LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

(1)

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

Kapasitas Produksi : 1500 ton/tahun 1 Tahun operasi : 300 hari 1 hari produksi : 24 jam Dasar perhitungan : 1 jam operasi Basis CPO : 842,435 kg/jam Satuan : kg/jam

Kapasitas produksi dalam 1 jam operasi = jam hari x ton kg x hari tahun x tahun ton 24 1 1 1000 300 1 1 1500 = 208,333 kg/jam Kemurnian Produk : • Asam stearat (C18 = 2,083 kg/jam ) = 1% x 208,333 kg/jam • Asam oleat (C18F1 = 204,166 kg/jam ) = 98% x 208,333 kg/jam • Asam linoleat (C18F2 = 2,083 kg/jam ) = 1% x 208,333 kg/jam

Kemurnian bahan baku : • CPO = 99,8% • Impuritis = 0,2%

Komposisi Asam Lemak (Bailey’, 1989) : • Asam miristat (C14 • Asam Palmitat (C ) = 2% 16 • Asam Stearat (C ) = 43% 18 • Asam Oleat (C ) = 4% 18F1) = 42%

(2)

C18 C18F1 C18F2 C18F3 14 12 13 C18F1 C18F2 C18F3 C18 C18F1 C18F2 • Asam Linoleat (C18F2 • Asam Linolenat (C ) = 2% 18F3) = 1%

Berat Molekul masing-masing komponen (kg/kmol) ………..(Perry, 1986) • Trigliserida Asam lemak = 885,445

• Gliserol = 92,09 • Asam miristat (C14 • Asam Palmitat (C ) = 228,36 16 • Asam Stearat (C ) = 256,42 18 • Asam Oleat (C ) = 284,47 18F1 • Asam Linoleat (C ) = 282,45 18F2 • Asam Linolenat (C ) = 280,44 18F3 • H ) = 312,52 2O = 18,016 1. KOLOM FRAKSINASI II (KF-102)

Pada Kolom Fraksinasi 2 diharapkan C18F1 pada produk bawah 2,77% dari umpan C18F2

Neraca Massa Total :

pada produk bawah 94,85% dari umpan. (Lab PT. Ecogreen Oleo Chemical, 2005)

N12 = N13 + N

Neraca Massa Komponen : 14

Alur 15

Jumlah produk as.Oleat (F15 C

) 208,333 kg/jam memiliki kemurnian produk : 18 = 1% N15 = 0,01 x 208,333 kg/jam = 2,083 kg/jam

Fraksinasi-01 2550C, 1 atm

(3)

C18F1 = 98% x N15 C = 0,98 x 208,333 kg/jam = 204,166 kg/jam 18F2 = 1% x N15 Alur 14 = 0,01 x 208,333 kg/jam = 2,083 kg/jam C18F1 : N12C18F1 = N13C18F1 + N14 N C18F1 12 C18F1 = 204,166 kg/jam + 0,0277 N12 (1-0,0277) N C18F1 12 C18F1 0,9723 N = 204,166 kg/jam 12 C18F1 N = 204,166 kg/jam 12 C18F1 = 209,982 kg/jam C18F2 : N12C18F2 = N13C18F2 + N14 N C18F2 12 C18F2 = 2,083 kg/jam + 0,9485 N12 (1-0,9485) N C18F2 12 C18F2 0,0515 N = 2,083 kg/jam 12 C18F2 N = 2,083 kg/jam 12 C18F1 C = 40,446 kg/jam 18F1 : N12C18 = N13 N C18 12 C18 Alur 16 = 2,083 kg/jam C18F1 : N14C18F1 = N12C18F1 - N13 N C18F1 12 C18F1 C = (209,982 - 204,166) kg/jam = 5,816 kg/jam 18F2 : N12C18F2 = N12C18F2 - N13 N C18F1 12 C18F1 = (40,446 – 2,083) kg/jam = 38,363 kg/jam C18F3 : N14C18F3 = N12 N C18F3 14 C18F3 = (100-94,85-2,77)% N12 N C18F1 14 C18F3 = 0,0238 N12 Dari neraca Total

kg/jam N12 = N13 + N N 14 12 = 208,333 kg/jam + N Persentase 14 C18F3 pada produk 0,0238 N13 N = 0,0238 x 208,333 kg/jam = 4,958 kg/jam 12 C18F3 = N14C18F3 = 4,958 kg/jam

