumbira Sa’id, 1984)

H3PO4 = 0,4 % total substrat

Saccharomyces : FSc6 = 5 % × total substrat

= 5 % × 1727,944 kg

(5)

(NH4)2SO4 : F(NH4)2SO47 = 0,4 % × total substrat

= 0,4 % × 1727,944 kg

= 6,911 kg

H3PO4 : FH3PO48 = 0,4 % × total substrat

= 0,4 % × 1727,944 kg

= 6,911 kg

Saccharomyces Cerevisiae keluar : FSc10 = FSc6 + F(NH4)2SO47 + FH3PO48

= (86,397 + 6,911 + 6,911) kg

= 100,219 kg

LA.4 TANGKI PENAMPUNG II (T-102)

FG10 = FG11 = 25,676 kg FE10 = FE11 = 118,036 kg FAir10 = FAir11 = 1471,179 kg FSc10 = FSc11 = 100,219 kg Total substrat = (25,676 + 118,.36 + 1471,179 + 100,219) kg = 1715,110 kg = 4 110 , 1715 kg = 428,777 kg

Lama dari waktu fermentasi adalah selama 36 jam, sedangkan hasil keluaran dari T-102 adalah 1715,110 kg. Sistem yang digunakan adalah secara kontinu maka setiap keluaran dari T-102 per jamnya akan dibagi menjadi empat yaitu sebanyak 428,777 kg. Hal ini dilakukan agar T-102 tidak akan mengalami kekosongan pada saat menunggu keluaran substrat berikutnya.

F10 _F11 Glukosa Etanol Air Saccharomyces Glukosa Etanol Air Saccharomyces

(6)

LA.5 FILTER PRESS II (FP-102)

Diharapkan keseluruhan Saccharomyces tersaring dan cake nya mengandung air 10%.

Neraca massa glukosa :

Glukosa masuk alur 11 = glukosa keluar alur 13 FG11 = FG13 = 25,676 kg

Neraca massa etanol :

Etanol masuk alur 11 = Etanol keluar alur 13 FE11 = FE13 = 118,036 kg

Neraca massa Saccharomyces :

Saccharomyces masuk alur 11= Saccharomyces masuk alur 12 FSc11 = FSc12 = 100,219 kg

Neraca massa air :

FAir11 = 1471,179 kg

FAir12 = 0,1 × FAir11 = 0,1 × 1471,179 kg

= 147,117 kg

FAir13 = FAir11 - FAir12 = (1471,179 – 147,117) kg

= 1324,062 kg

Total keluaran dari alur 13 adalah :

Etanol : FE13 = 118,036 kg Glukosa : FG13 = 25,676 kg Air : FAir13 = 1324,062 kg Maka: F13 = (118,036 + 25,676 + 1324,062) kg = 1467,774 kg F11 F13 F12 Air Saccharomyces Glukosa Etanol Air Glukosa Etanol Air Saccharomyces

(7)

Dari total keluaran dari alur 13 diatas maka diperoleh : XE13 = 100% 774 , 1467 036 , 118 _× kg kg = 8,04 % XG13 = 100% 774 , 1467 676 , 25 × kg kg = 1,75% XAir13 = 100% 774 , 1467 062 , 1324 × kg kg = 90,21%

LA.6 KOLOM DESTILASI (KD-101)

V-1 FC PC K-101 R-101 KD Neraca total : F13 = F15 + F17 F13 = 1467,774 kg F15 = 118,036 kg F17 = F13 - F15 = (1467,774 - 118,036) kg = 1349,738 kg Neraca alur F15 : F15 = 118,036 kg FE15 = 0,96 × 118,036 kg = 113,315 kg FAir15 = (118,036 – 113,315) kg = 4,721 kg F13 F16 Glukosa Etanol Air Glukosa Etanol Air Etanol Air F15 Vd Ld Vb Lb D B

(8)

Neraca alur F17 : F17 = 1349,738 kg FE17 = FE13 - FE15 = (118,036 – 113,315) kg = 4,721 kg FG17 = FG13 = 25,676 kg FAir17 = F17 – ( FE17 + FG17 ) = 1349,738 – (4,721 + 25,676) kg = 1319,341 kg

Perhitungan ratio refluks dengan metode Underwood : Data tekanan uap (Pa)

glukosa (Pa) A 2,54410E+02 B -3,14230E+04 C 0,00000E-01 D -3,10060E+01 E 6,24170E-18 (Reklaitis, 1983)

Persamaan tekanan uap :

Untuk etanol dan H2O : ln Pa = A – B/(C+T) (Reklaitis, 1983)

Untuk glukosa : ln(P) = A + B/(T) + C ln T + DTE

Neraca massa molar pada menara destilasi

Neraca massa molar pada menara destilasi dapat dilihat pada table berikut :

Umpan (alur 13) Destilat (alur 15) Bottom (alur 17) Laju Komp F (kg) N (kmol) Xi F (kg) N (kmol) yi F (kg) N (kmol) Xi Etanol 118,036 2,562 0,0336 113,315 2,459 0,9037 4,721 0,102 0,0014 H2O 1324,062 73,477 0,9645 4,721 0,262 0,0963 1319,341 73,215 0,9967 Glukosa 25,676 0,142 0,0019 0 0 0 25,676 0,142 0,0019 Σ 1467,774 76,181 1 118,036 2,721 1 1349,738 73,459 1 Etanol (KPa) H2O (KPa) A 16,1952 16,5362 B 3423,53 3985,44 C -55,7152 -38,9974

(9)

Titik didih umpan masuk :

Titik didih umpan masuk : dew point Dew point destilat :

T = 354,14oK

P = 100 KPa

Komponen yi Pa (KPa) ki yi/ki αi Etanol 0,9037 112,527504 1,12527504 0,8031021 2,3012745 H2O 0,0963 48,897905 0,48897905 0,1969191 1 Σ 1 1,0000212 Syarat Σxi = Σ ki yi = 1 Oleh karena Σ ki yi

mendekati 1, maka dew point destilat adalah 354,14oK. Bubble point bottom :

T = 370,23oK

P = 100 KPa

Komponen Xi Pa (KPa) ki ki.xi αi Etanol 0,0014 202,367279 2,02367279 0,0028331 2,2390088

H2O 0,9967 90,382529 0,90382529 0,9008427 1

Glukosa 0,0019 138,529732 1,38529732 0,0026321 0,6524414

Σ 1 0,9063081

Syarat Σyi = Σ ki.xi = 1

Oleh karena Σ ki.xi mendekati 1 maka bubble point bottom adalah 370,23oK. • Refluks minimum destilat (RDM)

RDM + 1 = Σ Φ − i xdi i α α . ; 1 – q = Σ Φ − i xfi i α α . (Geankoplis, 1997) Umpan masuk adalah cairan pada titik didihnya maka q = 1

Sehingga : Σ Φ − i xfi i α α . = 0

Suhu yang digunakan pada perhitungan adalah suhu relatif, T = 2 bubble dew T T − = 2 23 , 370 14 , 354 + = 362,185oK

(10)

Trial nilai Φ : Φ = 2,17705

Komponen xfi αi

Φ − i xfi i α α . Etanol 0,0336 2,2700458 0,8201822 H2O 0,9645 1 -0,8194218 Glukosa 0,0019 0,490278 -0,0005523 Σ 1 0,0002081 Oleh karena Σ Φ − i xfi i α α . = 0, maka Φ = 2,17705 Menghitung Rd :

Komponen Xid=yid Pa(362,185) KPa ki αi Φ − i xdi i α α . Etanol 0,9037 152,078981 1,52078981 2,2700458 22,0594952 H2O 0,0963 66,9937948 0,66993748 1 -0,0818147 Σ 1 21,9776805 RDM + 1 = Σ Φ − i xdi i α α . RDM + 1 = 21,9776805 RDM = 21,9776805 – 1 = 20,9776805 RD = 1,5 . RDM = 1,5 . 20,9776805 = 31,4665

Neraca disekitar kondensor pada menara destilasi: Data :

RD = 31,4665

Ket: Vd = uap destilat Ld = liquid destilat F = Feed (umpan)

(11)

Komposisi pada tiap alur (Vd, Ld, F) adalah sama. Rd = Ld / D (Geankoplis, 1997) D = N15 Ld = 31,4665 · 2,721 = 85,619 kmol Vd = F14 = D = Ld + D = 85,619 + 118,036 = 88,340 kmol

Neraca Komponen Alur Ld :

Neraca komponen alur Ld dapat dilihat pada tabel berikut: Komponen xi _(kmol)N _(kg)F

EtOH 0,9037 77,374 3564,62

H2O 0,0963 8,245 148,57

Σ 1 85,619 3713,19

Neraca Komponen Alur Vd (F14):

FE14 = LdetOH + FE15

= 3564,62+ 113,315 = 3677,94 kg

FAir14 = LdH2O + FAir15

= 148,57+ 4,721 = 153,29 kg Vd = FE14 + FAir14

= (3677,94 + 153,29) kg = 3831,23 kg

Neraca disekitar reboiler pada menara destilasi: Keterangan : Lb : Liquid bottom

Vb : Vapour bottom

(12)

