LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

(1)

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

Kapasitas produksi : 5.000 ton/tahun Waktu produksi : 330 hari/tahun Rate produksi : 5.000 ton

1 tahun × 1 tahun 330 hari × 1 hari 24 jam × 1.000 kg 1 ton = 631,31 kg/jam Yield Produksi : 9,9293 % (dari perhitungan alur mundur)

Maka,

Bahan baku yang dibutuhkan : 631,31 kg/jam

9,9293 % = 6.344,56 kg/jam (kulit kakao)

A.1 Ekstraktor (EX-210) a. Neraca Massa Masuk

Kulit buah kakao mengandung (Riyadi, 2003) :

Alur 4

- Pektin : 12,67 % - Air : 5 % - Padatan : 82,33 %

Sehingga komposisi bahan masuk ekstraktor

- Pektin : 12,67 % × 6.344,56 kg/jam = 803,86 kg/jam - Air : 5,00 % × 6.344,56 kg/jam = 317,23 kg/jam - Padatan : 82,33 % × 6.344,56 kg/jam = 5.223,48 kg/Jam

Penambahan HCl sebagai pelarut dengan perbandingan massa kulit buah kakao terhadap massa HCl adalah sebesar 1 : 5. Banyaknya larutan yang masuk : 6.344,56 kg/ jam × 5 = 31.722,80 kg/jam.

(2)

Konsentrasi HCl dalam pelarut adalah 0,73 %

Alur 5

Jumlah HCl :

31.722,80 kg/jam × 0,73 % = 231,58 kg/jam

Larutan HCl yang tersedia adalah HCl 37 %, sehingga jumlah HCl 37 % yang diperlukan untuk diencerkan adalah = 231,58 𝑘𝑘𝑔𝑔/𝑗𝑗𝑔𝑔𝑚𝑚

0,37 = 625,88 kg/jam

Air pada larutan HCl 37 %,

= 0,63 × 625,88 kg/jam = 394,31 kg/jam

Maka, air yang perlu ditambahkan untuk pengenceran HCl 37 % menjadi 0,73 % adalah = 31.722,80 kg/jam - 625,88 kg/jam = 31.096,91 kg/jam

Alur 6

Gambar A.1 Diagram Alir Ekstraktor (EX-210)

Alur 8

Pektin* Pektin terekstraksi Air

Cake Kulit Kakao

HCl Alur 7 Air HCl : 0,73 % Alur 4 Pektin : 12,67 % Air : 5,00 % Cake Kulit Kakao : 82,33 %

(3)

b. Neraca Massa Keluar

Komposisi pektin yang terekstraksi adalah (Rachmawan dkk, 2005) :

Alur 8

80 % × 803,86 kg/jam = 643,08 kg/jam

Sedangkan pektin yang tidak terekstraksi (Pektin*) adalah : = (803,86 – 643,08) kg/jam

= 160,77 kg/jam

Tabel A.1 Neraca Massa Total Ekstraktor (EX-210)

A.2 Rotary Drum Vacuum Filter 1 (RDVF-220) a. Neraca Massa Masuk

Fasa Padat :

Alur 7

Pektin* = 160,77 kg/jam Cake kulit kakao = 5.223,48 kg/jam 5.384,25 kg/jam Fasa Cair : Pektin = 643,08 kg/jam HCl = 231,58 kg/jam Air = 31.808,45 kg/jam 32.683,11 kg/jam

Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam) Alur 4 Alur 7 Alur 8

Pektin* 803,86 0,00 160,77

Pektin terekstraksi 0,00 0,00 643,08

Air 317,23 31.491,22 31.808,45

Cake kulit kakao 5.223,48 0,00 5.223,48

HCl 0,00 231,58 231,58

(4)

b. Massa Neraca Keluar

Jika 10% dari komponen berfasa cair terikut ke fasa padat, maka total jumlah larutan yang ikut padatan (X)

Alur 8 10% = X X + massa padatan × 100% 10% = X X + 5.384,25 kg/jam × 100% X = 598,25 kg/jam

Maka banyaknya larutan yang ikut padatan : HCl = 231,58 kg/jam 32.683,11 kg/jam × 598,25 kg/jam = 4,24 kg/jam Air = 31.808,45 kg/jam 32.683,11 kg/jam × 598,25 kg/jam = 582,24 kg/jam Pektin = 643,08 kg/jam 32.683,11 kg/jam × 598,25 kg/jam = 11,77 kg/jam Alur 9 Pektin terekstraksi Air HCl Alur 8 Pektin Pektin terekstraksi Air

Cake Kulit Kakao

HCl

Alur 7

Pektin : 0,422 % Pektin terekstraksi : 1,689 % Air : 83,558 % Cake Kulit Kakao : 13,721 % HCl : 0,608 %

(5)

Fasa Cair

Alur 9

Pektin = (643,08 – 11,77) kg/jam = 1.515,15 kg/jam HCl = (231,58 – 4,24) kg/jam = 545,61 kg/jam Air = (31.808,45 – 582,24) kg/jam = 31.226,21 kg/jam

Tabel A.2 Neraca Massa Total Rotary Drum Vacuum Filter 1 (RDVF-220) Komponen Masuk (Kg/Jam) Keluar (Kg/Jam)

Alur 7 Alur 8 Alur 9

Pektin* 160,77 160,77 0,00 Pektin terekstraksi 643,08 11,77 631,31 Air 31.808,45 582,24 31.226,21 Padatan 5.223,48 5.223,48 0,00 HCl 231,58 4,24 227,34 Jumlah 38.067,35 5.982,50 32.084,86 A.3 Vaporizer (V-310) a. Neraca Massa Masuk

Pektin = 631,31 kg/jam

Alur 9

HCl = 227,34 kg/jam Air = 31.226,21 kg/jam

(6)

Pektin dipekatkan dalam Vaporizer dengan menguapkan total pelarut sebanyak 50 % (HCl diasumsikan teruapkan semuanya) sehingga jumlah air yang menguap sebanyak :

Alur 10

= (50 % × (227,34 + 31.226,21)) kg/jam - 227,34 kg/jam = 15.499,43 kg/jam

Sedangkan HCl yang menguap sebanyak = 227,34 kg/jam

Fasa Cair (Larutan Pektin Pekat) :

Alur 12 Pektin = 631,31 kg/jam Air = 15.726,77 kg/jam Alur 12 Pektin terekstraksi Air Alur 9 Pektin terekstraksi : 1,9676 % Air : 97,3238 % HCl : 0,7085 % Alur 10 Air HCl

(7)

Tabel A.3 Neraca Massa Total Vaporizer (V-310)

Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)

Alur 9 Alur 10 Alur 12

Pektin terekstraksi 631,31 0,00 631,31

Air 31.226,21 15.499,43 15.726,77

HCl 227,34 227,34 0,00

Jumlah _32.084,86 _15.726,77 _16.358,09

A.4 Mixer (M-320)

a. Neraca Massa Masuk

Pektin = 631,31 kg/jam

Alur 13

Air = 15.726,77 kg/jam 16.358,09 kg/jam

Pembentukan Endapan Pektin dilakukan dengan penambahan larutan Isopropil alkohol dengan perbandingan Pektin dan Isopropil alkohol 1:2 sehingga jumlah Isopropil alkohol yang ditambahkan sebanyak 2 × 631,31 kg/jam = 1.262,63 kg/jam. Alur 14 Alur 15 Endapan Pektin Air Isopropil Alkohol Pektin** Alur 14 Isopropil Alkohol Alur 13 Pektin terekstraksi : 3,8863 % Air : 99,1137 %

(8)

b. Neraca Massa Keluar

Terdapat 2 % Pektin yang tidak terendapkan, maka

Alur 15

Pektin tidak terendapkan (Pektin**) = 0,02 × 631,31 kg/jam

= 12,63 kg/jam

Endapan Pektin = 631,31 kg/jam - 12,63 kg/jam

= 618,68 kg/jam

Isopropil Alkohol = 1.262,63 kg/jam Air = 15.726,77 kg/jam

Tabel A.4 Neraca Massa Total Mixer (M-320)

Alur 13 Alur 14 Alur 15

Pektin** 0,00 0,00 12,63

Endapan Pektin 631,31 0,00 618,68

Air 15.726,77 0,00 15.726,77

Isopropil Alkohol 0,00 1.262,63 1.262,63

Jumlah _16.358,09 _1.262,63 _17.620,71

A.5 Rotary Drum Vacuum Filter 2 (RDVF-330) a. Neraca Massa Masuk

Fasa Padat :

Alur 15

- Endapan pektin = 618,68 kg/jam Fasa Cair :

- Pektin ** = 12,63 kg/jam - Isopropil alkohol = 1.262,63 kg/jam - Air = 15.726,77 kg/jam

(9)

b. Neraca Massa Keluar

Jika 10 % dari komponen berfasa cair terikut dengan endapan pektin, maka banyaknya larutan yang terikut dengan endapan pektin (X)

Alur 16 10 % = X X + massa padatan × 100% 10 % = x x + 618,68 kg /jam × 100% X = 68,74 kg/jam

Larutan yang terkandung pada endapan pektin : - Air = 15.726,77 17.002,02 × 68,74 kg/jam = 63,59 kg/jam - Isopropil alkohol = 1.262,63 17.002,02 × 68,74 kg/jam = 5,11 kg/jam

Endapan Pektin = 618,68 kg/jam

Air = (15.726,77 – 63,59) kg/jam = 15.663,19 kg/jam

Alur 17

Isopropil alkohol = (1.262,63 – 5,11) kg/jam = 1.257,52 kg/jam Pektin** = 12,63 kg/jam Alur 17 Air Isopropil Alkohol Pektin** Alur 15 Endapan Pektin : 3,51 % Air : 89,25 % Isopropil Alkohol : 7,17 % Pektin** : 0,07 % Alur 16 Pektin Padatan Air Isopropil Alkohol

(10)