(4)

C14 C16 C18 C18F1 C18F2 C18F3 H2O 12 8 11 C18 C18F1 C18F2 C18F3 C14 C16 C18 H2O

Tabel LA.1 Hasil perhitungan Neraca massa pada Kolom Fraksinasi 02 Komponen Massa masuk

(Kg/jam) Alur 12

Massa Keluar (Kg/jam) Alur 13 Alur 14 C C 18 18F C 1 18F C 2 18F 2,083 3 209,982 40,446 4,958 2,083 204,166 2,083 - - 5,816 38,363 4,958 Sub Total 257,47 208,333 49,137 Total 257,47 257,47 2. KOLOM FRAKSINASI I (KF-102)

Pada Kolom Fraksinasi I diharapkan laju alir produk bawah dan laju alir produk atas = 84,62% (F13) dan 15,38% (F11

Komposisi Asam Lemak:

). Perbandingan Asam lemak dengan air pada umpan yang masuk kolom fraksinasi I = 28,61 % dan 71,39%.

C14 C = 2% 16 C = 43% 18 C = 4% 18F1 C = 42% 18F2 C = 8% 18F3

(Lab PT. Ecogreen Oleo Chemical, 2005)

= 1%

Neraca massa total :

Fraksinasi-01 2550C, 1 atm

(5)

N10 = N11 + N12 Alur 11 N11 N x 0,1538 = 257,47 kg/jam 11 C = 1674, 057 kg/jam 18 C = 2,083 kg/jam 18F1 C = 209,982 kg/jam 18F2 C = 40,446 kg/jam 18F3 H = 4,958 kg/jam 2

Asam lemak = 1674,057 – 1195,057 = 478,948 kg/jam O = 0,7139 x 1674,057 kg/jam = 1195,109 kg/jam • C14 • C = 0,02 x 478,948 kg/jam = 9,578 kg/jam 16 • C = 0,43 x 478,948 kg/jam = 205,948 kg/jam 18 = 0,04 x 478,948 kg/jam = 19,158 kg/jam Alur 13 C14N10 = C14N11 C = 9,578 kg/jam 16N10 = C14N11 C = 205,948 kg/jam 18N11 = C18N10 - C18N12 = 19,158 – 2,083 = 17,075 kg/jam

LA.2 Hasil Perhitungan neraca massa pada Kolom Fraksinasi 1 Komponen Massa Masuk

Kg/jam (Alur 10) Massa Keluar Alur 11 Alur 12 C C 14 C 16 C 18 18F C 1 18F C 2 18F H 3 2 9,578 O 205,948 19,158 209,982 40,446 4,958 1195,109 9,578 205,948 17,075 - - - 1195,109 - - 2,083 209,982 40,446 4,958 -

(6)

C14 C16 C18 C18F1 C18F2 C18F3 H2O 10 8 H2O 9 C_C14 16 C18 C18F1 C18F2 C18F3 H2O Sub Total 1685,176 1.415,562 257,47 TOTAL 1685,176 1685,176 3. FLASH TANK I (FT-101)

Neraca massa total N8 = N9 + N

• Entalpi umpan masuk 10

T = 2550 H

C x1

• Entalpi umpan keluar = 1.202 Btu/Lb

T = 1200 H

C x1

• Tekanan umpan massa pada = 452,547 Btu/Lb P = 54 atm λ = 1.096,206 Btu/lb % flash = x100% λ H H_x1− _x2 = 100% 206 , 096 . 1 547 , 452 202 . 1 x − = 68,38%

Diinginkan pemisahan asam lemak 98% maka banyaknya air yang dikeluarkan flash tank.