Komposisi pada tiap alur (Lb, Vb, B) adalah sama. Lb = Ld + qF (Geankoplis, 1997) Lb = Ld + F13 Lb = (3713,19 + 1467,774) kg = 5180,964 kg Lb = F16 = 5180,964 kg Vb = Lb – B = Vd = 3831,23 kg Neraca komponen F16_{(Lb) :} F16 = 5180,964 kg FE16 = 0,003498 × 5180,964 = 18,123 kg FAir16 = 0,977479 × 5180,964 = 5064,283 kg FG16 = 0,019023 × 5180,964 = 98,557 kg Neraca komponen Vb : Vb = 3831,23 kg VbE = 0,003498 × 3831,23 = 13,401 kg FAir = 0,977479 × 3831,23 = 3744,946 kg FG = 0,019023 × 3831,23 = 72,881 kg

(13)

LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Basis perhitungan : 1 jam operasi Satuan operasi : kkal/jam Temperatur referensi : 25 0C

Perhitungan neraca panas ini menggunakan rumus-rumus perhitungan dan data-data sebagai berikut:

Perhitungan Panas Bahan Masuk (Qin) dan Keluar (Qout)

dT Cp m Q=∫ _i⋅ _i .... (1) ⎥ ⎦ ⎤ ⎢ ⎣ ⎡ + Δ + = BP

_∫

T BP i VL i i Cpl dT H Cpg dT N Q 298 …. (2) (Reklaitis, 1983)

Keterangan : Persamaan 2 di atas, merupakan perhitungan panas bahan yang disertai perubahan fasa (phase transition)

Perhitungan Panas Reaksi 0 0 298 0 P R H H H H Q=Δ =Δ +Δ +Δ .... (3) (Smith, 2001) dimana: tan 0 0 0 298 reak i i fi produk i i fi H v H v H ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ _Δ − ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ _Δ = Δ

∑

( ) (

Cp T

)

n H i i i H R ⎟ − ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ = Δ 0

∑

298

( ) (

298

)

0 _⎟ ₋ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ = ΔH

∑

n Cp T i H i i P

Data kapasitas Panas, Panas laten, dan Panas Pembentukan

Tabel LB.1 Kapasitas Panas Gas, Cpg T°K = a + bT + cT2 + dT3 + eT4 [ J/mol°K ]

Komponen A B C D E

Air 3.40471E+01 -9.65064E-03 3.29983E-05 -2.04467E-08 4.30228E-12 Ethanol 1.76907E+01 1.49532E-01 8.94815E-05 -1.97384E-07 8.31747E-11

(14)

Tabel LB.2 Kapasitas Panas Gas, 2 2 cosh sinh ⎥⎥_⎦ ⎤ ⎢ ⎢ ⎣ ⎡ + ⎥ ⎥ ⎦ ⎤ ⎢ ⎢ ⎣ ⎡ + = T E T E D T C T C B A Cp Komponen A B C D E glukosa 1.09E+05 2.08E+05 -7.28E+02 1.32E+05 -2.46E+03 sukrosa 7.85E+04 1.80E+05 1.54E+03 1.28E+05 700.30 Tabel LB.3 Kapasitas Panas Liquid, Cpl T°K = a + bT + cT2 + dT3 [ J/mol°K ]

Komponen a b c d

Air 1.82964E+01 4.72118E-01 -1.33878E-03 1.31424E-06 Ethanol -3.25137E+02 4.13787 -1.40E-02 1.70E-05 Tabel LB.4 Kapasitas Panas Liquid, Cpl = a+bT+cT^2+dT^3 (J/kmol K)

Komponen A B C D

sukrosa 6.11E+04 5.03E+02 0 0

glukosa 1.55E+05 0 0 0

Tabel LB.5 Panas Laten

(

1

)

r r2 r3 r

VL A T B CT DT ET

H = − + + +

Δ (J/kmol)

Komponen a B C D Tc

sukrosa 1.04E+08 3.85E-01 675

Air 5.21E+07 3.20E-01 -2.12E-01 2.58E-01 647.35

Etanol 5.69E+07 0.3359 513.92

glukosa 8.03E+07 4.09E-01 588

Tabel LB.6 Panas Reaksi Pembentukan ( ΔHfo ) Komponen ΔHf0 Satuan

sukrosa -1.274E+09 J/kmol (Hougen, 1960) glukosa -301215.2 kcal/kmol (Hougen, 1960)

air -68317.4 kcal/kmol (Hougen, 1960)

(15)

Perhitungan neraca panas pada masing-masing unit: LB.1 TANGKI PENCAMPURAN (M-101)

Neraca panas masuk ke tangki mixer : Qin = m Cp ΔT

= m Cp (Tmasuk – Treferensi)

= m Cp (298 – 298) K

Neraca panas masuk ke tangki mixer :

Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp (kkal/kg.K) Q = m Cp ΔT (kkal) Glukosa 96,565 0,536 0 547,740 0 Sukrosa 152,145 0,445 0 540,747 0 Air 106,092 5,887 0 1,0002 0 Σ 0

Jadi panas yang masuk pada tangki mixer = 0 kkal/jam.

Contoh perhitungan untuk mencari Q glukosa berdasarkan data-data pada tabel di atas :

Qin = m Cp ΔT

= 96,565 kg × 547,740 kkal_kg_._K × (298 – 298) K = 0 kkal

Neraca panas keluar tangki mixer : Qout = m Cp ΔT = m Cp (Tkeluar - T referensi) = m Cp (313 – 298) K Glukosa Sukrosa Air F3 F4 Air proses F5 Glukosa Air T = 25oC P = 1 atm T = 40oC T = 40oC

(16)

Neraca panas keluar tangki mixer : Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp (kkal/kg.K) Q = m Cp ΔT (kkal) Glukosa 256,765 1,425 15 547,740 2109606,917 Air 1471,179 81,641 15 1,0002 22072,098 Σ 2131679,015

Jadi panas keluar tangki mixer : 2131679,015 kkal. Reaksi :

C12H22O11 + H2O 2C6H12O6

n = 0,445 kmol (Lampiran A-2)

ΔHr(298K) = ΔHf produk – ΔHf reaktan

= ΔHf C6H12O6 - { ΔHf C12H22O11 + ΔHf H2O}

= 2(-673000) - { (-1349000) + (-57800) }

= 60800 kkal/kmol

n ΔHr(298K) = 0,445kmol × 60800kkal_kmol

= 27056 kkal Sehingga dt dQ = n ΔHr(298K) + Qout + Qin = (27056 + 2131679,015 + 0) kkal = 2158735,015 kkal

Sumber panas yang digunakan berasal dari listrik.

dt dQ

= 2158735,015 kkal

Waktu yang diperlukan untuk melakukan proses mixing hanya 1 jam, sehingga dianggap bahwa : dt dQ = 2158735,015 kkal = 35978916,92 kal = 2508990,022 W = 2508,99 kW = 3363,610 hp Ket : 1 W = 14,340 kal/menit 1 hp = 0,74570 Kw 1 kal/g = 4,185 kJ/kg.K (Geankoplis, 1987)

(17)

LB.2 REAKTOR FERMENTOR (R-101)

R-101

Neraca panas masuk reaktor fermentor : Qout = m Cp ΔT

= m Cp (Tmasuk - T referensi)

= m Cp (313 – 298) K

Neraca panas masuk reaktor fermentor :

Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp (kkal/kg.K) Q = m Cp ΔT (kkal) Glukosa 256,765 1,425 15 547,740 2109606,917 Air 1471,179 81,641 15 1,0002 22072,098 Σ 2131679,015

Jadi panas keluar tangki mixer = panas masuk reaktor fermentor = 2131679,015 kkal.

Reaksi :

C12H22O11 + H2O 2C6H12O6

Neraca panas keluaran reaktor fermentor : Qout = m Cp ΔT = m Cp (Tkeluar – T referensi) = m Cp (303 – 298) K Glukosa Air F 5 F6 Saccharomyces F7 (NH4)2SO4 F8 H3PO4 F9 CO2 Glukosa Etanol Air Saccharomyces F10 T =40oC Air pendingin

Air pendingin bekas T =25o_C

T =40oC T =30oC

(18)

Neraca panas keluaran reaktor fermentor : Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp (kkal/kg.K) Q = m Cp ΔT (kkal) Glukosa 25,676 0,142 5 547,740 70318,861 etanol 118,036 2,562 5 0,535 315,746 Air 1471,944 81,684 5 1,0002 7361,192 CO2 112,904 2,565 5 21,061 11889,355 Σ 89885,154

Jadi panas keluaran fermentor : 89885,154 kkal. Reaksi fermentasi :

C6H12O6 2C2H6O + 2CO2

n = 1,283 kmol/jam (Lampiran A-4) ΔHr(298K) = ΔHf produk – ΔHf reaktan

= { 2ΔHf C2H6O + 2ΔHf CO2} - ΔHf C6H12O6

= { 2(-56120) + 2(-94052) } - (-673000) }

= 372656 kkal/kmol

n ΔHr(298K) = 1,283kmol × 372656kkal_kmol

= 478117,648 kkal Sehingga dt dQ = n ΔHr(298K) + Qout + Qin = (478117,648 + 89885,154 + 2131679,015) kkal = 2699681,817 kkal