Tabel A.5 Neraca Massa Total Rotary Drum Vacuum Filter 2 (RDVF-330) Komponen Masuk (kg/jam) Keluar(kg/jam)

Alur 15 Alur 16 Alur 17

Pektin** 12,63 0,00 12,63

Endapan Pektin 618,68 618,68 0,00

Air 15.726,77 63,59 15.663,19

Isopropil Alkohol 1.262,63 5,11 1.257,52

Jumlah _17.620,71 _687,38 _16.933,33

A.7 Rotary Dryer (RD-340) a. Neraca Massa Masuk

Alur 21

Air = 63,59 kg/jam

Isopropil alkohol = 5,11 kg/jam

Alur 21 Endapan Pektin : 90,01 % Air : 9,25 % Isopropil Alkohol : 0,74 % Alur 22 Air Isopropil Alkohol Alur 23 Endapan Pektin Air

(11)

Diinginkan Isopropil Alkohol menguap 100 % dan kandungan air dalam produk = 2 %. Maka,

Alur 22

2% = massa air − X

massa padatan + massa air − X × 100 %

X = massa air yang menguap 2% = 63,59 − x

618,68 + 63,59 − x × 100 %

X = 50,96 kg/jam

Komposisi uap :

Air = 50,96 kg/jam

Isopropil alkohol = 5,11 kg/jam

Alur 24

(12)

Tabel A.7 Neraca Massa Total Rotary Dryer (RD-340)

Alur 21 Alur 22 Alur 23

Endapan Pektin 618,68 0,00 618,68

Air 63,59 50,96 12,63

Isopropil Alkohol 5,11 5,11 0,00

Jumlah _687,38 _56,07 _631,31

Total produk pektin = 631,31 kg/jam = 631,31 kg/jam × 1 ton 1.000 kg× 330 hari 1 tahun × 24 jam 1 hari = 5.000 ton/tahun Keterangan :

Pektin* = Pektin yang tidak terekstraksi (masih berada di dalam cake kulit kakao).

(13)

LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Basis perhitungan : 1 jam operasi Satuan panas : kilokalori (kkal) Suhu referensi : 25 oC

Tabel B.1 Harga Cp Setiap Komponen Proses pada Suhu 25 oC Komponen Cp (kkal/kg.oC)

Pektin Air HCl

Isopropil Alkohol

Cake Kulit Kakao

0,431 1,000 0,191 0,612 0,539 (Wikipedia, 2010)

4.1 Neraca Panas Tangki Ekstraktor (EX-210)

Steam masuk 150 o_C EX-210 Kondensat keluar 100 oC Umpan masuk 30 o_C Umpan masuk 30 o_C Umpan masuk 30 o_C Produk keluar 70 o_C

Gambar B.1 Diagram Alir Tangki Ekstraktor (EX-210) Alur 4

Alur 5

Alur 6

(14)

Q = m . Cp . dT Panas Masuk

Jumlah panas masuk (Q masuk) pada alur 4 adalah :

Tabel B.2 Neraca Panas Masuk pada Alur 4

Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tmasuk (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Pektin Air

Cake Kulit Kakao

803,86 317,23 5.223,48 0,431 1,000 0,539 30 30 30 25 25 25 1.732,31 1.586,14 14.077,27 Total 6.344,56 - - - 17.395,72

Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tmasuk (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Air HCl 394,31 231,58 1,000 0,191 30 30 25 25 1.971,53 221,16 Total 625,88 - - - 2.192,68

Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tmasuk (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Air 31.096,91 1,000 30 25 155.484,57 Total 31.096,91 - - - 155.484,57 Maka,

Total Panas Masuk Tangki Ekstraktor (EX-210) adalah,

(15)

Q = m . Cp . dT Panas Keluar

Jumlah panas keluar (Q keluar) Tangki Ekstraktor pada alur 7 adalah :

Tabel B.5 Neraca Panas Keluar Tangki Ekstraktor pada Alur 7

Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tkeluar (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Pektin Air

Cake Kulit Kakao

HCl 803,86 31.808,45 5.223,48 231,58 0,431 1,000 0,539 0,191 70 70 70 70 25 25 25 25 15.590,78 1.431.380,10 126.695,40 1.990,40 Total 38.067,35 - - - 1.575.656,68

Untuk menghasilkan suhu 70 oC pada Tangki Ekstraktor (EX-210) diperlukan pemanasan. Pemanas yang digunakan adalah superheated steam bersuhu 150 oC dan bertekanan 1 atm. Sedangkan kondensat yang terbentuk berupa saturated steam bersuhu 100 oC dan bertekanan 1 atm.

Panas yang dilepas steam (Qsteam) :

Qsteam = Qkeluar – Qmasuk

= (1.575.656,68 – 175.072,96) kkal/jam Qsteam = 1.400.583,72 kkal/jam

Dari Tabel Steam Smith, 2004 diperoleh, Hv (150 oC, 1 atm) = 664,01 kkal/kg

Hl (100 oC, 1 atm) = 100,15 kkal/kg

Maka banyaknya steam yang diperlukan (ms) adalah :

ms = _HQs v− Hl

ms

=

1.400.583,72 kkal /jam

(16)

4.2 Neraca Panas Vaporizer (V-310) V-310 Steam masuk 150 o_C Produk bawah 110 o_C Produk atas 110 o_C Umpan masuk 70 o_C Kondensat keluar 100 o_C

Gambar B.2 Diagram Alir Vaporizer (V-310)

Jumlah panas masuk (Q masuk) Vaporizer (V-310) pada alur 9 adalah :

Tabel B.6 Neraca Panas Masuk Vaporizer (V-310) pada Alur 9

Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tmasuk (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Pektin Air HCl 631,31 31.226,21 227,34 0,431 1,000 0,191 70 70 70 25 25 25 12.244,32 1.405.179,33 1.953,97 Total 32.084,86 - - - 1.419.377,62 Alur 9 Alur 10 Alur 12

(17)

Jumlah panas keluar (Q keluar) Vaporizer (V-310) pada alur 10 adalah :

Tabel B.7 Neraca Panas Keluar Vaporizer (V-310) pada alur 10

Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tkeluar (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Air HCl 15.499,43 227,34 1,000 0,191 110 110 25 25 1.317.451,97 3.690,82 Total 15.726,77 - - - 1.321.142,80

Jumlah panas keluar (Q keluar) Vaporizer (V-310) pada alur 12 adalah :

Tabel B.8 Neraca Panas Keluar Vaporizer (V-310) pada Alur 12

Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tkeluar (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Pektin Air 631,31 15.726,77 0,431 1,000 110 110 25 25 23.128,16 1.336.775,66 Total 16.358,09 - - - 1.359.903,82 Maka,

Total Panas Keluar Vaporizer (V-310) melalui alur 10 dan alur 12 adalah, Q keluar = (1.321.142,80 + 1.359.903,82) kkal/jam = 2.681.046,61 kkal/jam

Untuk menghasilkan suhu 110 oC pada Vaporizer (V-310) diperlukan pemanasan. Pemanas yang digunakan adalah superheated steam bersuhu 150 oC dan bertekanan 1 atm. Sedangkan kondensat yang terbentuk berupa saturated steam bersuhu 100 oC dan bertekanan 1 atm.

(18)

Untuk menghitung jumlah steam yang dibutuhkan digunakan rumus : F.Cp.(TF-T1) + S.(Hs-hs) = L.hl + V.Hvl (Geankoplis, 1997)

Dimana,

F = Laju alir massa umpan (kg/jam) Cp = Kapasitas panas umpan (kkal/kg.oC) TF = Suhu umpan masuk (oC)

T1 = Suhu produk keluar (oC)

S = Jumlah steam yang dibutuhkan (kg/jam) Hs = Entalpi superheated steam (kkal/kg)

hs = Entalpi kondensat (kkal/kg)

L = Laju alir produk bawah Vaporizer (kg/jam) hl = Entalpi produk bawah (kkal/kg)

V = Laju alir produk atas Vaporizer (kg/jam) Hvl = Panas laten produk atas Vaporizer (kkal/kg)

Cp umpan pada alur 9, Cp = 631,31 32.084,86 (0,431) + 31.226,21 32.084,86(1,000) + 227,34 32.084,86 (0,191) = 0,983 kkal/kg. o C S.((656,43 – 151,10)kkal/kg) = [(16.358,09 kg/jam).(0)] + [(15.726,77 kg/jam).(643.28 kkal/kg)] – [(32.084,86 kg/jam).(0,983 kkal/kg.oC).((70 – 110)oC)] Maka,

Banyaknya steam yang dibutuhkan adalah : S = 22.516,88 kg/jam

(19)

4.3 Neraca Panas Kondensor (E-312)

E-312

Fluida panas masuk, 110 oC Fluida terkondensasi keluar, 30 oC

Fluida pendingin masuk, 28 o_C

Fluida pendingin bekas keluar, 50 o_C

Gambar B.3 Diagram Alir Kondensor (E-312)

Jumlah panas masuk (Q masuk) Kondensor (E-312) pada alur 10 adalah :

Tabel B.9 Neraca Panas Masuk Kondensor (E-312) pada Alur 10

Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tmasuk (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Air HCl 15.499,43 7,34 1,000 0,191 110 110 25 25 1.317.451,97 3.690,82 Total 15.726,77 - - - 1.321.142,80 Q = m . Cp . dT Panas Keluar

Jumlah panas keluar (Q keluar) Kondensor (E-312) pada alur 11 adalah:

Tabel B.10 Neraca Panas Keluar Kondensor (E-312) pada Alur 11

Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tkeluar (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Air HCl 15.499,43 7,34 1,000 0,191 30 30 25 25 77.497,17 217,11 Total 15.726,77 - - - 77.714,28 Alur 10 Alur 11

(20)

Untuk menurunkan suhu fluida panas dari 110 oC hingga menjadi 30 oC sekaligus mengubah fasanya dari uap manjadi cairan, pada Kondensor (E-312) diperlukan kondensasi dengan bantuan air pendingin. Air pendingin yang digunakan adalah air bersuhu 28 oC dan bertekanan 1 atm. Sedangkan air pendingin bekas yang terbentuk berupa air bersuhu 50 oC dan bertekanan 1 atm.