8 2 38 , 68 100 98 100 O H N x       − − = N9 Flash Tank 2550C, 54 atm

(7)

0,06325 x N_H8_2O = N9 ………..(1)

Neraca Massa Komponen: H2O : N9H2O = 0,06325 N8H2O

N

10

H2O = N8H2O - N9H2O 1195,109 = (1-0,06325) N8 1195,109 = 0,93675 N H2O 8 N H2O 8 H2O N = 1275,803 kg/jam 8 C14 = N10C14 N = 9,578 kg/jam 8 C16 = N10C16 N = 205,948 kg/jam 8 C18 = N10C18 N = 19,158 kg/jam 8 C18F1 = N10C18F1 N = 209,982 kg/jam 8 C18F2 = N10C18F2 N = 40,446 kg/jam 8 C18F3 = N10C18F3 N = 4,958 kg/jam 8 H2O Alur 10 = 1275,803 kg/jam N10H2O

Tabel LA.3 Hasil Perhitungan neraca massa pada Flash Tank = 1275,803 – 1195,109 = 806,94 kg/jam

Komponen Massa masuk (Kg/jam) Alur 8 Massa Keluar Alur 10 Alur 11 C C 14 C 16 C 18 18F C 1 18F C 2 18F H 3 2 9,578 O 205,948 19,158 209,982 40,446 4,958 1275,803 - - - - - - 80,694 9,578 205,948 19,158 209,982 40,446 4,958 1195,109 Sub Total 1765,87 80,694 1685,176 TOTAL 1.765,87 1.765,87

(8)

CPO H2O 8 4 7 Asam lemak H2O Steam CPO Gliserol H2O H2O 5 Steam 6 R O R R O O _CH 2 - OH CH2 - OH OR O 4. SPLITTER (SP-101)

Didalam Splitter terbentuk Asam Lemak dan gliserol dari hasil reaksi Trigliserida yang terkonversi 99%. Air yang diumpankan 40% dari banyaknya CPO. (Lab PT.

Ecogreen Oleo Chemical, 2005)

Reaksi :

CH2 – C – C

CH2 – C – C + 3H2O CH2 – OH + 3R – C

CH2 – C – C

Trigliserida Air Gliserol As. Lemak

Tabel LA.1 Berat molekul masing masing komponen

Komponen Berat molekul % Berat BM rata-rata

Asam miristat 228,36 2 % 4,5672

Asam Palmitat 256,42 43 % 110,2606

Splitting 2550C, 54 atm

(9)

Asam Stearat 284,47 4 % 11,3788

Asam Oleat 282,45 42 % 118,629

Asam linoleat 280,44 2 % 5,6088

Asam Linolenat 312,52 1 % 3,1252

Total 253,5696

Dari perbandingan mol trigliserida dengan mol Asam lemak = 1 : 3 Mol Trigliserida =3 x mol As.lemak

=1/3 x kmol kg kg / 5696 , 253 117 , 485 = 0,637 Kmol/jam

Maka berat trigliserida pada umpan = 0,637 kmol x 885,445 kg/kmol = 783,618 kg. Laju pembentukan Produk (r) =

reaktan reaktan da trigliseri τ X N − = ) 1 ( 99 , 0 885 , 0 − − x = 0,876 Kmol/jam Neraca mol komponen :

Trigliserida : NCPO7 = NCPO4

= 0,885 – 0,876 – r = 0,009 Kmol/jam x 885,445 Kg/mol = 7,699 Kg/jam Gliserol : Ngliseol7 = Nin = 0 + 0,876 Kmol/jam + r = 0,876 Kmol/jam x 92,09 Kg/mol = 80,67 Kg/jam Air : NH2O5 = Nin = 40% x N + 3 r CPO1 = 0,44 x 783,618 kg/jam = 313,447 kg/jam

Komposisi CPO pada umpan 93,2%, Air yang keluar dari splitting akan larut bersama gliserol dan diharapkan 2,56% steam bersama produk atas

(10)

NCPO4 = 0,932 x N4 N

= 783,618 kg/jam 4

Maka jumlah air pada alur 4 = 840,751 – 783,618 = 57,133 kg/jam = 840,791 kg/jam Steam : N6kondensat = N = 3.326,24 Kg/jam (Lampiran B) steam N6Steam = 2,56% x N = 2,56 x 3.326,24 Kg/jam Steam = 85,151 Kg/jam Maka total air yang keluar

total O H₂ N = Nout + NKondensat = 3.541,389 Kg/jam = 215,149 + 3.326,24 Dimana : 8_H _O 2 N = 36% x total_H_O 2 N = 1.274,9 Kg/jam 7 O H₂ N = NKondensat - N8H₂O = 3.326,24 – 1.274,9 = 2.051,34 Kg/jam