Untuk menjaga agar temperatur operasi konstan, maka butuh air pendingin : Tin = 25oC = 298oK Tout = 40oC = 313oK Maka : m =

∫

313 298 2OdT H Cp dt dQ = ) 298 313 ( 0002 , 1 817 , 2699681 − = 179942,799 kg

(19)

LB.3 KONDENSOR (K-101)

Perhitungan panas bahan masuk dan keluar : Panas bahan masuk kondensor

Komponen F14 = Vd (kg) _∫_{Cpl dT + ΔHvl +}_∫_{Cpv dT} (kJ/kg) Q (kkal) Air 153,29 2719,043 99618,093 Etanol 3677,94 1088,658 956983,462 Σ 1056601,555

Panas bahan keluar (alur Ld) kondensor

Komponen Ld (kg) _∫_{Cpl dT + ΔHvl +}_∫_{Cpv dT} (kJ/kg) Q (kkal) Air 148,57 235,102 8348,256 Etanol 3564,62 1069,914 919439,933 Σ 927788,189

Panas bahan keluar (alur D) kondensor

Komponen F15 = D (kg) _∫_{Cpl dT + ΔHvl +}_∫_{Cpv dT} (kJ/kg) Q (kkal) Air 4,721 235,102 265,276 Etanol 113,315 1069,914 28976,411 Σ 29241,687 ΔQout = QLd + QD = 957029,876 kkal

(20)

Menghitung kebutuhan air pendingin : QC = Qin - Qout

= 99571,679 kkal

mC = 6636,784 kg

LB.4 REBOILER (R-101)

Perhitungan panas bahan masuk dan keluar : Panas bahan masuk reboiler

Komponen F16 = Lb (kg) _∫_{Cpl dT + ΔHvl +}_∫_{Cpv dT} (kJ/kg) Q (kkal) Air 5064,283 283,532 343185,059 Etanol 18,123 142,519 617,322 Glukosa 98,557 125,529 2956,922 Σ 346759,303

Panas bahan keluar (alur Vb) reboiler

Komponen Vb (kg) _∫_{Cpl dT + ΔHvl +}_∫_{Cpv dT} (kJ/kg) Q (kkal) Air 3744,946 303,080 271275,868 Etanol 13,041 1096,331 3417,125 Glukosa 72,881 132,523 2308,415 Σ 277001,408

(21)

Panas bahan keluar (alur B) reboiler Komponen F16 = Lb (kg) _∫_{Cpl dT + ΔHvl +}_∫_{Cpv dT} (kJ/kg) Q (kkal) Air 1319,341 283,532 89406,164 Etanol 4,721 1088,658 1228,383 Glukosa 25,676 125,529 770,335 Σ 91404,882 ΔQout = QVb + QB = 368406,29 kkal

Menghitung kebutuhan steam : Qh = Qout - Qin

= 21646,987 kkal

(22)

LAMPIRAN C

PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT

LC.1 Tangki Penyimpanan Molase (T-101)

Jenis sambungan : Single-welded butt joint Kondisi penyimpanan : T = 25oC, P = 1 atm Laju alir bahan :445 kg/jam

Densitas bahan : Komponen xi ρ (kg/m3) Glukosa 0,2170 1180 Sukrosa 0,3419 1514 Air 0,2649 998 Abu 0,1762 1395,5 Σ 1,0000

Untuk menentukan densitas campuran digunakan persamaan berikut : ρcamp = i xi ρ Σ 1 ... (1) ρcamp = 5 , 1395 1762 , 0 998 2649 , 0 1514 3419 , 0 1180 2170 , 0 1 + + + = 1248,439 kg/m3 = 77,94 lbm/ft3

1. Menentukan ukuran tangki a. Volume Tangki, VT Volume bahan, V = camp F ρ = ₁₂₄₈_,₄₃₉ _/ 3 445 m kg kg = 0,3564 m3 Faktor keamanan, fk = 20 % Volume tangki, VT = ( 1 + fk ) × 0,3564 = 0,4277 m3

b. Diameter Tangki, DT dan Tinggi Tangki, HT

Direncanakan : - . tinggi silinder : diameter ( Hs : D) = 1 : 2

(23)

• Volume silinder : VS = 4 π D2 Hs (Brownell, 1959) = 4 π D2 ( 2 1 D) = 0,3925 D3 • Volume tutup : Vh = 3 π R2 Hh (Brownell, 1959) = 6 π D2₍ 4 1 D) = 0,1308 D3 Volume tangki, VT = VS+ Vh = 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D3 DT = 3 1 5233 , 0 ⎟_⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ VT ₌ 3 1 5233 , 0 4277 , 0 _⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ = 0,9350 m

Untuk desain digunakan :

• Diameter tangki = 0,9350 m • Tinggi silinder, HS = 0,5 × D = 0,4675 m • Tinggi head, Hh = 4 1 × D = 0,2337 m

Jadi total tinggi tangki, HT = HS + Hh = 0,7012 m

2. Tebal Sheel dan Tutup Tangki a. Tebal Shell t = P E S R P 6 , 0 . . − + n.c ( Brownell, 1959) dimana :

t = tebal shell (in) c = faktor korosi = 0,0125/tahun R = jari-jari dalam tangki (in) n = umur tangki = 15 tahun P = tekanan design (psi)

S = allowable stress = 17500 psi E = joint efficiency = 0,9 Tekanan hidrostatis, Phs = 14,7 + 144 ) 1 (H_S − ρ (Brownell, 1959)

(24)

= 14,7 + 144 ) 1 5337 , 1 ( 94 , 77 − = 15 psi Faktor keamanan = 10 %

Tekanan desain, Pd = 1,1 × Phs = 16,5 psi

Tebal shell, t = ) 5 , 16 ( 6 , 0 ) 9 , 0 ( 17500 2 0675 , 3 5 , 16 − ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ + 15 × 0,0125 = 0,189 in

Digunakan tebal shell standart 3/16 in. b. Tebal tutup

Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama = 3/16 in.

LC.2 Reaktor (R-101)

Jenis sambungan : Single-welded butt joint Kondisi penyimpanan : T = 25oC, P = 1 atm Laju alir bahan :1782,007 kg/jam Densitas bahan :

Tabel LC.2 Komponen bahan dalam reaktor Komponen Massa (kg) Volume (m3₎ _x

i ρ (kg/m3)

Glukosa 96,565 0,0818 0,054 1180

Sukrosa 152,145 0,1005 0,085 1514

Air 1533,297 1,5364 0,860 998

Σ 1782,007 1,7187 0,999

Densitas campuran, ρcamp

Laju volumetrik, Vo = 1,7187 m3 = 61,3821 ft3 ρcamp = i xi ρ Σ 1 ... (1) ρcamp = 998 860 , 0 1514 085 , 0 1180 054 , 0 1 + + = 1036,8342 kg/m3 = 64,7273 lbm/ft3

(25)

1. Menentukan ukuran tangki a. Volume Tangki, VT Faktor keamanan, fk = 20 % Volume tangki, VT = ( 1 + fk ) × V VT = ( 1 + fk ) × 1,7187 = 2,0624 m3

- . tinggi head : diameter ( Hh : D) = 1 : 4

• Volume silinder : VS = 4 π D2 Hs (Brownell, 1959) = 4 π D2 ( 2 1 D) = 0,3925 D3 • Volume tutup : Vh = 3 π R2 Hh (Brownell, 1959) = 6 π D2 ( 4 1 D) = 0,1308 D3 Volume tangki, VT = VS+ Vh = 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D3 DT = 3 1 5233 , 0 ⎟_⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ V_T = 3 1 5233 , 0 0624 , 2 ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ = 1,5788 m

2. Tebal Sheel dan Tutup Tangki a. Tebal Shell t = P E S R P 6 , 0 . . − + n.c ( Brownell, 1959)

(26)

dimana :

S = allowable stress = 18750 psi E = joint efficiency = 0,9 Tekanan hidrostatis, Phs = 14,7 + 144 ) 1 (H_S − ρ (Brownell, 1959) = 14,7 + 144 ) 1 5899 , 2 ( 7273 , 64 − = 15,41 psi Faktor keamanan = 20 %

Tebal shell, t = ) 492 , 18 ( 6 , 0 ) 9 , 0 ( 18750 2 1797 , 5 492 , 18 − ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ + 15 × 0,0125 = 0,18 in

Digunakan tebal shell standart 3/16 in.

b. Tebal tutup

3. Tenaga pengaduk

Jenis pengaduk yang digunakan adalah propeller

t a D D = 0,3 a D W = 5 1 a D L = 4 1 E D_t = 4 (Geankoplis, 1997) Dt = diameter tangki = 1,5788 m Da = diameter pengaduk = 0,3 × Dt = 0,4736 m W = lebar pengaduk = 5 1 Da = 0,0947 m

L = panjang daun pengaduk = 4 1

(27)