Panas yang diserap air pendingin (Qw) :

Qw = Qkeluar – Qmasuk

= (77.714,28 – 1.321.142,80) kkal/jam Qw = - 1.243.428,51 kkal/jam

Maka banyaknya air pendingin yang diperlukan (mw) adalah :

mw = _Cp Qw

w (Tw masuk − Tw keluar )

mw

=

−1.243.428,51 kkal /jam

1 kkal_{kg .℃} × (28 ℃ − 50 ℃)

=

56.519,48 kg/jam

4.4 Neraca Panas Cooler (E-316)

E-316

Fluida pendingin masuk, 28 o_C

Fluida pendingin bekas keluar, 70 oC

Gambar B.4 Diagram Alir Cooler (E-316)

(21)

Jumlah panas masuk (Q masuk) Cooler (E-316) pada alur 12 adalah :

Tabel B.11 Neraca Panas Masuk Cooler (E-316) pada Alur 12

Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tmasuk (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Pektin Air 631,31 15.726,77 0,431 1,000 110 110 25 25 23.128,16 1.336.775,66 Total 16.358,09 - - - 1.359.903,82 Q = m . Cp . dT Panas Keluar

Jumlah panas keluar (Q keluar) Cooler (E-316) pada alur 13 adalah:

Tabel B.12 Neraca Panas Keluar Cooler (E-316) pada Alur 13

Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tkeluar (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Pektin Air 631,31 15.726,77 0,431 1,000 30 30 25 25 1.360,48 78.633,86 Total 16.358,09 - - - 79.994,34

Untuk menurunkan suhu fluida panas dari 110 oC hingga menjadi 30 oC, pada

Cooler (E-316) diperlukan kondensasi dengan bantuan air pendingin. Air pendingin

yang digunakan adalah air bersuhu 28 oC dan bertekanan 1 atm. Sedangkan air pendingin bekas yang terbentuk berupa air bersuhu 70 oC dan bertekanan 1 atm.

= (79.994,34 – 1.359.903,82) kkal/jam Qw = - 1.279.909,47 kkal/jam

mw = _Cp Qw

(22)

mw

=

−1.279.909,47 kkal /jam

1 _{kg .℃}kkal × (28 ℃ − 70 ℃)

=

30.474,04 kg/jam

4.5 Neraca Panas Tangki Destilasi (TD-350)

TD-350 Steam masuk, 150 oC Kondensat keluar, 100 oC Produk atas, 85 oC Produk bawah, 85 oC Umpan masuk, 30 oC

Gambar B.5 Diagram Alir Tangki Destilasi (TD-350)

Jumlah panas masuk (Q masuk) Tangki Destilasi (TD-350) pada alur 17 adalah :

Tabel B.13 Neraca Panas Masuk Tangki Destilasi (TD-350) pada Alur 17

Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tmasuk (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Pektin Air Isopropil Alkohol 12,63 15.663,19 1.257,52 0,431 1,000 0,612 30 30 30 25 25 25 27,21 78.315,93 3.848,01 Total 16.933,33 - - - 82.191,15 Alur 17 Alur 19 Alur 18

(23)

Jumlah panas keluar (Q keluar) Tangki Destilasi (TD-350) pada alur 18 adalah :

Tabel B.14 Neraca Panas Keluar Tangki Destilasi (TD-350) pada alur 18

Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tkeluar (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Pektin Air Isopropil Alkohol 12,63 15.349,92 25,15 0,431 1,000 0,612 85 85 85 25 25 25 326,52 920.995,31 923,52 Total 15.387,70 - - - 922.245,35

Jumlah panas keluar (Q keluar) Tangki Destilasi (TD-350) pada alur 19 adalah :

Tabel B.15 Neraca Panas Keluar Tangki Destilasi (TD-350) pada Alur 19

Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tkeluar (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Air Isopropil Alkohol 313,26 1.232,37 1,000 0,612 85 85 25 25 18.795,82 45.252,65 Total 1.545,63 - - - 64.048,48 Maka,

Total Panas Keluar Tangki Destilasi (TD-350) melalui alur 18 dan alur 19 adalah, Q keluar = (922.245,35 + 64.048,48) kkal/jam = 986.293,83 kkal/jam

Untuk menghasilkan suhu 85 oC pada Tangki Destilasi (TD-350) diperlukan pemanasan. Pemanas yang digunakan adalah superheated steam bersuhu 150 oC dan bertekanan 1 atm. Sedangkan kondensat yang terbentuk berupa saturated steam bersuhu 100 oC dan bertekanan 1 atm.

Untuk menghitung jumlah steam yang dibutuhkan digunakan rumus : F.Cp.(TF-T1) + S.(Hs-hs) = L.hl + V.Hvl (Geankoplis, 1997)

Dimana,

F = Laju alir massa umpan (kg/jam) Cp = Kapasitas panas umpan (kkal/kg.oC)

(24)

TF = Suhu umpan masuk (oC)

T1 = Suhu produk keluar (oC)

S = Jumlah steam yang dibutuhkan (kg/jam) Hs = Entalpi superheated steam (kkal/kg)

hs = Entalpi kondensat (kkal/kg)

L = Laju alir produk bawah Tangki Destilasi (kg/jam) hl = Entalpi produk bawah (kkal/kg)

V = Laju alir produk atas Tangki Destilasi (kg/jam) Hvl = Panas laten produk atas Tangki Destilasi (kkal/kg)

Cp umpan pada alur 17, Cp = 12,63 16.933,33 (0,431) + 15.663,19 16.933,33(1,000) + 1.257,52 16.933,33 (0,612) = 0,970 kkal/kg. o C S.((656,43 – 151,10)kkal/kg) = [(15.387,70 kg/jam).(0)] + [(1.545,63 kg/jam).(585,27 kkal/kg)] – [(16.933,33 kg/jam).(0,970 kkal/kg.oC).((30– 110)oC)] Maka,

Banyaknya steam yang dibutuhkan adalah : S = 3.579,29 kg/jam

4.6 Neraca Panas Kondensor (E-352)

E-352

Fluida pendingin masuk, 28 oC

Gambar B.6 Diagram Alir Kondensor (E-352)

(25)

Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tmasuk (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Air Isopropil Alkohol 313,26 1.232,37 1,000 0,612 85 85 25 25 18.795,82 45.252,65 Total 1.545,63 - - - 64.048,48 Q = m . Cp . dT Panas Keluar

Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tkeluar (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Air Isopropil Alkohol 313,26 1.232,37 1,000 0,612 30 30 25 25 1.566,32 3.771,05 Total 1.545,63 - - - 5.337,37

Untuk menurunkan suhu fluida panas dari 85 oC hingga menjadi 30 oC sekaligus mengubah fasanya dari uap manjadi cairan, pada Kondensor (E-352) diperlukan kondensasi dengan bantuan air pendingin. Air pendingin yang digunakan adalah air bersuhu 28 oC dan bertekanan 1 atm. Sedangkan air pendingin bekas yang terbentuk berupa air bersuhu 50 oC dan bertekanan 1 atm.

= (5.337,37 – 64.048,48) kkal/jam Qw = - 58.711,10 kkal/jam

(26)

Maka banyaknya air pendingin yang diperlukan (mw) adalah : mw = _Cp Qw w (Tw masuk − Tw keluar )

mw

=

−58.711,10 kkal /jam 1 _{kg .℃}kkal × (28 ℃ − 50 ℃)

=

2.668,69 kg/jam

4.7 Neraca Panas Rotary Dryer (RD-340)

Padatan basah masuk, 30 oC

Padatan kering keluar, 50 oC Udara panas masuk, 150 o_C

Fasa gas keluar, 60 o_C

RD-340

Gambar B.7 Diagram Alir Rotary Dryer (RD-340)

Jumlah panas masuk (Q masuk) Rotary Dryer (RD-340) pada Alur 21 adalah :

Tabel B.18 Neraca Panas Masuk pada Rotary Dryer (RD-340) melalui Alur 21

Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tmasuk (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Pektin Air Isopropil Alkohol 618,68 63,59 5,11 0,431 1,000 0,612 30 30 30 25 25 25 1.333,27 317,93 15,62 Total 687,38 - - - 1.666,83 Alur 21 Alur 22 Alur 24

(27)

Jumlah panas keluar (Q keluar) Rotary Dryer (RD-340) pada alur 22 adalah :

Tabel B.19 Neraca Panas Keluar Rotary Dryer (RD-340) pada Alur 22

Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tkeluar (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Air Isopropil Alkohol 50,96 5,11 1,000 0,612 60 60 25 25 1.783,62 109,35 Total 56,07 - - - 1.892,97

Jumlah panas keluar (Q keluar) Rotary Dryer (RD-340) pada alur 24 adalah :

Tabel B.20 Neraca Panas Keluar Rotary Dryer (RD-340) pada alur 24

Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tkeluar (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Pektin Air 618,68 12,63 0,431 1,000 50 50 25 25 15.467,17 315,66 Total 631,31 - - - 15.782,83 Maka,

Total Panas Keluar pada Rotary Dryer (RD-340) melalui alur 22 dan alur 24 adalah, Q keluar = (1.892,97 + 15.782,83) kkal/jam = 17.675,80 kkal/jam

Produk Pektin yang diinginkan adalah Pektin Padatan dengan kandungan air 2 %. Untuk mengurangi kadar air pada Produk, maka dilakukan pengeringan pada

Rotary Dryer ini. Pengeringan pada Rotary Dryer memerlukan udara panas sebagai

media pengeringnya. Dimana dalam hal ini, panas pada udara panas berasal dari

superheated steam bersuhu 150 oC bertekanan 1 atm yang mengalir melewati Blower (JB-342) yang merupakan alat yang berfungsi untuk menghembuskan udara panas menuju Rotary Dryer (RD-340).