Tabel LA.4 Hasil Perhitungan neraca massa pada Splitting

Komponen Massa Masuk (Kg/jam) Massa Keluar (Kg/jam) Alur 4 Alur 5 Alur 6 Alur 7 Alur 8 CPO Gliserol Asam Lemak H2 Steam O 840,751 - - 57,133 - - - - 313,447 - - - - - 3.326,24 7,699 80,670 - 2051,34 - - - 485,117 1275,803 85,151 Sub Total 897,994 313,447 3.326,24 2139,709 1851,021 TOTAL 3.990,73 3.990,73

(11)

CPO H2O 4 1 3 CPO H2O Impuritis H2O H2O 5. SEPERATOR (2)

Pada seperator terjadi proses Degumming untuk mengikat Impuritis dalam CPO. Data kelarutan CPO pada temperatur 800

Kelarutan CPO dalam air = 7 kg/100 kg H

C………(Perry,1986) 2

Kelarutan Impuritis dalam air = 98 kg/100 kg H O

2 Neraca massa total : N

O 1 + N2 = N3 + N4 CPO : N 14 = 99,8% N 840,751 = 99,8% x 528,803 kg/jam 1 = 842,435 kg/jam Impuritis: N24 = 0,2% N = 0,2% x 842,435 kg/jam 1 = 1,684 kg/jam H2O : N12 = N23 + N2 N 4 2 1 2 N x O H kg 100 CPO kg 7 = = x842,435kg/jam O H kg 100 CPO kg 7 2 = 58,970 kg/jam N32 x1,684kg/jam imp kg 98 CPO kg 100 = Seperator 450C, 1 atm

(12)

CPO Gliserol H2O 16 7 H2O 15 CPO Gliserol H2O = 1,718 kg/jam Maka : N24 = N2 – N2 = 58,97 – 1,718 3 = 57,252 kg/jam

Tabel LA.5 Hasil perhitungan neraca massa pada Seperator

Komponen Massa Masuk (Kg/jam) Massa Keluar (Kg/jam) Alur 1 Alur 2 Alur 3 Alur 4

CPO Impuritis H2 840,751 O 1,684 - - - 58,97 - 1,684 1,718 840,751 - 57,252 TOTAL 842,435 58,97 3,402 898,003 901,405 901,405 6. Flash Tank 02

Neraca massa total N7 = N15 + N

• Entalpi umpan masuk 16

T = 2550 H

C x1

• Entalpi umpan keluar = 1.202 Btu/Lb

T = 1200 H

C x1

• Tekanan umpan massa pada = 452,547 Btu/Lb

Flash Tank 2550C, 54 atm

(13)

P = 54 atm λ = 1.096,206 Btu/lb % flash = x100% λ H Hx1− x2 = 100% 206 , 096 . 1 547 , 452 202 . 1 x − = 68,38%

Diinginkan pemisahan gliserol 98% maka banyaknya air yang dikeluarkan flash tank.

8 2 38 , 68 100 98 100 O H N x       − − = N 0,06325 x 9 8 2O H N = N9 ………..(1)

Neraca Massa Komponen: H2O : N15H2O = 0,06325 N7H2O

N

15

H2O = N7H2O – N16H2O 2051,34 = (1-0,06325) N7 2051,34 = 0,93675 N H2O 7 N H2O 15 H2O N = 1921,14 kg/jam 7 Gliserol = N16gliserol N = 7,699 kg/jam 7 CPO = N16CPO N = 80,670 kg/jam 15 H2O Alur 9 = 1921,14 kg/jam N16H2O

Tabel LA.6 Hasil Perhitungan neraca massa pada Flash Tank = 2051,34 – 1921,14 = 130,2 kg/jam

Komponen Massa masuk (Kg/jam) Alur 7 Massa Keluar Alur 15 Alur 16 Gliserol CPO H2 80,670 O 7,699 2051,34 - - 1921,14 80,670 7,699 130,2 Sub Total 2.139,709 1.921,14 217,469 TOTAL 2.139,709 2.139,709