E = jarak pengaduk dari dasar tangki = 4 1 Dt = 0,3947 m P = 550 5 3 × × × × gc D n K_T _a ρ_m Dimana : KT = konstanta pengaduk = 6,3 n = kecepatan pengaduk = 25 rpm = 0,4166 rps Da = diameter pengaduk = 1,5540 ft ρm = densitas bahan = 64,7273 lbm/ft3

gc = konstanta gravitasi = 32,2 lbm ft / lbf det2 P = 550 2 , 32 7273 , 64 5540 , 1 4166 , 0 3 , 6 3 5 × × × × = 0,015 hp Effisiensi motor = 75 % Daya aktual, Pa = 75 , 0 015 , 0 = 0,02 hp

4. Menentukan ukuran dan putaran koil

Koefisien perpindahan panas pada tangki pengaduk dengan menggunakan koil : hi = j j D k 13 ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ k cμ 0,14 ⎟⎟ ⎠ ⎞ ⎜⎜ ⎝ ⎛ w b μ μ (Prabhudesai, 1984) dimana :

hi = koefisien perpindahan panas, Btu/jam ft2 F

j = konstanta yang berhubungan dengan bilangan Reynold c = panas spesifik

μ = viskositas, lb/ft jam

k = konstanta panas, Btu/jam ft F ρ = densitas, lb/ft3

Data :

Densitas campuran, ρcamp = 64,7273 lbm/ft3

Viskositas campuran, μcamp = 2,7416 lb/ft

(28)

Panas spesifik campuran, Cpcamp = 0,9209 Btu/lb F L = 0,3885 ft Dj = 5,1791 ft N = 25 rpm = 1500 rph NRe = μ ρ N L3 = 7416 , 2 7273 , 64 1500 3885 , 0 3 _× _× = 2076,5755 Dari gambar 20.2 Kern 1960 diperoleh j = 100

3 1 ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ k c μ = 3 1 3047 , 0 7416 , 2 9209 , 0 _⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ × = 2,0221 14 , 0 ⎟⎟ ⎠ ⎞ ⎜⎜ ⎝ ⎛ w b μ μ = 1 hi = 100 × 1797 , 5 3047 , 0 × 1 × 2,0221 = 11,8951 Btu/jam ft2 F Bahan untuk koil adalah IPS 1 in, sch 40

OD = 1,32 in = 0,109 ft ID = 1,049 in = 0,087 ft

• Koefisien perpindahan panas untuk steam, ho

ho = ID OD × hi = 087 , 0 109 , 0 × 11,8951 = 14,9030 Btu/jam ft2_F

• Koefisien menyeluruh bersih, Uc

Uc = o i o i h h h h + × = 9030 , 14 8951 , 11 9030 , 14 8951 , 11 + × = 6,6151 Btu/jam ft2 F Asumsi Rd = 0,005 ; hd = d R 1 = 005 , 0 1 = 200 Btu/jam ft2 F • Koefisien menyeluruh desain, UD

UD = d C d i c h U h U + × = 200 6151 , 6 200 6151 , 6 + × = 6,4033 Btu/jam ft2 F Panas yang dibutuhkan ; Q = 863,271 kkal

(29)

T1 = 40oC = 104oF

T2 = 25oC = 77oF

Luas permukaan perpindahan panas pada koil, A

A = T U Q D ×Δ = 27 4033 , 6 647 , 2625819 × = 151,878 ft 2

external surface IPS 1 in sch 40 = 0,344 ft2/ft jika diameter helix ( D satu putaran ), DH = 4 ft

Luas permukaan tiap 1 putaran, Ap = π × 4 × 0,344 = 4,321 ft2

Maka jumlah putaran yang dibutuhkan :

p A A = 321 , 4 878 , 151 = 35,148=35 putaran Panjang koil = surface external A = 441,506 = 442 ft LC.3 Fermentor (R-102)

Jenis sambungan : Single-welded butt joint Kondisi penyimpanan : T = 25oC, P = 1 atm Laju alir bahan :1727,944 kg/jam Densitas campuran : ρcamp = 998 860 , 0 1180 054 , 0 1 + = 1025,635 kg/m3 = 64,0281 lb/ft3 Laju volumetrik, Vo = ρ m = 635 , 1025 944 , 1727 = 1,6847 m3 1. Menentukan ukuran tangki

a. Volume Tangki, VT

Faktor keamanan, fk = 20 % Volume tangki, VT = ( 1 + fk ) × V

VT = ( 1 + fk ) × 1,6847 = 2,0216 m3

• Volume silinder : VS =

4 π

(30)

= 4 π D2 ( 2 1 D) = 0,3925 D3 • Volume tutup : Vh = 3 π R2 Hh (Brownell, 1959) = 6 π D2 ( 4 1 D) = 0,1308 D3 Volume tangki, VT = VS+ Vh = 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D3 DT = 3 1 5233 , 0 ⎟_⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ VT ₌ 3 1 5233 , 0 0216 , 2 _⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ = 1,5684 m

S = allowable stress = 18750 psi E = joint efficiency = 0,9 Tekanan hidrostatis, Phs = 14,7 + 144 ) 1 (H_S − ρ (Brownell, 1959) = 14,7 + 144 ) 1 5728 , 2 ( 0281 , 64 − = 15,39 psi

(31)

Faktor keamanan = 20 %

Tebal shell, t = ) 468 , 18 ( 6 , 0 ) 9 , 0 ( 18750 2 7479 , 61 468 , 18 − ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ + 15 × 0,0125 = 0,22 in

Digunakan tebal shell standard 1/4 in. b. Tebal tutup

3. Tenaga pengaduk

Jenis pengaduk yang digunakan adalah propeller

t a D D = 0,3 a D W = 5 1 a D L = 4 1 E D_t = 4 (Geankoplis, 1997) Dt = diameter tangki = 1,5684 m Da = diameter pengaduk = 0,3 × Dt = 0,4705 m W = lebar pengaduk = 5 1 Da = 0,0941 m

L = panjang daun pengaduk = 4 1

Da = 0,1176 m

E = jarak pengaduk dari dasar tangki = 4 1 Dt = 0,3921 m P = 550 5 3 × × × × gc D n K_T _a ρ_m Dimana : KT = konstanta pengaduk = 6,3 n = kecepatan pengaduk = 35 rpm = 0,5833 rps Da = diameter pengaduk = 1,5437 ft ρm = densitas bahan = 64,0281 lbm/ft3

gc = konstanta gravitasi = 32,2 lbm ft / lbf det2

P = 550 2 , 32 0281 , 64 5437 , 1 5833 , 0 3 , 6 3 5 × × × × = 0,0396 hp

(32)

Effisiensi motor = 75 % Daya aktual, Pa = 75 , 0 0396 , 0 = 0,053 hp

Perancangan jaket sebagai penahan reaksi eksoterm, desain jaket yang dinginkan sesuai dengan bentuk tangki yang diletakkan di sekeliling tangki.

R2

R1

Massa air pendingin yang dibutuhkan, m = 179942,799 kg ρair = 998 kg/m3

waktu tinggal air pendingin ; 10 menit • Penentuan volume jaket, Vj

Vj = air pendingin menit 60 10 × ρ = 29,93 m 3 • Penentuan R1 Vj =

{

(

×R

)

−

(

R +t_p

)

2

}

×H_s 2 2 1 π π 29,93 =

{

(

π×R₁2

)

−π

(

0,7842+0,0053

)

2

}

×0,7842 R1 = 3,5747 m

• Penentuan tebal jaket : R1 = R2 + tp + tj

tj = R1 – (R2 + tp)

(33)

LC.4 Tangki Penampung Fermentasi (T-102) Jenis sambungan : Single-welded butt joint

Kondisi penyimpanan : T = 25oC, P = 1 atm Laju alir bahan :1715,110 kg/jam Densitas bahan : Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m3₎ Glukosa 25,676 0,0150 1180 Etanol 118,036 0,0688 789 Air 1471,179 0,8578 998 Saccharomyces 100,219 0,0584 1670,1 Σ 1715,110 1 ρcamp = i xi ρ Σ 1 ... (1) ρcamp = 1 , 1670 0584 , 0 998 8578 , 0 789 0688 , 0 1180 0150 , 0 1 + + + = 1010,1010 kg/m3 = 63,0584 lbm/ft3

1. Menentukan ukuran tangki a. Volume Tangki, VT volume bahan, V = camp F ρ = 1,6979 m 3 Faktor keamanan, fk = 20 % Volume tangki, VT = ( 1 + fk ) × V VT = ( 1 + fk ) × 1,6979 = 2,0375 m3

• Volume silinder : VS = 4 π D2_H s (Brownell, 1959) = 4 π D2 ( 2 1 D) = 0,3925 D3

(34)

• Volume tutup : Vh = 3 π R2 Hh (Brownell, 1959) = 6 π D2 ( 4 1 D) = 0,1308 D3 Volume tangki, VT = VS+ Vh = 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D3 DT = 3 1 5233 , 0 ⎟_⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ V_T = 3 1 5233 , 0 0375 , 2 ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ = 1,5725 m

S = allowable stress = 17500 psi E = joint efficiency = 0,9 Tekanan hidrostatis, Phs = 14,7 + 144 ) 1 (H_S − ρ (Brownell, 1959) = 14,7 + 144 ) 1 5793 , 2 ( 0584 , 63 − = 15,39 psi Faktor keamanan = 10 %