Untuk menghitung jumlah udara yang dibutuhkan Rotary Dryer (RD-340) digunakan rumus :

(28)

Dimana,

G = Laju alir massa udara (kg/jam)

H2 = Kelembapan udara masuk (kg H2O/kg udara)

LS1 = Laju alir massa padatan basah (kg/jam)

X1 = Kandungan cairan pada padatan masuk (kg cairan/ kg padatan)

H1 = Kelembapan udara keluar (kg H2O/kg udara)

LS2 = Laju alir massa padatan kering (kg/jam)

X2 = Kandungan cairan pada padatan keluar (kg cairan/kg padatan)

Asumsi udara masuk adalah udara kering (tidak mengandung H2O), maka H2 = 0

kg H2O/kg udara. Maka,

G.H1 = G.H2 + LS1.X1 - LS2.X2 (Geankoplis, 1997)

= G.(0) + [(687,38 kg/jam).(0,111 kg cairan/kg padatan)] – [(631,31 kg/jam).(0,0888 kg cairan/kg padatan)]

G.H1 = 20,25 kg/jam

Untuk perhitungan selanjutnya digunakan data : Treferensi = 0 oC Hvl Isopropil Alkohol = 663,67 kJ/kg Hvl Air = 2.489,76 kJ/kg CSi = (1.005 + (1,88 . Hi)) H’Gi = CSi . (TGi – Treferensi) + Hi .Hvl i (Geankoplis, 1997) Maka, H’G2 = CS2 . (TG2 – Treferensi) + H2 .Hvl air = [(( 1.005 + (1,88 . (0))).((150 – 0) oC))] + [(0) . (2.489,76 kJ/kg)] H’G2 = 150,75 kJ/kg

H’G1 = CS1 . (TG1 – Treferensi) + H1 .Hvl Isopropil Alkohol

= (1.005 + (1,88 . H1)) . ((60 – 0) oC) + (H1 . (663,67 kJ/kg))

(29)

Cp umpan pada alur 21,

CpS1 = 618,68_687,38 (0,431) + _687,3863,59 (1,000) + _687,385,11 (0,612)

= 0,485 kkal/kg.oC CpS1 = 2,021 kJ/kg.oC

Cp fasa gas pada alur 22,

CpS2 = 50,96 _56,07 (1,000) + _56,075,11 (0,612) = 0,965 kkal/kg.oC CpS2 = 4,021 kJ/kg.oC H’S2 = CpS1 . (TS2 – Treferensi) + X2 . CpS2 .(TS2 – Treferensi) = [(2,021 kJ/kg.oC).((50 – 0) oC))] + [(0,089).(4,021 kJ/kg.oC).(50 – 0) oC)] H’S2 = 118,92 kJ/kg H’S1 = CpS1 . (TS2 – Treferensi) + X2 . CpS2 .(TS2 – Treferensi) = [(2,021 kJ/kg.oC).((30 – 0) oC))] + [(0,111).(4,021 kJ/kg.oC).(30 – 0) oC)] H’S1 = 74,03 kJ/kg

Untuk perhitungan selanjutnya, digunakan rumus :

G.H'G2 + LS1.H'S1 = G.H'G1 + LS2.H'S2 + Q (Geankoplis, 1997)

Diasumsikan tidak ada panas yang hilang di dalam Rotary Dryer, Q = 0. Maka,

G = (1,88 . G . H1) + (LS2 . HS2) − (LS1 . HS1)

�H_G2′ − 1,005�

= �(1,88 . 48,61) kJ/jam � + (75.078,05 kJ/jam ) – (50.889,73 kJ/jam )

(150,75 − 1,005)kJ/kg

G = 161,78 kg/jam

Jumlah udara yang dibutuhkan Rotary Dryer (RD-340) adalah sebanyak 161,78 kg udara/jam.

Untuk menghasilkan udara panas dengan suhu 60 oC, diperlukan steam untuk memanaskan udara.

(30)

Panas yang dilepas steam (Qsteam) :

Qsteam = Qkeluar – Qmasuk

= (17.675,80 – 1.666,83) kkal/jam Qsteam = 16.008,97 kkal/jam

Dari Tabel Steam Smith, 2004 diperoleh, Hv (150 oC, 1 atm) = 664,01 kkal/kg

Hl (100 oC, 1 atm) = 100,15 kkal/kg

Maka banyaknya steam yang diperlukan (ms) adalah :

ms = _HQs

v− Hl

=

16.008,97 kkal /jam

(664,01 − 100,15) kkal /kg

=

26,80 kg/jam 4.8 Neraca Panas Kondensor (E-345)

E-345

Fluida pendingin masuk, 28 oC

Gambar B.8 Diagram Alir Kondensor (E-345)

Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tmasuk (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Air Isopropil Alkohol 50,96 5,11 1,000 0,612 60 60 25 25 1.783,62 109,35 Total 56,07 - - - 1.892,97 Alur 22 Alur 23

(31)

Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tkeluar (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Air Isopropil Alkohol 50,96 5,11 1,000 0,612 30 30 25 25 254,80 15,62 Total 56,07 - - - 270,42

Untuk menurunkan suhu fluida panas dari 60 oC hingga menjadi 30 oC sekaligus mengubah fasanya dari uap manjadi cairan, pada Kondensor (E-345) diperlukan kondensasi dengan bantuan air pendingin. Air pendingin yang digunakan adalah air bersuhu 28 oC dan bertekanan 1 atm. Sedangkan air pendingin bekas yang terbentuk berupa air bersuhu 50 oC dan bertekanan 1 atm.

= (270,42 – 1.892,97) kkal/jam Qw = - 1.622,55 kkal/jam

mw = _Cp Qw

w (Tw masuk − Tw keluar )

mw

=

−1.622,55 kkal /jam

(32)

Total kebutuhan steam yang diperlukan pada Pabrik Pektin dari Kulit Kakao ditabulasikan pada Tabel B.23 berikut ini.

Tabel B.23 Total Kebutuhan Steam yang diperlukan pada Pabrik Pektin dari Kulit Kakao

Unit Kebutuhan Steam (kg/jam) Tangki Ekstraksi (EX-210)

Vaporizer (V-310) Tangki Destilasi (TD-350) Rotary Dryer (RD-340) 2.483,95 22.516,88 3.579,29 26,80 Total 28.606,92

Total kebutuhan air pendingin yang diperlukan pada Pabrik Pektin dari Kulit Kakao ditabulasikan pada Tabel B.23 berikut ini.

Tabel B.24 Total Kebutuhan air pendingin yang diperlukan pada Pabrik Pektin dari Kulit Kakao

Unit Kebutuhan Air Pendingin (kg/jam) Kondensor (E-312) Cooler (E-316) Kondensor (E-352) Kondensor (E-345) 56.519,48 30.474,04 2.668,69 73,75 Total 89.735,95

(33)

LAMPIRAN C

PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

C.1 Gudang (G – 111)

Fungsi : Sebagai tempat penyimpanan sementara bahan baku (kulit kakao),

Bentuk : Prisma segi empat beraturan, Bahan konstruksi : Beton,

Kondisi Operasi : 30 oC; 1 atm

Kebutuhan kulit kakao per jam = 15.226,94 kg. Gudang didisain agar bisa menyimpan persediaan bahan baku untuk kebutuhan 2 (dua) minggu produksi.

Kebutuhan kulit kakao = 15.226,94 kg

1 jam × 24 jam 1 hari × 7 hari 1 minggu × 2 minggu = 5.116.252,41 kg kulit kakao Densitas (ρ) kulit kakao = 1.322,5 kg/m3

Volume kulit kakao = massa (m)

densitas (ρ) =

5.116.252,41 kg

1.322,5 kg /m3 = 3.868,62 m3

Gudang dirancang agar terdiri dari 2 bangunan berbentuk prisma segi empat beraturan.

Volume gudang

Volume kulit kakao tiap gudang = 3.868,62 m3

2 = 1.934,31 m3

Setiap gudang dirancang agar memiliki ruang kosong 20 %, maka volume total tiap gudang,

Volume total tiap gudang = 100 %

80 % × 1.934,31 m3 = 2.321,17 m3

Tinggi gudang (T) = 5 meter Dimensi gudang

Lebar gudang (L) = L

Panjang gudang (P) = 2 × L (Perbandingan P : L = 1:2) Volume gudang = P × L × T

(34)

= 2 × L2 × T 2.321,17 m3 = 2 × (L2) m2 × 5 m L2 = 2.321,17 m3 2 × 5 m = 232,12 m2 L = �98,86007 m2 = 15,24 m P = 2 × 15,24 m = 30,47 m Dengan demikian,

Tiap gudang didisain berkonstruksi beton dan berdinding seng dengan berdimensi :

Panjang (P) = 30,47 m Lebar (L) = 15,24 m Tinggi (T) = 5 m

C.2 Belt Conveyor (BC – 112)

Fungsi : Sebagai alat untuk memindahkan kulit kakao dari gudang ke crusher.

Jenis : Flat Belt on Continous Flow Bahan konstruksi : Carbon Steel

Kondisi Operasi : 30 oC ; 1 atm Laju alir bahan baku : 15.226,94 kg/jam Jumlah alat : 1 (satu) unit Faktor kelonggaran : 20 %

Kapasitas alat = (1 + 0,2) ×15.226,94 kg/jam

2 =18.272,33 kg/jam

Dari Tabel 21 – 7 Perry, 1997, untuk kapasitas 18.272,33 kg/jam diperoleh : – Kecepatan Belt = 200 ft/menit

– Tinggi Belt = 14 inchi – Daya motor = 2 hp

(35)

C.3 Crusher (SR – 110)

Fungsi : Sebagai alat untuk memotong atau memperkecil ukuran kulit kakao.