(35)

Tebal shell, t = ) 929 , 16 ( 6 , 0 ) 9 , 0 ( 17500 2 1590 , 5 929 , 16 − ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ + 15 × 0,0125 = 0,19 in

Digunakan tebal shell standart 3/16 in.

b. Tebal tutup

LC.5 Tangki Penyimpanan Etanol (T-104)

Jenis Sambungan : double welded butt joints

Jumlah : 2 unit

Kondisi Operasi :

Tekanan : 1 atm

Suhu : 25 0C

Laju alir massa : 118,036 kg/jam

ρ bahan : 318 kg/m3 _(Perry,₁₉₉₉₎

19,852 lbm/ft³

Kebutuhan rancangan : 15 hari Faktor Kelonggaran : 20 % Perhitungan: a. Volume Tangki Volume larutan, Vl = ₃ / 318 24 15 / 036 , 118 m kg jam hari jam kg × × = 133,6257 m3 Volume larutan untuk 1 tangki = 133,6257 / 2 = 66,8129 m3

Volume tangki, Vt = (1 + 0,2) × 66,8129 m3 = 80,1755 m3 b. Spesifikasi Tangki Silinder (Shell) Vs = H 4 D2 π , diambil D = H (Brownell, 1959)

(36)

maka, Vs =

4 D3 π

Tutup Elipsoidal (elipsoidal head) minor ratio axis = 2: 1 Vh = 24 D3 π (Brownell, 1959) Hh = 16 D (Brownell, 1959) Tangki Vt = Vs + Vh Vt = 4 D3 π + 24 D3 π Vt = 0,9812 D3 80,1755 = 0,861 D3 – 0,0048 D = 4,5326 m = 178,4485 in H = 4,5326 m Hh = 0,2833 m

Tebal Silinder dan Tutup Tangki Tinggi cairan dalam tangki,

Hs = ₂ 5326 , 4 66,8129 4 × × π = 4,1428 m = 13,5917 ft Tebal shell, Cc 1,2P 2SE PD t + − = (Peters, 2003) P = Poperasi + Ph psi , 144 ) 1 H ( Ph₌ s− ρ Ph = 19,852 144 1 -13,5917 _× = 1,7359 psi P = (14,696 + 1,7359) × 1,2 = 19,7183 psi (faktor kelonggaran 20%)

Joint efficiency (E) = 0,85 (Peters, 2003) Allowable stress (S) = 18.750 psi (Brownell,1959)

(37)

= 0,2 in (untuk 10 tahun) Maka, tebal shell:

in t 0,310 2 . 0 psi) 3 1,2(19,718 psi)(0,85) 2(18.750 in) (178,4485 psi) (19,7183 = + − =

Tebal shell standar yang digunakan = 3/8 in (Brownell,1959)

Tebal elips head, Cc

0.2P 2SE PD t + − = (Walas, 1988) in t 0,310 2 . 0 psi) 3 1,2(19,718 psi)(0,85) 2(18.750 in) (178,4485 psi) (19,7183 = + − =

Tebal head standar yang digunakan = 3/8 in (Brownell,1959)

LC.6 Filter Press I (FP-101)

Jenis : plate and frame filter Kondisi penyimpanan : T = 25oC, P = 1 atm

Laju umpan : 445 kg/jam 1. Filtrat • laju filtrat, Ff = 354,802 kg • densitas filtrat, ρf Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m3₎ Glukosa 96,565 0,2722 1180 Sukrosa 152,145 0,4288 1514 Air 106,092 0,2990 998 Σ 354,802 1 ρcamp = 998 2990 , 0 1514 4288 , 0 1180 2722 , 0 1 + + = 1250 kg/m3 volume filtrat, Vf = 0,2838 3 1250 802 , 354 m F f f ₌ ₌ ρ 2. Cake

• laju alir cake, Fc = 90,197 kg • densitas cake, ρc

(38)

Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m3₎ Abu 78,409 0,8693 1395,5 Air 11,788 0,1307 998 Σ 90,197 1 ρcamp = 998 1307 , 0 5 , 1395 8963 , 0 1 + = 1428,5714 kg/m3 = 89,1826 lbm/ft3 volume cake, Vc = 0,0631 3 5714 , 1428 197 , 90 m F c c ₌ ₌ ρ Perhitungan :

Luas penyaringan efektif, A dihitung menggunakan persamaan : L×A(1-ε) ρc = (Vf + ε × L × A) ρf ⎟⎟ ⎠ ⎞ ⎜⎜ ⎝ ⎛ − W W 1 (Prabhudesai, 1984) Dimana:

L : tebal cake pada frame A : luas efektif penyaringan ρc : densitas cake, kg/m3 ρf : densitas filtrat, kg/m3

W : fraksi massa cake dalam umpan ε : porositas cake Waktu proses, tp direncanakan selama 1 jam

• tebal cake, L =< 200 mm (20 cm) (Ulrich, 1984) diasumsikan tebal cake, L = 5 cm = 0,05 m

• luas permukaan plate direncanakan = 0,2 m3

• W = 0,2027 445 197 , 90 ₌ = umpan alir laju cake massa alir laju • Porositas cake, ε = 0,1725 1826 , 89 8 , 73 1 8 , 73 1− = − = cake ρ Luas efektif penyaringan, A

0,05 A (1 – 0,1725) 1428,5714 =

{

(

)

}

⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ − × + 2027 , 0 1 2027 , 0 1250 05 , 0 1725 , 0 2838 , 0 A 59,1071 A =

(

0,2838₊8,625.10−3_A

)

317,7913 59,1071 A = 90,1892 + 2,7409 A A = 1,6000 m2 Faktor keamanan, fk = 10 %

(39)

Maka luas plate = ( 1 + fk ) A = 1,7600 m2 Jumlah plate yang dibutuhkan = =

2 , 0 7600 , 1 8,8 buah Digunakan jumlah plate sebanyak 9 buah

LC.7 Filter Press II (FP-102)

Jenis : plate and frame filter Kondisi penyimpanan : T = 25oC, P = 1 atm

Laju umpan : 1715,1100 kg/jam 1. Filtrat • laju filtrat, Ff = 1467,774 kg • densitas filtrat, ρf Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m3₎ Glukosa 25,676 0,0175 1180 Etanol 118,036 0,0804 789 Air 1324,062 0,9021 998 Σ 1467,774 1 ρcamp = 998 9021 , 0 789 0804 , 0 1180 0175 , 0 1 + + = 990,0990 kg/m3 volume filtrat, Vf = 1,4824 3 0990 , 990 774 , 1467 m F f f ₌ ₌ ρ 2. Cake

• laju alir cake, Fc = 247,336 kg • densitas cake, ρc

Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m3₎

Saccharomyces 100,219 0,4052 1670,1

Air 147,117 0,5948 998

(40)

ρcamp = 998 5948 , 0 1 , 1670 4052 , 0 1 + = 1250 kg/m3 = 78,0348 lbm/ft3 volume cake, Vc = 0,1979 3 1250 336 , 247 m F c c ₌ ₌ ρ Perhitungan :

Luas penyaringan efektif, A dihitung menggunakan persamaan : L×A(1-ε) ρc = (Vf + ε × L × A) ρf ⎟⎟ ⎠ ⎞ ⎜⎜ ⎝ ⎛ − W W 1 (Prabhudesai, 1984) Dimana:

L : tebal cake pada frame A : luas efektif penyaringan ρc : densitas cake, kg/m3 ρf : densitas filtrat, kg/m3

W : fraksi massa cake dalam umpan ε : porositas cake Waktu proses, tp direncanakan selama 1 jam

• tebal cake, L =< 200 mm (20 cm) (Ulrich, 1984) diasumsikan tebal cake, L = 1 cm = 0,01 m

• luas permukaan plate direncanakan = 0,2 m3

• W = 0,1442 1100 , 1715 336 , 247 ₌ = umpan alir laju cake massa alir laju • Porositas cake, ε = 0,0543 0348 , 78 8 , 73 1 8 , 73 1− = − = cake ρ Luas efektif penyaringan, A

0,05 A (1 – 0,0543) 1250 =

{

(

)

}

⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ − × + 1442 , 0 1 1442 , 0 0990 , 990 01 , 0 0543 , 0 4824 , 1 A 11,8212 A =

(

1,4824₊5,43.10−4_A

)

166,8317 11,8212 A = 247,3113 + 0,0906 A A = 21,0825 m2 Faktor keamanan, fk = 10 %

Maka luas plate = ( 1 + fk ) A = 23,1907 m2 Jumlah plate yang dibutuhkan = =

2 , 0 1907 , 23 115,95 buah Digunakan jumlah plate sebanyak 116 buah

(41)

LC.8 Pompa I (P-101)

Jenis : centrifugal pump

Laju alir masuk : 445 kg/jam : 0,2472 lbm/s Densitas, ρ : 1248,439 kg/m3 = 77,94 lbm/ft3

Viskositas, μ : 14,8851 cp : 0,00998 lbm/ft s Laju alir volumetrik,Q:

Q = m 0,00317 ft3_s 94 , 77 2472 , 0 ₌ = ρ 1. Perncanaan Pompa

Diameter pipa ekonomis, De

De = 3,9Q0,45ρ0,13

= 3,9 (0,00317)0,45(77,94)0,13 = 0,516 in = 0,0430 ft Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih :

• Jenis pipa carbon stell, sch 40

• Diameter nominal = 0,5 in = 0,0416 ft • Diameter dalam = 0,622 in = 0,0518 ft • Diameter luar = 0,840 in = 0,0699 ft Luas penampang pipa dalam (Ai) = 0,00211 ft2 2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe

Kecepatan rata-rata fluida, V

V = ft_s A Q 5023 , 1 00211 , 0 00317 , 0 = = NRe = 607,738 00998 , 0 5023 , 1 0518 , 0 94 , 77 = × × = μ ρ IDV (laminar) Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft

Kekasaran relatif = 0,0029 0518 , 0 00015 , 0 ₌ = ID ε

Untuk aliran laminar, f = 0,026 738 , 607 16 Re 16 ₌ ₌ N

3. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL kelengkapan pipa

(42)

• 2 buah gate valve fully open (L/D = 13) L2 = 2×13×0,0518 = 1,3468 ft

• 3 buah elbow standart 90o_{(L/D = 30)}

L3 = 3×30×0,0518 = 4,662 ft

• 1 buah sharp edge entrance (K= 0,5 ; L/D = 28) L4 = 1×28×0,0518 = 1,4504 ft

• 1 buah sharp edge exit (K= 1,0 ; L/D = 58) L5 = 1×58×0,0518 = 3,0044 ft ΣL = L1 + L2 + L3 + L4 + L5 = 20,4636 ft 4. Menentukan Friksi, ΣF ΣF = ftlbf _lbm ID gc L V f 4398 , 1 0518 , 0 2 , 32 2 4636 , 20 5023 , 1 026 , 0 4 2 4 2 2 = × × × × × = ∑

5. Kerja yang dibutuhkan, -Wf

-Wf = ΔZ gc g + ρ P gc V ₊ Δ Δ 2 2 + ΣF ΔZ diperkirakan 2 ft -Wf = 3,4398 lbf _lbm 6. Daya pompa, Ws Ws = 0,0015 550 94 , 77 00317 , 0 4398 , 3 550 = × × = −Wf Q ρ hp Jika effisiensi pompa 75 %

Maka daya aktual motor = 0,002 75 , 0 0015 , 0 = hp LC.9 Pompa II (P-102)

Laju alir masuk : 1727,944 kg/jam : 0,9599 lbm/s Densitas, ρ : 1025,0452 kg/m3 = 63,9913 lbm/ft3

(43)

De = 3,9Q0,45ρ0,13

• Diameter nominal = 1 in = 0,0833 ft • Diameter dalam = 1,049 in = 0,0874 ft • Diameter luar = 1,315 in = 0,096 ft Luas penampang pipa dalam (Ai) = 0,00600 ft2 2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe

V = ft_s A Q 5 , 2 00600 , 0 015 , 0 = = NRe = 23303,4984 0006 , 0 5 , 2 0874 , 0 9913 , 63 × × ₌ = μ ρ IDV (turbulen) Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft

Untuk aliran turbulen, f = 0,00639 4984 , 23303 079 , 0 Re 079 , 0 25 , 0 = = N

• Panjang pipa lurus, L1 = 10 ft

L3 = 3×30×0,0874 = 7,866 ft

(44)

-Wf = ΔZ gc g + ρ P gc V ₊ Δ Δ 2 2 + ΣF ΔZ diperkirakan 3,5 ft -Wf = 4,3614 lbf _lbm 6. Daya pompa, Ws Ws = 0,0076 550 9913 , 63 015 , 0 3614 , 4 550 = × × = −Wf Q ρ hp Jika effisiensi pompa 75 %

Maka daya aktual motor = 0,0101 75 , 0 0076 , 0 ₌ hp LC.10 Pompa III (P-103)

Q = m 0,0147 ft3 _s 9782 , 60 8971 , 0 = = ρ 1. Perncanaan Pompa

De = 3,9Q0,45ρ0,13

(45)

• Diameter nominal = 1 in = 0,0833 ft • Diameter dalam = 1,049 in = 0,0874 ft • Diameter luar = 1,315 in = 0,096 ft Luas penampang pipa dalam (Ai) = 0,00600 ft2 2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe

V = ft_s A Q 45 , 2 00600 , 0 0147 , 0 ₌ = NRe = 18653,2314 0007 , 0 45 , 2 0874 , 0 9782 , 60 × × ₌ = μ ρ IDV (turbulen) Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft

L3 = 3×30×0,0874 = 7,866 ft

(46)

5. Kerja yang dibutuhkan, -Wf -Wf = ΔZ gc g + ρ P gc V ₊ Δ Δ 2 2 + ΣF ΔZ diperkirakan 3,5 ft -Wf = 4,2975 lbf _lbm 6. Daya pompa, Ws Ws = 0,007 550 9782 , 60 0147 , 0 2975 , 4 550 = × × = −Wf Q ρ hp Jika effisiensi pompa 75 %

Maka daya aktual motor = 0,009 75 , 0 007 , 0 = hp LC.11 Pompa IV (P-104)

De = 3,9Q0,45ρ0,13

• Diameter nominal = 1 in = 0,0833 ft • Diameter dalam = 1,049 in = 0,0874 ft • Diameter luar = 1,315 in = 0,096 ft Luas penampang pipa dalam (Ai) = 0,00600 ft2

2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe Kecepatan rata-rata fluida, V

(47)

V = ft_s A Q 2 , 2 00600 , 0 0132 , 0 ₌ = NRe = 16186,4991 00073 , 0 2 , 2 0874 , 0 4528 , 61 = × × = μ ρ IDV (turbulen) Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft

Kekasaran relatif = 0,0017 0874 , 0 00015 , 0 = = ID ε

L3 = 3×30×0,0874 = 7,866 ft

-Wf = ΔZ gc g + ρ P gc V ₊ Δ Δ 2 2 + ΣF ΔZ diperkirakan 3,5 ft -Wf = 4,1658 lbf _lbm 6. Daya pompa, Ws Ws = 0,0061 550 4528 , 61 0132 , 0 1658 , 4 550 = × × = −Wf Q ρ hp

(48)

Jika effisiensi pompa 75 %

Maka daya aktual motor = 0,008 75 , 0 0061 , 0 ₌ hp LC.12 Menara Destilasi (KD-101) Jenis : sieve-tray Kondisi Operasi : Temperatur : 92.61 0C Tekanan : 1 atm Data :

Dari perhitungan neraca massa, didapat: light key (LK) = etanol

heavy key (HK) = air

RDM = 20,977 XHF = 0,965 RD = 31,466 XLF = 0,034 XLW = 0,002 D = 118,036 kg/jam XHW = 0,997 W = 1349,738 kg/jam XHD = 0,096 αLD = 2.301 XLD = 0,904 αLW = 2.239

Mencari tahap minimum dengan menggunakan persamaan:

) log( )] W X / W X )( D X / D X log[( N av , L LW HW HD LD m = _α (Geankoplis, 1997) dimana α_L_,_av = α_LD.α_LW 2.27 2.239 301 . 2 av , L = ⋅ = α 3134 , 10 27 . 2 )] 002 . 0 / 997 . 0 ( ) 096 . 0 / 904 . 0 log[( = = m N ≈ 11 tahap

(49)

⎥ ⎦ ⎤ ⎢ ⎣ ⎡ ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ − ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ + + − = + − = m ₀_.₅ X 1 X X 2 . 117 11 X 4 . 54 1 exp 1 1 N N N Y (Walas, 1988) dimana, 1 R R R X d dm d + − = 0.3231 1 31,466 977 , 20 31,466 ₌ + − = X 0.4206 0.3231 1 0.3231 0.3231 2 . 117 11 0.3231 4 . 54 1 exp 1 ₀_.₅ _⎥= ⎦ ⎤ ⎢ ⎣ ⎡ ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ − ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ ⋅ + ⋅ + − = Y tahap 20 711 . 19 0.4206 1 0.4206 11 1 1 = = − + = − + = + − = N Y Y N N N N N Y m m

Maka, jumlah tahap teoritis = 20 tahap = 19 tray teoritis + 1 reboiler Efisiensi tray 85%, maka jumlah tray = 22.353

85 .