Jenis : Rotary knife cutter Kondisi operasi : 30 oC ; 1 atm Laju alir bahan baku : 15.226,94 kg/jam Jumlah alat : 1 (satu) unit Faktor kelonggaran : 20 %

Kapasitas alat = (1 + 0,2) × 15.226,94 kg/jam = 18.272,33 kg/jam Dari halaman 829 Perry, 1997, dipilih tipe rotary knife cutter dengan spesifikasi :

Panjang pisau = 21 cm Jumlah pisau = 5 unit

Bahan konstruksi = Stainless steel Kecepatan putaran = 920 rpm

Power = 5 Hp

C.4 Screw Conveyor 1 (SC – 113)

Fungsi : Sebagai alat pengangkut potongan kulit kakao dari rotary cutter menuju tangki ekstraktor.

Jenis : Rotary Vane Feeder Bahan konstruksi : Carbon Steel

Kondisi operasi : 30 oC ; 1 atm Laju alir bahan baku : 15.226,94 kg/jam Jumlah alat : 1 (satu) unit Faktor kelonggaran : 20 %

Kapasitas alat = (1 + 0,2) × 15.226,94 kg

jam = 18.272,33 kg/jam

Dari Tabel 21 – 6 Perry, 1997, untuk kapasitas 15.226,94 kg/jam diperoleh : – Diameter pipa = 2,5 inchi

– Diameter shaft = 3 inchi – Diameter pengumpan = 12 inchi – Panjang maksimum = 75 ft

(36)

– Pusat gantungan = 12 ft – Kecepatan motor = 55 rpm – Daya motor = 15,6 hp

C.5 Tangki HCl (TT – 211)

Fungsi : Sebagai wadah penyimpanan larutan HCl

Bentuk : Silinder tegak dengan alas datar dan tutup ellipsoidal Bahan konstruksi : Stainless Steel A – 283 – 54 grade C

Jumlah alat : 1 (satu) unit Kondisi operasi : 30 oC ; 1 atm

Basis perhitungan : 30 hari masa penyimpanan larutan HCl Massa HCl (mHCl) = 1.502,12_jamkg × 24 _harijam × 30 hari

= 1.081.524,40 kg

Densitas HCl (ρHCl) = 1184 kg/m3 = 73,9147 lb/ft3

Volume HCl (VHCl) = m_ρ = 1.081.524,40 kg_{1184 kg m}_⁄ ₃ = 913,45 m3

Faktor kelonggaran = 20 % Penentuan ukuran tangki

Volume tangki, VT = (1 + 0,2) × 913,45 m3 = 1.096,14 m3

Diameter dan tinggi silinder :

Direncanakan : – Tinggi silinder = Diameter (Hs : D) = 5 : 4

- Tinggi head = Diameter (Hh : D) = 1 : 4

• Volume silinder, Vs :

Vs = π₄ × D2 × Hsr (Brownell and Young, 1958)

Vs = π₄ × D2 × �5₄ × D� = 0,91825 D3

• Volume tutup, Vh:

Vh = ₂₄π × D3 = 0,131 D3 (Brownell and Young, 1958)

(37)

Hsr = Tinggi silinder D = Diameter tangki VT = Vs + Vh 1.096,14 m3 = 0,91825 D3 + 0,131 D3 1.096,14 m3 = 1,112 D3 D = �1.096,14 m3 1,112 3 D = 9,95 m r = D 2 = 9,95 m 2 = 4,98 m = 195,91 in

Sehingga disain tangki :

• Diameter silinder, D = 9,95 m

• Tinggi silinder, Hsr = �5₄ × 9,95 m� = 12,44 m

• Tinggi tutup, Hh = �1₄ × 9,95 m�= 2,49 m

• Tinggi total tangki, HT = Hsr + Hh = 14,93 m = 48,98 ft

• Tinggi cairan, Hc = 𝑉𝑉_𝑉𝑉𝐻𝐻𝐻𝐻𝑔𝑔 𝐻𝐻 × 𝐻𝐻𝐻𝐻 = 913,45 m3 1.096,14 m3 × 48,98 m = 12,44 m = 40,81 ft Tebal shell, t = PR

SE−0,6 P+ (C × N) (Tabel 9 McCetta and Cunningham, 1993)

Tebal shell dan tutup tangki

- Allowable working stress (S) = 12.650 psia - Efisiensi sambungan (E) = 0,8

- Faktor korosi (C) = 0,13 – 0,5 mm/tahun,

yang digunakan = 0,01 in/tahun - Umur alat (N) = 15 tahun

- Tekanan Operasi = 1 atm = 14,696 psia - Tekanan Hidrostatik (Ph) = (𝐻𝐻₁₄₄𝑐𝑐− 1) × 𝜌𝜌

= (40,81 ft − 1)

144 × 73,9147 lb/ft3

(38)

- Tekanan Operasi (P) P = Po + Ph P = (14,696 + 20,44) psia = 35,13 psia - Tekanan disain (Pd) Pd = (1 + fk) × P = (1 + 0,2) × 35,13 psia Pd = 42,16 psia

Maka tebal shell :

t = (42,16 psia). (195,91 in)

�(12.650 psia). (0,8)� − �(0,6 ). (42,16 psia)�+ (0,01 in/tahun × 15 tahun) t = 0,97 in

digunakan shell standar dengan tebal 1 in.

Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama, yaitu setebal 1 in.

C.6 Pompa HCl (J – 212)

Fungsi : Sebagai tempat untuk memompakan HCl dari tangki penyimpanan HCl ke tangki ekstraksi

Bentuk : Pompa Sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 2 (dua) unit Kondisi operasi : 30 oC ; 1 atm

Laju massa HCl, FHCl = 1.502,12 kg/jam = 0,92 lbm/detik

Densitas HCl, ρHCl = 1.184 kg/m3 = 73,91 lbm/ft3

Viskositas HCl, µHCl = 0,8871 cP = 0,00067 lbm/ft.jam

Maka, laju alir volumetrik HCl, QHCl = F_ρHCl

HCl =

0,92 lbm⁄detik

(39)

Diameter pipa ekonomis, De :

Perencanaan pompa

De = 3,9 . (Q)0,45. (ρ)0,13 (Peters dkk, 1990)

= 3,9 . (0,0124 ft3/detik)0,45 . (73,91 lb/ft3)0,13 = 0,95 in

Dari App. 5, Perry, 1997 dipilih :

- Jenis pipa = Carbon steel, sch.40

- Diameter nominal = 1 in = 0,0833 ft - Diameter dalam (ID) = 1,049 in = 0,0874 ft

- Diameter luar (OD) = 1,315 in = 0,1096 ft - Luas penampang (Ai) = 0,0060 ft2

Kecepatan rata – rata fluida, V = Q Ai = 0,0124 ft3_⁄_detik 0,0060 ft2 = 2,07 ft/detik Bilangan reynold, NRe = 𝜌𝜌 . 𝑉𝑉 . 𝐷𝐷_𝜇𝜇 = 73,91 lb ft 3_{. 2,07 ft detik . 0,0874 ft}_⁄ ⁄ 0,00067_{ft . jam}lb m NRe = 22.483,13 (Turbulen) 𝜀𝜀 𝐷𝐷 = 0,00015 ft 0,0874 ft = 0,0017

Dari App. C – 3, Foust, 1980, untuk nilai NRe = 16145,59 dan _𝐷𝐷𝜀𝜀 = 0,002894

diperoleh : f = 0,009.

Kelengkapan pipa (App. C – 2a, Foust, 1980): Penentuan panjang total pipa, ΣL

- Panjang pipa lurus, L1 = 50 ft

- 1 unit gate valve fully open (L/D = 13) L2 = 1 × 13 × 0,336 ft = 4,362 ft

- 2 unit elbow standar 90 oC (L/D = 30) L3 = 2 × 30 × 0,336 ft = 20,130 ft

- 1 unit sharp edge entrance (K = 0,5 ; L/D = 30) L4 = 1 × 30 × 0,336 ft = 10,065 ft

(40)

L5 = 1 × 60 × 0,336 ft = 10,065 ft ΣL = L1 + L2 + L3 + L4 + L5 ΣL = 50 + 4,362 + 20,130 + 10,065 + 20,130 = 94,622 ft ΣF = f . V_{2 . g}2 . ΣL c .D (pers. 2.10 – 6 Geankoplis, 1983) Penentuan friksi, ΣF ΣF = _{2 . (32,174 lb}(0,009) . (2,07 ft detik⁄ )2 . 94,622 ft m .ft lb⁄ f .s2) . (0,0874 ft) = 2,605 ft.lbf/lbm 1 2 . ∝ . 𝑔𝑔𝑐𝑐 (𝑖𝑖2 2_{− 𝑖𝑖} 12) + �𝑔𝑔 (𝑧𝑧_𝑔𝑔2− 𝑧𝑧_𝑐𝑐 1)� + (𝐼𝐼2 − 𝐼𝐼1) + ΣF + Wf = 0

Kerja yang diperlukan, –Wf

Jika : Z1 = 0, Z2 = 16,95 ft, V1 = 0 ft/detik, V2 = 2,07 ft/detik, P2 – P1 = 0, g = 9,8 m/detik2 = 32,152 ft/detik2 gc = 32,174 lbm.ft/lbf.detik2, α = 1,0 (aliran turbulen) Maka, 1 2 . 1 . 32,174 ((2,07)2− 02) + 32,152 (15,29969− 0) 32,174 + (0) + 6,444982 + Wf = 0 Wf = – 19,61 ft.lbf/lbm Wp = −𝑊𝑊𝑓𝑓 . 𝑄𝑄 . 𝜌𝜌 550 Daya pompa, Wp Wp = �19,61 ft._{lb m}lb f�. �0,0124 _detikft 3 �. (73,9147 lbm⁄ )ft3 (550 ft . lbf s⁄ ) 1 hp⁄ = 0,03 hp

Efisiensi pompa 75 % (pers. 2.7 – 30 Geankoplis, 1983) Daya aktual motor = 0,03

0,75 = 0,04 hp

(41)

C.7 Tangki Ekstraktor (EX – 210)

Fungsi : Sebagai tempat ekstraksi kulit kakao

Bentuk : Silinder tegak dengan tutup atas berbentuk ellipsoidal Bahan konstruksi : Stainlees steel

Jumlah : 1 (satu) unit Kondisi operasi : 90 oC ; 1 atm Basis perhitungan : 1 jam

Massa Campuran (m) = 91.361,65 kg jam × 1 jam = 91.361,65 kg Densitas (ρ) = 1.076,307 kg/m3 = 67,19164 lb/ft3 Volume (VC) = m_ρ = _{1.076,307 kg m}91.361,65 kg_⁄ ₃ = 84,88 m3 Faktor kelonggaran = 20 % Penentuan ukuran tangki

Volume tangki, VT = (1 + 0,2) × 84,88 m3 = 101,86 m3

Diameter dan tinggi silinder :

Direncanakan : – Tinggi silinder = Diameter (Hs : D) = 5 : 4

- Tinggi head = Diameter (Hh : D) = 1 : 4

• Volume silinder, Vs :

Vs = π₄ × D2 × Hsr (Brownell and Young, 1958) Vs = π₄ × D2 × �5₄ × D� = 0,91825 D3

• Volume tutup, Vh:

Vh = ₂₄π × D3 = 0,131 D3 (Brownell and Young, 1958) Dimana : Hsr = Tinggi silinder D = Diameter tangki VT = Vs + Vh 101,86 m3 = 0,91825 D3 + 0,131 D3 101,86 m3 = 1,112 D3 D = �101,86 m3 1,112 3

(42)

D = 4,51 m

r = D

2 = 4,51 m

2 = 2,25 m = 88,73 in

Sehingga disain tangki :

• Diameter silinder, D = 4,51 m = 14,79 ft • Tinggi silinder, Hsr = �5₄ × 4,51 m� = 5,63 m

• Tinggi tutup, Hh = �1₄ × 4,51 m�= 0,56 m

• Tinggi total tangki, HT = Hsr + Hh = 6,19 m = 20,33 ft

• Tinggi cairan, Hc = 𝑉𝑉_𝑉𝑉𝐻𝐻 𝐻𝐻 × 𝐻𝐻𝐻𝐻 = 84,88 m3 101,86 m3 × 6,19 m = 5,17 m = 16,94 ft Tebal shell, t = PR

SE−0,6 P+ (C × N) (McCetta and Cunningham, 1993)

Tebal shell dan tutup tangki

- Allowable working stress (S) = 12.650 psia - Efisiensi sambungan (E) = 0,8

- Faktor korosi (C) = 0,13 – 0,5 mm/tahun yang digunakan = 0,01 in/tahun

- Umur alat (N) = 15 tahun

- Tekanan Operasi = 1 atm = 14,696 psia - Tekanan Hidrostatik (Ph) = (𝐻𝐻₁₄₄𝑐𝑐− 1) × 𝜌𝜌 = (16,94 ft − 1) 144 × 73,9147 lb/ft3 Ph = 7,44 psia - Tekanan Operasi (P) P = Po + Ph P = (14,696 + 7,44) psia = 22,14 psia - Tekanan disain (Pd) Pd = (1 + fk) × P = (1 + 0,2) × 22,14 psia Pd = 26,56 psia

(43)

Maka tebal shell :

t = (26,56 psia). (88,73 in)

�(12.650 psia). (0,8)� − �(0,6 ). (26,56 psia)�+ (0,01 in/tahun × 15 tahun) t = 0,383 in

digunakan shell standar dengan tebal 0,5 in.

Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama, yaitu setebal 0,5 in.

Jenis pengaduk : flat 6 blade turbin impeller Penentuan pengaduk

Jumlah baffle : 4 unit

Untuk turbin standar (McCabe, 1993), diperoleh Da/Dt = 1 3� ; Da = 1 3� × 14,79 ft = 4,93 ft E/Da = 1 ; E = 4,93 ft L/Da = 1 4� ; L = 1 4� × 4,93 ft = 1,23 ft W/Da = 1 5� ; W = 1 5� × 4,93 ft = 0,99 ft J/Dt = 1 12� ; J = 1 12� × 14,79 ft = 1,23 ft 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 blade

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/detik Bilangan Reynold, NRe = 𝜌𝜌 . 𝑁𝑁 . (𝐷𝐷𝑚𝑚) 2 𝜇𝜇 = (67,19164 𝑔𝑔𝐿𝐿 𝑓𝑓𝑚𝑚 3) . (1 𝑝𝑝𝑠𝑠𝑚𝑚𝑔𝑔𝑙𝑙𝑔𝑔𝑔𝑔 /𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑘𝑘 ) . (14,79 𝑓𝑓𝑚𝑚)2 �0,0003_{𝑓𝑓𝑚𝑚 .𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑘𝑘}𝑔𝑔𝐿𝐿 𝑚𝑚 � = 48.986.742,38

(44)

P = KT . n3 . (Da)2 . ρ gc KT = 6,3 P = (6,3) . (1 putaran /detik )3 . (4,93 ft)2 . �67,19164 lb/ft3� 32,174 lbm._{lb f.detik 2}ft × 1 ℎ𝑝𝑝 550 𝑓𝑓𝑚𝑚.𝑔𝑔𝐿𝐿𝑓𝑓/𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑚𝑘𝑘 P = 69,64 hp

Efisiensi motor penggerak 80 % Daya motor penggerak = 69,64

0,8 = 87,06 hp ≈ 87 hp

- Jumlah steam (100 oC) = 5.961,49 kg/jam (Lampiran B) Penentuan jaket pemanas

- Panas yang dibutuhkan (Q) = 3.361.400,92 Kkal/jam (Lampiran B) = 13.339.116,91 Btu/jam

- Temperatur awal (To) = 30 oC = 86 oF

- Temperatur steam (Ts) = 150 oF = 302 oF

- Densitas steam (ρ) = 943,37 kg/m3 = 58,8928 lbm/ft3

- Tinggi jaket (HJ) = Tinggi cairan (HC) = 5,17 m = 16,94 ft

- Koef. Perpindahan Panas (UD) = 200 btu/jam.ft2.oF

- Luas Permukaan Perpindahan Panas (A) A = 𝑄𝑄

𝑈𝑈𝐷𝐷 × ∆𝐻𝐻

= 7860181 𝐿𝐿𝑚𝑚𝑠𝑠 /𝑗𝑗𝑔𝑔𝑚𝑚

200_{𝑗𝑗𝑔𝑔𝑚𝑚 .𝑓𝑓𝑚𝑚 2.°𝐹𝐹}𝐿𝐿𝑚𝑚𝑠𝑠 × (302 °𝐹𝐹 − 86 °𝐹𝐹)

A = 308,77 ft2

- Volume Steam (VSteam)

VSteam = 𝑚𝑚_𝜌𝜌𝑆𝑆𝑚𝑚𝑚𝑚𝑔𝑔𝑚𝑚

𝑆𝑆𝑚𝑚𝑚𝑚𝑔𝑔𝑚𝑚 =

5.961,49 kg

943,37 kg /m3 = 6,501 m

3

- Diameter Luar Jaket (D2)

VSteam = 1₄ π �D22− D12� × Hj

6,501 m3 = 1

4 (3,14) �D22− (4,51 m)2� × 5,17 m

(45)

- Tebal Jaket Pemanas (TJ)

TJ = D2 – DTangki = 4,68 m – 4,51 m = 0,17 m

TJ = 6,87 in

Dipilih jaket pemanas dengan tebal 7 in.

C.8 Pompa Ekstraktor (J – 221)

Fungsi : Sebagai tempat memompakan bubur kulit kakao dari tangki ekstraksi ke unit filtrasi I

Bentuk : Pompa Sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 1 (satu) unit Kondisi operasi : 90 0C ; 1 atm

- Laju massa Campuran, FC = 91.361,65 kg/jam = 55,95 lbm/detik

- Densitas Campuran, ρC = 1.076,307 kg/m3 = 67,19164 lbm/ft3

- Viskositas Campuran, µC = 0,446449 cP = 0,0003 lbm/ft.jam

Maka, laju alir volumetrik campuran, QC = _ρFC C = 55,95 lbm⁄detik 67,19164 lb ft_⁄ 3 = 0,832 ft 3 /detik

De = 3,9 . (Q)0,45. (ρ)0,13 (Peter dkk, 1990)

= 3,9 . (0,832 ft3/detik)0,45 . (67,19164 lb/ft3)0,13 = 6,206 in

- Jenis pipa = Carbon steel, sch.40

- Diameter nominal = 6 in = 0,5 ft - Diameter dalam (ID) = 6,065 in = 0,505 ft - Diameter luar (OD) = 6,625 in = 0,552 ft - Luas penampang (Ai) = 0,2006 ft2

(46)

Kecepatan rata – rata fluida, V = Q Ai = 0,832 ft3⁄detik 0,2006 ft2 = 4,15 ft/detik Bilangan reynold, NRe = 𝜌𝜌 . 𝑉𝑉 . 𝐷𝐷_𝜇𝜇 = 67,19164 lb ft 3_{. 4,15 ft detik . 0,832 ft}_⁄ ⁄ 0,0003_{ft . jam}lb m NRe = 469.886,59 (Turbulen) 𝜀𝜀 𝐷𝐷 = 0,00015 ft 0,832 ft = 0,000297

Dari App. C – 3, Foust, 1980, untuk nilai NRe = 469.886,59 dan _𝐷𝐷𝜀𝜀 =

0,000297 diperoleh : f = 0,0045.