019 = ≈ 23 trays = 24 tahap Penentuan Umpan Masuk dengan persamaan:

⎥ ⎥ ⎦ ⎤ ⎢ ⎢ ⎣ ⎡ ⎟⎟ ⎠ ⎞ ⎜⎜ ⎝ ⎛ ⎟⎟ ⎠ ⎞ ⎜⎜ ⎝ ⎛ = 2 HD LW LF HF X X D W X X log 206 . 0 Ns Ne log (Geankoplis, 1997) ⎥ ⎥ ⎦ ⎤ ⎢ ⎢ ⎣ ⎡ ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ = 2 0.096 0.002 036 , 118 738 , 1349 0.034 0.965 log 206 . 0 log Ns Ne -0.1762 log = Ns Ne 0.931 = Ns Ne Ne = 0.728 Ns N = Ne + Ns 24 = 0.728 Ns + Ns Ns = 13 Ne = 24 – 13 = 11

(50)

Disain kolom Destilasi Direncanakan :

Jarak tray (t) = 0.4 m (Treybal, 1984)

Hole diameter (do) = 6 mm (Treybal, 1984)

Space between hole center (p’)= 12 mm (Treybal, 1984)

Weir height (hw) = 5 cm (Treybal, 1984)

Pitch = triangular ¾ in (Treybal, 1984)

Data :

Suhu dan tekanan pada destilasi adalah 365.610 K dan 1 atm

Tabel Komposisi bahan pada alur Vd

Komponen alur Vd(kmol/jam) %mol Mr %mol x Mr

EtOH 79,859 0.904 46.070 41.647

H2O 8,481 0.096 18.016 1.729

Avg.mol wieght 88,34 43.376 Laju alir gas (G`) = 88,34 kmol/jam = 0.0245 kmol/s

ρv= 610 . 365 273 4 . 22 376 . 43 _× = 1.446 kg/m3

Laju alir volumetrik gas (Q) =

273 610 . 365 4 . 22 0245 . 0 × × = 0.7349 m3_/s

Tabel Komposisi bahan pada alur Lb

bahan F (kg/jam) N (kmol/jam) Ρ (kg/m3) V (m3_{) %vol ρ (kg/m3)} EtOH 18,123 0,3934 511.79 0,0354 0.0102 5,2215 H2O 5064,283 281,0992 1614.23 3,1373 0.9039 1459,111 Glukosa 98,557 0.5475 330.63 0,2981 0.0859 28,3960 Total 5180,964 282,0401 3,4708 1 1492,7286 Laju alir massa cairan (L`) = 5180,964 kg/jam = 1.4391 kg/s

Laju alir volumetrik cairan (q) =

7286 , 1492

1.4391

= 0.00096 m3_/s

Surface tension (σ) = 0.04 N/m (Lyman, 1982)

2 o a o p' d 907 . 0 A A ⎟⎟ ⎠ ⎞ ⎜⎜ ⎝ ⎛ = 2 a o 0.0120 0.006 907 . 0 A A ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ = = 0.2268 2 / 1 2 / 1 V L 1.446 1492.7286 0.7349 0.00096 ρ ρ Q' q ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ = ⎟⎟ ⎠ ⎞ ⎜⎜ ⎝ ⎛ = 0.04 ≈ 0.1

(51)

α = 0.0744t + 0.01173 = 0.0744(0.4) + 0.01173 = 0.04149 β = 0.0304t + 0.05 = 0.0304(0.4) + 0.05 = 0.02716 CF = 2 , 0 V L 0.02 σ β ) ρ / (q/Q)(ρ 1 log α ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ ⎥ ⎦ ⎤ ⎢ ⎣ ⎡ + ⋅ = 2 , 0 0.02 0.04 0.02716 1.342 1 log 0.04149 ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ ⎥⎦ ⎤ ⎢⎣ ⎡ ₊ = 0.02511 VF = 5 , 0 V V L F ρ ρ ρ C _⎟⎟ ⎠ ⎞ ⎜⎜ ⎝ ⎛ − = 5 , 0 1.446 1.446 1492.7286 0.02511 ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ − = 0,8064 m/s

Asumsi 80 % kecepatan luapan (Treybal, 1984) V = 0.8 × 0,8064 = 0,6451 m/s

An =

0,6451 0.7349

= 1,1392 m2

Untuk W = 0,7T dari tabel 6.1 Treybal, diketahui bahwa luas daerah semburan bawah sebesar 8,8%. At = 1,2491 088 , 0 11,1392 =− m 2 Column Diameter (T) = [4(1,2491)/π]0.5_{= 1,2614 m = 49,6613 in} Weir length (W) = 0.7(1,2614) = 0.883 m Downsput area (Ad) = 0.088(1,2491) = 0.1099 m2 Active area (Aa) = At – 2Ad = 1,2491 – 2(0.1099) = 1,0293 m2 Tinggi puncak (h1) Misalkan h1 = 0.025 m h1/T = 0.025/1,2614 = 0.0198 2 1 5 , 0 2 2 2 eff W T T h 2 1 W T W T W W ⎪⎭ ⎪ ⎬ ⎫ ⎪⎩ ⎪ ⎨ ⎧ ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ + ⎥ ⎥ ⎦ ⎤ ⎢ ⎢ ⎣ ⎡ − ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ − ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ = ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ (Treybal,1984) 2 5 , 0 2 2 2 eff 0.883 1,2614 1,2614 0.025 2 1 0.883 0.2614 0.883 1,2614 W W ⎪⎭ ⎪ ⎬ ⎫ ⎪⎩ ⎪ ⎨ ⎧ ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ + ⎥ ⎥ ⎦ ⎤ ⎢ ⎢ ⎣ ⎡ − ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ − ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ = ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛

(

)

{

(

)(

)

}

2 2 eff _2,0407 ₁_,₀₂₀₁ ₂_0.0198 _1.4285 W W + − = ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛

(52)

0.8815 W W_eff = ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ 3 / 2 eff 3 / 2 1 W W W q 666 . 0 h ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ =

(

)

2/3 3 / 2 1 0.9388 0.883 0.00096 666 . 0 h ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ = m 0.0067 h₁ =

perhitungan diulangi dengan memakai nilai h1 = 0.0067 m hingga nilai h1 konstan pada nilai

0.0069 m.

Perhitungan Pressure Drop

Dry pressure drop

Ao = 0.2268 × 1,0293 = 0.2334 m2 uo = 3,1487 0.2334 0.7349 A Q o = = Co = 25 . 0 o l d 09 . 1 ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛

untuk ho = 6 mm, l/do = 0.32 (Tabel 6.2, Treybal, 1984)

Co = 1.4492 32 . 0 1 09 . 1 25 . 0 = ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ _⎟⎟ ⎠ ⎞ ⎜⎜ ⎝ ⎛ ⎟ ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎜ ⎝ ⎛ = L v 2 o 2 o d ρ ρ C u 0 . 51 h ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ ⎟⎟ ⎠ ⎞ ⎜⎜ ⎝ ⎛ = 1492,7286 1.446 1.4492 3,1487 0 . 51 h ₂ 2 d m 00023 . 0 mm 2332 , 0 h_d = = Hydraulic head 1,0293 0.7349 A Q V a a = = = 0,7140 m/s 2 0.883 1,2614 2 W T z= + = + = 1,0722 m ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ + − + = z q 225 . 1 ρ V h 238 . 0 h 725 . 0 0061 . 0 h_L _w _w _a _V0,5 ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ + − + = 1,0722 0.00096 225 . 1 ) 140)(1.446 (0.05)(0,7 238 , 0 (0.05) 725 . 0 0061 . 0 h 0,5 L

(53)

m 0.0332 h_L =

Residual pressure drop

g d ρ g σ 6 h o L c R = 8) (0.006)(9. 1492,7286 (1) (0.04) 6 h_R = = 0.0027 m

Total gas pressure drop

hG = hd + hL + hR

hG = 0.00023 + 0.0332 + 0.0027

hG = 0.03613 m

Pressure loss at liquid entrance

Ada = 0.025 W = 0.022 m2 2 da 2 A q g 2 3 h _⎟⎟ ⎠ ⎞ ⎜⎜ ⎝ ⎛ = 2 2 0.022 0.00096 g 2 3 h ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ = = 0.00029 m

Backup daerah semburan bawah h3 = hG + h2 h3 = 0.03613 + 0.00029 h3 = 0.03642 m Pengecekan luapan hw + h1 + h3 = 0.05 + 0.0069 + 0.03642 hw + h1 + h3 = 0.09332 m t/2 = 0.4/2 = 0.2 m

karena nilai hw + h1 + h3 lebih kecil dari t/2, maka spesifikasi ini dapat diterima, artinya dengan

rancangan plate seperti ini diharapkan tidak terjadi luapan. Spesifikasi kolom destilasi

Tinggi kolom = 24 × 0.4 m = 9.6 m Tinggi tutup =

(

1,2614

)

4 1 = 0.3153 m Tinggi total = 9.6 + 2(0.3153) = 10,2306 m Tebal tray = _o o d dl ×

(54)

= 0.167×6= 1,002 mm Tekanan operasi = 1 atm = 14.694 psi Faktor kelonggaran = 20 %

Maka, Pdesign = (1.2) (14.694) = 17,6352 psi

Joint efficiency = 0.85 (Brownell,1959) Allowable stress = 12650 psia (Brownell,1959) Tebal shell tangki:

1,2P -2SE PD t = 2) 1.2(17,635 -.85) 2(12650)(0 49,6613) (17,6352)( t = = 0.0407 in Faktor korosi = 0.125 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0.0407 in + 0.125 in = 0.1657 in Tebal shell standar yang digunakan = 3/16 in (Brownell,1959)

LC.13 Kondensor (K-101)

Jenis : shell and tube exchanger Deskripsi :