- 2 unit elbow standar 90 oC (L/D = 30) L3 = 2 × 30 × 0,336 ft = 20,130 ft

- 1 unit sharp edge exit (K = 1 ; L/D = 60) L5 = 1 × 60 × 0,336 ft = 10,065 ft ΣL = L1 + L2 + L3 + L4 + L5 ΣL = 50 + 4,362 + 20,130 + 10,065 + 20,130 = 94,622 ft ΣF = f . V_{2 . g}2 . ΣL c .D (pers. 2.10 – 6 Geankoplis, 1983) Penentuan friksi, ΣF = (0,0045) . (4,15 ft detik⁄ )2 . 94,622 ft 2 . (32,174 lbm .ft lb⁄ f .s2) . (0,832 ft) ΣF = 1,269756 ft.lbf/lbm

(47)

1

2 . ∝ . 𝑔𝑔𝑐𝑐 (𝑖𝑖2

2_{− 𝑖𝑖}

12) + �𝑔𝑔 (𝑧𝑧_𝑔𝑔2− 𝑧𝑧_𝑐𝑐 1)� + (𝐼𝐼2 − 𝐼𝐼1) + ΣF + Wf = 0

Jika : Z1 = 0, Z2 = 12 ft, V1 = V2 = 0 ft/detik, P2 – P1 = 0, g = 9,8 m/detik2 = 32,152 ft/detik2 gc = 32,174 lbm.ft/lbf.detik2, α = 1,0 (aliran turbulen) Maka, 1 2 . 1 . 32,174 (02− 02) + 32,152 (12 − 0) 32,174 + (0) + 1,269756 + Wf = 0 Wf = – 13,16 ft.lbf/lbm Wp = −𝑊𝑊𝑓𝑓 . 𝑄𝑄 . 𝜌𝜌 550 Daya pompa, Wp Wp = �13,16 ft._{lb m}lb f�. �4,15 _detikft 3 �. (67,19164 lbm⁄ )ft3 (550 ft . lbf s⁄ ) 1 hp⁄ = 1,34 hp

0,75 = 1,78 hp

Digunakan pompa yang berdaya = 2 hp

C.9 Rotary Drier Vacuum Filter 1 (RDVF – 220)

Fungsi : Sebagai alat untuk memisahkan filtrat pektin dengan cake kulit kakao

Kondisi operasi : 90 oC ; 1 atm Jenis : Pompa Sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 1 (satu) unit

(48)

Padatan = 12.922,19 kg/jam = 28.488,56 lb/jam Kandungan Filtrat

Larutan = 78.439,46 kg/jam = 172.929,4 lb/jam ρcamp = 1.076,307 kg/m3 = 67,19164 lb/ft3

Direncanakan menggunakan 1 unit RDVF

V = (172.929,4 lb/jam)/(67,191647 lb/ft3) = 2.573,67 ft3/jam Laju alir volume filtrat, (V)

= 320,87 gal/menit

Dari tabel 19 – 13 Perry, ed. 6 dipilih : Slow filtering

Konsentrasi solid < 5%

Laju alir filtrat ideal 0,01 – 2 gal/menit.ft2

Dari tabel 11 – 12 Stanly M. Wallas diperoleh dimensi rotary drier vacuum

filter :

Panjang drum : 16 ft Diameter drum : 12 ft Luas permukaan : 608 ft2 Maka :

Laju alir filtrat = (320,87 gal/menit)/(608 ft2) = 0,528 gal/menit.ft2

Karena hasil perhitungan terhadap laju alir filtrat berada diantara 0,01 – 2 gal/menit.ft2 maka dianggap telah memenuhi syarat (layak).

Dari tabel 6. Perry ed. 3 Hal 990 untuk solid karakteristik larutan Kapasitas = 200 – 2.500 lb/ft2.hari

Tahanan RDVF = 6 – 20 in. Kapasitas filtrat (Qf)

Qf = ((172.929,4 lb/jam × 24 jam/hari))/(608 ft2)

(49)

PRDVF’ = 0,005 hp/ft2 × 608 ft2 = 3,04 hp

Penentuan power RDVF, (PRDVF)

Jika efisiensi motor 80% maka : PRDFV = (3,04 hp)/0,8 = 3,8 hp ≈ 4 hp

C.10 Bak Penampung Cake (BP – 222)

Fungsi = Untuk menampung refinat dari RDVF – 220 Type = Bak persegi empat terbuat dari beton

Laju refinat = 14.357,9 kg/jam Waktu tinggal = 1 hari

Jumlah refinat = 14.357,9 kg jam × 24 jam 1 hari × 1 hari = 344.589,6 kg Densitas refinat = 1.076,3 kg/m3 Volume refinat = 344.589,6 𝑘𝑘𝑔𝑔 1.076,3 𝑘𝑘𝑔𝑔/𝑚𝑚3 = 320,16 m3 Tinggi bak penampung = 3 m

Panjang bak = P (perbandingan P dan L adalah 2:1)

Volume = P × L × T 320,16 m3 = 2L2 × 3 L2 = 53,36 m2 L = 7,3 m P = 2 × L = 14,61 m C.11 Pompa Filtrat (J – 311)

Fungsi : Sebagai tempat memompakan bubur kulit kakao dari tangki ekstraksi ke Evaporator

Bentuk : Pompa Sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 1 (satu) unit Kondisi operasi : 70 oC ; 1 atm

- Laju massa Filtrat, FF = 77,003.66 kg/jam = 47,16 lbm/detik

(50)

- Viskositas Filtrat, µC = 0,557241 cP = 0,000374 lbm/ft.jam

Maka, laju alir volumetrik campuran, QC = _ρFC

C =

47,16 lbm⁄detik

63,15546 lb ft_⁄ 3 = 0,746 ft3/detik

De = 3,9 . (Q)0,45. (ρ)0,13 (Peter dkk, 1990)

= 3,9 . (0,746 ft3/detik)0,45 . (63,15546 lb/ft3)0,13 = 5,816 in

- Jenis pipa = Carbon steel, sch.40 - Diameter nominal = 6 in

- Diameter dalam (ID) = 6,065 in = 0,505 ft - Diameter luar (OD) = 6,625 in

- Luas penampang (Ai) = 0,2006 ft2

Kecepatan rata – rata fluida, V = Q Ai = 0,746 ft3_⁄_detik 0,2006 ft2 = 3,72 ft/detik Bilangan reynold, NRe = 𝜌𝜌 . 𝑉𝑉 . 𝐷𝐷_𝜇𝜇 = 63,15546 lb ft 3_{. 3,591225 ft detik . 0,505 ft}_⁄ ⁄ 0,000374_{ft . jam}lb m NRe = 203.214,2 (Turbulen) 𝜀𝜀 𝐷𝐷 = 0,00015 ft 0,505 ft = 0,000297

Dari App. C – 3, Foust, 1980, untuk nilai NRe = 203.214,2 dan _𝐷𝐷𝜀𝜀 =

0,000297 diperoleh : f = 0,006.

(51)

L3 = 2 × 30 × 0,336 ft = 20,130 ft

- 1 unit sharp edge exit (K = 1 ; L/D = 60) L5 = 1 × 60 × 0,336 ft = 10,065 ft ΣL = L1 + L2 + L3 + L4 + L5 ΣL = 50 + 4,362 + 20,130 + 10,065 + 20,130 = 94,622 ft ΣF = f . V_{2 . g}2 . ΣL c .D (pers. 2.10 – 6 Geankoplis, 1983) Penentuan friksi, ΣF = (0,006) . (3,72 ft detik⁄ )2 . 94,622 ft 2 . (32,174 lbm .ft lb⁄ f .s2) . (0,505 ft) ΣF = 0,967 ft.lbf/lbm 1 2 . ∝ . 𝑔𝑔𝑐𝑐 (𝑖𝑖2 2_{− 𝑖𝑖} 12) + �𝑔𝑔 (𝑧𝑧_𝑔𝑔2− 𝑧𝑧_𝑐𝑐 1)� + (𝐼𝐼2 − 𝐼𝐼1) + ΣF + Wf = 0

Jika : Z1 = 0, Z2 = 15,37254 ft, V1 = V2 = 0 ft/detik, P2 – P1 = 0, g = 9,8 m/detik2 = 32,152 ft/detik2 gc = 32,174 lbm.ft/lbf.detik2, α = 1,0 (aliran turbulen) Maka, 1 2 . 1 . 32,174 (02− 02) + 32,152 (15,37254 − 0) 32,174 + (0) + 1,085303 + Wf = 0 Wf = – 20,71 ft.lbf/lbm

(52)

Wp = −𝑊𝑊𝑓𝑓 . 𝑄𝑄 . 𝜌𝜌 550 Daya pompa, Wp Wp = �20,71 ft._{lb m}lb f�. �3,72 _detikft 3 �. (63,15546 lbm⁄ )ft3 (550 ft . lbf s⁄ ) 1 hp⁄ = 1,77 hp

0,75 = 2,36 hp ≈ 2,5 hp

Digunakan pompa yang berdaya = 2,5 hp

C.12 Vaporizer (V – 310)

Fungsi : Menguapkan HCl dan sebagian air yang terkandung dalam filtrat pektin.

Jenis : Single vaporizer, falling film Bahan : Stainless Steel type 316 Jumlah : 1 unit

Media pemanas : Superheated steam Kondisi Operasi Tekanan : 1 atm Suhu umpan : 90 oC = 194 oF Suhu operasi : 110 oC = 230 oF Suhu steam : 150 oC = 302 oF Suhu kondensat : 100 oC = 212 oF

Koef. perp. panas menyeluruh, U = 250 btu/ft2.jam.oF (McCabe, 1976) Media Pemanas

Panas yang diserap, Q = 9.042.179 kJ/jam = 8.570.332 btu/jam Luas permukaan pemanasan, (A) = 𝑄𝑄

𝑈𝑈 × ∆𝑚𝑚 =

8.570.332 btu /jam 250 _{ft 2jam .o F.}btu × (356 𝑔𝑔_{𝐹𝐹 −230} 𝑔𝑔_{𝐹𝐹 )}

A = 272,074 ft2

Digunakan pipa 16 ft dengan OD 1 in BWG 16 1,25 in triangular pitch, dengan luas permukaan per linier (a”t) = 0,2618 ft2/ft. (Kern, 1965) Jumlah tube = A

(a"t) × L =

272,074 ft2

(53)

C.13 Kondensor (E – 312)

Fungsi : Menurunkan suhu dan mengubah fasa produk atas Vaporizer dari fasa uap ke fasa cair.