Tabel Deskripsi Kondensor

DESCRIPTION Unit SHELL SIDE TUBE SIDE

Hot Fluid Cold Fluid

1 Fluid Type Camp. etanol Cold water

In Out In Out Temperature (T) °C 92.61 81.14 25 50 2 °F 199 178 77 122 3 Total Flow (W) kg/h 3831.230 9528,40 lb/h 8428.706 20962,48 kJ/h 99571,679 4 Total Heat Transfer (Q) Btu/h 94375,371 5 Pass 1 4 Length (L) Ft - 12 6 In - 144 7 OD Tubes In - 0.75 8 BWG - 16

(55)

9 Pitch (Square) In - 1 Mencari Δt

(

2 1

)

1 2 t / t ln t t LMTD Δ Δ Δ − Δ = (Kern, 1965)

untuk aliran counter:

1 2 2 2 1 1 t T t t T t − = Δ − = Δ Keterangan :

T1 & T2 = Suhu masuk dan keluar fluida panas, 0F

t1 & t2 = Suhu masuk dan keluar fluida dingin, 0F

F 88.32 ) 77 178 ( ) 122 199 ( ln ) 77 178 ( ) 122 (199 LMTD ₌ o ⎟⎟ ⎠ ⎞ ⎜⎜ ⎝ ⎛ − − − − − = Koreksi LMTD (CMTD) CMTD (Δt) = LMTD × Ft 1 2 2 1 t t T T R − − = = 0.46 77 122 178 199 ₌ − − 1 1 1 2 t T t t S − − = = 0.37 178 199 77 122 ₌ − −

Dari Fig. 18, Kern, 1988 didapat Ft = 0.97 CMTD (Δt) = 88.32 × 0.97 = 85.67 0F

Caloric Temperature (Tc dan tc)

188.5 2 178 199 2 T T T 1 2 c = + = + = 0_F 5 . 99 2 122 77 2 t t t 1 2 c = + = + = 0_F

Menghitung jumlah tubes yang digunakan

Dari Tabel 8. Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas light organic dan fluida dingin air, diperoleh UD =75 – 150, faktor pengotor (Rd) = 0,003

Diambil UD =90 Btu/jam⋅ft2⋅°F

(56)

2 D ft 2402 , 12 85.67 90 94375,371 Δt U Q A = × = × =

Luas permukaan luar (a″) = 0.1963 ft2_/ft _{(Tabel 10. Kern, 1965)}

Jumlah tube, 5,20 /ft ft 0.1963 ft 12 ft 12,2402 a L A N ₂ 2 " t = _× = _× = buah

Nilai terdekat adalah 20 buah dengan ID shell = 8 in (Tabel 9. Kern, 1965) b. Koreksi UD (Koefisien menyeluruh kotor)

t A Q U_D Δ ⋅ = A = 0.1963 × 12 × 20 = 47,112 ft2 383 , 23 85,67 47,11294375,371 =⋅ = D U Btu/ h ft20F Penentuan RD design:

1. Flow Area (a) a. shell side Pt 144 B ' C ID a_s × × × = (Kern, 1965) Keterangan: C’ = 1 – 0.75 = 0.25 in B = 2.67 in 0.037 1 144 67 . 2 25 . 0 8 a_s = × × × = ft2 b. tube side n 144 ' a Nt a t t _× × = a ’t = 0.302 (Tabel 10, Kern, 1965) 0.0104 4 144 0.302 20 ₌ × × = t a ft2 2. Mass Velocity (G) a. shell side s a W Gs= (Kern, 1965)

(57)

227802,865 0.037 8428,706 = = Gs lb/h ft2 G” = ₂₃ t N L W ⋅ (Kern, 1965) G” = 2h 3 2 70,786lb/ft 20 16 8428,706 = ⋅ b. tube side t a W Gt= (Kern, 1965) 077 , 2015623 0.0104 20962,48 = = Gt lb/h ft2 V = ρ 3600 Gt V = 8.690fps 64,428 3600 077 , 2015623 ₌ ⋅

3. Koefisien Perpindahan Panas a. shell side

asumsi awal ho = 200 Btu/hr ft2 F

b. tube side

untuk V = 8,690 fps (99.5 0F), hi = 1700 Btu/hr ft2 F (Fig 25, Kern, 1965)

OD ID h h_io = _i × 9 , 1405 75 . 0 0.62 1700× = = io h Btu/hr ft2 F Temperatur dinding (Tw) Tw = _c

(

T_c t_c

)

ho hio ho t − + + Tw =

(

188.5 99.5

)

110,536 200 9 , 405 1 200 5 . 99 − = + + o_F Temperatur film (tf) 154,768 2 110,536 199 2 1+ ₌ + ₌ = w f T T t 0F

(58)

μf = 1.2 lb/ft h kf = 0.1 Btu/ ft h ºF sf = 0.5 kg/L

dari nilai G” = 70,786 lb/h ft2 dan data-data pada tf didapat,

ho sebenarnya = 180 Btu/ft2 h (fig 12.9, Kern, 1965)

4. Koefisien perpindahan panas menyeluruh bersih (Uc)

o io o io h h h h Uc + × = 159,569 180 9 , 405 1 180 1405,9 ₌ + × = Uc Btu/ h ft20F 5. Faktor Pengotor (RD) D C D C D U U U U R ⋅ − = 0.036 383 , 23 159,569 383 , 23 159,569 ₌ ⋅ − = D R

RD hitung ≥ RD ketentuan, maka spesifikasi dapat diterima.

6. Bilangan Reynold (NRe) a. shell side f s Gs De Re μ × =

(

)

_0.08_in 75 . 0 12 4 / 75 . 0 1 4 De 2 2 = ⋅ π ⋅ ⋅ π × = 15168,8576 1.2 227802,865 08 . 0 Re_s = × = b. tube side μ × =D Gt Re_t

D = ID tube = 0.62 in (Tabel 10. Kern, 1965)

63715,744 1,645 077 , 2015623 12 / 62 , 0 Re_t= × =

(59)

a. Shell side s e 10 2 s s s D 10 22 . 5 ) 1 N ( D G f 2 1 P φ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ + ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ = Δ (Kern, 1965)

untuk Re = 15168,8576 , f = 0.002 ft2/in2 (Fig.29, Kern, 1965)

(N+1) = L/B (Kern, 1965) = 144 /2.67 = 53,93

ΔPs yang diperbolehkan adalah ≤ 10 psi, maka ΔPs dapat diterima.

b. Tube side t 10 2 t t s ID 10 22 . 5 N L G f P φ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ = Δ (Kern, 1965)

untuk Re = 63715,744 , f = 0.0001 ft2/in2 (Fig.26, Kern, 1965)

231 , 7 1 1 0,62/12 10 22 , 5 4 12 077 , 2015623 0.0001 10 2 = ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ = ΔP_t psi ' 2 r g 2 V s n 4 P = ⋅ Δ untuk Gt = 2015623,077 , _' 2 g 2 V = 0,3 (Fig.27, Kern, 1965) 4 , 2 0,3 1 4 4⋅ _⋅ ₌ = ΔP_r psi r t T P P P =Δ +Δ Δ psi P_T =9,631 Δ

ΔPT yang diperbolehkan adalah ≤ 10 psi, maka ΔPT dapat diterima.

LC.14 Tangki Penampung Distilat (T-103)

Jenis sambungan : Double welded butt joints

Tabel Komposisi Distilat

Komp. F ρ V %V ρ camp EtOH 3677.94 0.789 4661.5209 0.9681 0.7638 H2O 153.29 0.998 153.5972 0.0319 0.0318 Total 3831.23 4815.1181 1 0.7956 psi 4467 , 0 1 1.2 08 . 0 10 22 . 5 93 , 53 8 227802,865 002 . 0 5 . 0 ₁₀ 2 = ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ × = ΔP_s

(60)

Kondisi operasi :

Temperatur = 81.14 °C Tekanan = 1 atm

Laju alir massa = 3831,23 kg/jam Kebutuhan perancangan= 5 menit

Faktor kelonggaran = 15 % Densitas campuran = 0.795 kg/L = 49,6301 lb/ft3 Perhitungan: a. Volume tangki Volume larutan, Vl = ₃ kg/m 795 mnt 60 jam 1 mnt x 5 x kg/jam 3831,23 = 0.401m3 Volume tangki, Vt = (1 + 0.15) × 0.401 m3 = 0.461 m3 Fraksi volum = 0.401 / 0.461 = 0.8698

Untuk Fraksi volum 0.8698 maka H/D = 0.815 (Tabel 10.64, Perry, 1999)

Volume tangki, Vt = ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ α ₋ _α _α cos sin 30 . 57 LR2 _{(Perry, 1999)} Dimana cos α = 1-2H/D cos α = 1-2(0.815) cos α = -0.63 α = 129,05 derajat Asumsi panjang tangki (Lt) = 2 m

Maka, volume tangki, Vt = ⎟

⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ α ₋ _α _α cos sin 30 . 57 LR2 0.461 = ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ ₋_sin₁₂₉_,₀₅_cos₁₂₉_.₀₅ 30 . 57 05 , 129 2_R2 R (radius) = 0.588 m D (diameter) = 1.176 m = 46,2991 in Hs (tinggi cairan) = 0,956 m = 3,1364 ft b. Spesifikasi Tangki