Jenis : 1 – 2 Shell and Tube

Jumlah : 1 Unit

Fluida Panas : Larutan HCl Fluida Dingin : Air Pendingin

Laju alir masuk = 37.744,25 kg/jam = 83.211,84 lbm/jam

Fluida Panas

Panas yang dilepas = 3.000.021,53 kkal/jam = 11.905.047,58 btu/jam Tawal = 110 oC = 230 oF

Takhir = 30 oC = 86 oF

Laju alir air pendingin = 136.364,62 kg/jam = 300.632,52 lbm/jam

Fluida dingin

Tawal = 28 oC = 82,4 oF

Takhir = 50 oC = 122 oF

Tabel LC – 1 Data Temperatur pada E–312

Temperatur Fluida Panas Fluida Dingin Selisih Tinggi T1 = 230 oF t2 = 122 oF 108 oF Rendah T2 = 86 oF t1 = 82,4 oF 3,6 oF LMTD = (𝐻𝐻2− 𝑚𝑚1)− (𝐻𝐻1− 𝑚𝑚2) ln� (𝐻𝐻2− 𝑚𝑚1)_{(𝐻𝐻1− 𝑚𝑚2)} � = (86°𝐹𝐹− 82,4°𝐹𝐹)− (230°𝐹𝐹− 122°𝐹𝐹) ln� _{(230 °𝐹𝐹− 122 °𝐹𝐹)}(86°𝐹𝐹− 82,4°𝐹𝐹) � = 30,729 o F R = 𝐻𝐻1− 𝐻𝐻2 𝑚𝑚2− 𝑚𝑚1 = 230°𝐹𝐹− 86°𝐹𝐹 122°𝐹𝐹−82,4°𝐹𝐹 = 3,636 S = 𝑚𝑚2− 𝑚𝑚1 𝐻𝐻1− 𝑚𝑚1 = 122°𝐹𝐹− 82,4°𝐹𝐹 230°𝐹𝐹− 82,4°𝐹𝐹= 0,268

Dari Gambar 19 Kern, 1965, diperoleh nilai FT = 0,95

Maka,

∆t LMTD = FT × LMTD = 0,995 × 30,729 oF = 29,16 oF

Rd ≥ 0,001 ∆P ≤ 10 psi

(54)

TC = 𝐻𝐻1+ 𝐻𝐻₂ 2 = 230°𝐹𝐹 + 86°𝐹𝐹₂ = 158 oF

tC = 𝑚𝑚1+ 𝑚𝑚₂ 2= 82,4°𝐹𝐹 + 122°𝐹𝐹₂ =102,2 oF

1. Luas permukaan (A)

Dari Tabel 8 Kern, 1965, untuk aqueous solution diambil UD = 150

btu/jam.ft2.oF A = 𝑄𝑄 𝑈𝑈𝐷𝐷+ ∆t = 11.905.047,58 btu /jam 150_{jam .ft 2.°F}btu + 29,16 °F = 2.721,74 ft 2 2. Jumlah tubes (Nt)

Digunakan 0,75 in OD tubes BWG 18, L = 20 ft. Dari Tabel 10 Kern, 1965, diperoleh :

Luas permukaan luar (a”) = 0,2618 ft2/ft Maka, jumlah tubes :

Nt = _{L ×a"}A = 2.721,74 ft

2

20 ft × 0,1963 ft2_/ft = 693,3 unit

Dari Tabel 9 Kern, 1965, dengan square pitch 2–P diperoleh jumlah tubes terdekat, Nt = 718 pada shell = 33 in.

3. Koreksi UD A = L × Nt × (a”) = 20 ft × 718 unit × 0,1963 ft2/ft = 2.818,9 ft2 UD = _{A × ∆t}Q = 11.905.047,58 btu /jam_{2.818,9 ft}₂_{× 29,16 °F} = 144,8 btu/jam.ft2.oF

4. Flow area (a) a. Tube side

Dari Tabel 10 Kern, 1965, untuk 0,75 in OD tube square pitch diperoleh at’ =

0,334 ft2. Maka Flow area tube side (at) :

at = at ′_{× N} t 144 × n= 0,334 ft2_{× 718 unit} 144 × 4 = 0,832 ft 2

(55)

b. Shell side

Dari Tabel 10 Kern, 1965, untuk 1 in OD tube square pitch diperoleh : Diameter (ID) = 33 in

Jarak baffle max (B) = 4 in

Clearance (C’) = 0,25 in Maka Flow area shell side (as) :

as = ID × C

′_{× B}

144 × Pt = 0,229 ft

2

5. Laju alir massa (G) a. Tube side Gt = 𝑊𝑊_𝑔𝑔𝑚𝑚 𝑚𝑚 = 99.932,48 lbm/jam.ft 2 ρfluida panas = 63,15 lb/ft3 V = Gt 3600 × ρ= 0,439 ft/s b. Shell side Gs = 𝑊𝑊_𝑔𝑔𝑠𝑠 𝑠𝑠 = 1.311.850,97 lbm/jam.ft 2 G” = 𝑊𝑊𝑠𝑠 𝐿𝐿 × (𝑁𝑁𝑚𝑚)2/3 = 818,03 lb/jam.lin.ft

6. Koefisien perpindahan panas (h) a. Tube side

Untuk V = 0,439 ft/s

Pada 102,2 oF diperoleh µ = 2,37 lb/ft.jam (Fig. 15 Kern, 1965) D = 0,652 in

12 = 0,0543 ft (Tabel 10 Kern, 1965)

Ret = 𝐷𝐷 × 𝐺𝐺_𝜇𝜇 𝑚𝑚 = 2.290,3

hi = 550 btu/jam.ft2.oF (Fig 25 Kern, 1965) hio = hi × ID

OD = 478,13 btu/jam.ft 2

(56)

b. Shell side

Asumsi awal ho = 200 btu/jam.ft2.oF tw = tc + _{ℎ𝑚𝑚𝑔𝑔+ℎ𝑔𝑔}ℎ𝑔𝑔 (𝐻𝐻_𝑐𝑐 − 𝑚𝑚_𝑐𝑐)

= 102,2 oF + 200 btu /jam .ft2.°F

757,44 _{jam .ft 2.°F}btu +200 _{jam .ft 2.°F}btu (158 °F − 102,2°F)

tw = 113,86 oF

Pada tw = 113,86 oF diperoleh :

Kw = 0,367 btu/ft.jam.oF (Tabel 4 Kern, 1965)

Sw = 1 kg/ltr (Tabel 6 Kern, 1965)

µw = 0,45 cp (Fig 14 Kern, 1965)

ho = 650 btu/ft2.jam.oF (Fig 12–9 Kern, 1965) De = 0,95 in₁₂ = 0,0791 ft (Fig 28 Kern, 1965)

Res = 𝐷𝐷 × 𝐺𝐺_𝜇𝜇 𝑠𝑠= 95.403,13

7. Koefisien perpindahan panas menyeluruh (UC)

UC = ℎ𝑚𝑚𝑔𝑔 × ℎ𝑔𝑔_{ℎ𝑚𝑚𝑔𝑔 + ℎ𝑔𝑔} = 275,48 btu/jam.ft2.oF

8. Faktor pengotor (Rd)

Rd = _UUC− UD

C × UD = 0,00327

Syarat Rd≥ 0,001

Maka disain Kondensor memenuhi persyaratan. 9. Penurunan Tekanan (∆P)

1. Pada : Tube Side

Ret = 2.290,3

f = 0,00012 ft2/in2 (Fig 26 Kern, 1965) s = 0,626

Gt = 99.932,48 lb/jam.ft2 𝑉𝑉2

(57)

∆Pt = 𝑓𝑓 × (𝐺𝐺𝑚𝑚 )2_{× 𝐿𝐿 × 𝑔𝑔} 5,22 × 1010_{× 𝐷𝐷}_𝑚𝑚_{× 𝑠𝑠 × ∅}_𝑚𝑚 ∆Pt = 0,269 psi ∆Pr = 4 × n _s × V 2 2g′ = 0,0383 psi 2. ∆PT = ∆Pt + ∆Pr = 0,269 psi + 0,0383 psi ∆PT = 0,0653 psi Syarat ∆PT ≤ 10 psi

Maka disain Kondensor memenuhi persyaratan.

1. Pada :

Shell Side

Res = 95.403,13

f = 0,0015 ft2/in2 (Fig 29 Kern, 1965) Ds = 33 in₁₂ = 2,75 ft s = 1,0 N+1 = 12 × L B = 60 ∆Ps = 𝑓𝑓 × (𝐺𝐺𝑠𝑠) 2_{× 𝐷𝐷}_𝑠𝑠_{× (𝑁𝑁+1)} 5,22 × 1010_{× 𝐷𝐷}_𝑚𝑚_{× 𝑠𝑠 × ∅}_𝑠𝑠 ∆Ps = 0,545 psi Syarat ∆Ps ≤ 10 psia

Maka disain Kondensor memenuhi persyaratan.

C.14 Pompa Produk Atas Vaporizer (J – 313)

Fungsi : Sebagai alat untuk memompakan produk atas

vaporizer ke tangki penyimpanan.

Bentuk : Pompa Sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 1 (satu) unit Kondisi operasi : 30 oC ; 1 atm

(58)

- Laju massa Larutan HCl, FHCl = 37.744.2 kg/jam = 23,11 lbm/detik

- Densitas Larutan HCl, ρHCl = 1002,6414 kg/m3 = 62,953 lbm/ft3

- Viskositas larutan HCl, µHCl = 0,5532 cP = 0,00037 lbm/ft.jam

Maka, laju alir volumetrik larutan, QC = F_ρC C = 23,11 lbm⁄detik 62,953 lb ft_⁄ 3 = 0,369 ft 3 /detik

De = 3,9 . (Q)0,45. (ρ)0,13 (Peter dkk, 1990)

= 3,9 . (0,369 ft3/detik)0,45 . (62,593 lb/ft3)0,13 = 4,265 in