(14)

(15)

LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Basis Perhitungan : 1 Jam operasi Suhu referensi : 250

Satuan : Kkal/jam C

Data-data perhitungan :

• Data kapasitas panas (Cp) (Kkal/Kg 0

Cp Asam Miristat (C C) ………..(Bailey’s, Vol 1.,1989) 14 Cp Asam Palmitat (C ) = 0,58 16 Cp Asam Stearat (C ) = 0,68 18 Cp Asam Oleat (C ) = 0,67 18F1 Cp Asam Linoleat (C ) = 0,64 18F2 Cp Asam Linolenat (C ) = 0,65 18F3 Cp H ) = 0,69 2 Cp CPO = 0,52 O = 1 Cp Gliserol = 0,54

• Data kapasitas panas (Cp) (Kkal/Kmol 0 Cp Asam Miristat (C C) ………….(Bailey’s, Vol 1., 1989) 14 Cp Asam Palmitat (C ) = 132,449 16 Cp Asam Stearat (C ) = 174,366 18 Cp Asam Oleat (C ) = 190,595 18F1 Cp Asam Linoleat (C ) = 180,768 18F2 Cp Asam Linolenat (C ) = 193,504 18F3 Cp H ) = 203,138 2 Cp CPO = 460,431 O = 18,016 Cp Gliserol = 49,729

(16)

• Data panas pembentukan (∆Hf

∆H

) (Kkal/Kmol ) ………….(Bailey’s, Vol 1., 1989) f Asam Miristat (C14) = -159,23 ∆Hf Asam Palmitat (C16) = -169,13 ∆Hf Asam Stearat (C18) = -179,03 ∆Hf Asam Oleat (C18F1) = -151,57 ∆Hf Asam Linoleat (C18F2) = -123,83 ∆Hf Asam Linolenat (C18F3) = -184,05 ∆Hf H2O = -68,32 ∆Hf CPO = -121,18 ∆Hf

• Data panas laten steam (λ

Gliserol = -139,8

100

• Data kapasitas panas steam = 8,20 Kkal/Kmol ) = 424 Kkal/Kmol

• Data Berat Molekul H2O = 18,016 Kkal/Kmol

1. NERACA PANAS SEKITAR TANGKI CPO (T-101) Panas Masuk = Panas Keluar

Q masuk = Q keluar Q =

∫

2 1 T T dt Cp m

Tabel LB.1 Hasil perhitungan neraca panas pada alur 1 Komponen M (Kg/jam) Cp (Kkal/Kg 0

∫

35 25 dt Cp C) Q (Kkal/jam) CPO 842,435 0,52 5,2 4.380,662

(17)

T11 = 350C T2 1 = 800C t1 = 1500C t2 = 800C 1 2

2. NERACA PANAS SEKITAR HEATER (HE-101)

Tabel LB.2 Hasil perhitungan panas keluar pada alur 2 Komponen M (Kg/jam) Cp (Kkal/Kg 0

∫

35 25 dt Cp C) Q (Kkal/jam) CPO 842,435 0,52 23,4 19.712,979

Panas steam = Panas keluar – Panas masuk Q steam = 19.712,979 – 4.380,662

= 15.332,317 Kkal/jam

Steam yang digunakan Saturated Steam pada kondisi : P masuk = 1,88 atm T masuk = 1500C = 423 K T keluar = 800 steam steamdt Cp Q λ + C = 353 K M steam = = Kkal/Kmol 424 353)K (423 x Kkal/4Kmol 8,2 Kkal/jam 15.332,317 − − = 276,780 Kg/jam

Tabel LB.3 Hasil Perhitungan neraca panas pada Heater Komponen Panas Masuk (Kkal/jam) Panas Keluar (Kkal/jam)

CPO 4.380,662 19.712,979

Steam 15.332,317 -

Total 19.712,979 19.712,979

Heater

(18)

T1 = 800C T 4 = 450C T2 = 300C T3 = 450C 2 3 5 4

3. NERACA PANAS SEKITAR SEPERATOR (S-101)

Panas masuk = Panas keluar Q1 + Q2 = Q3 + Q

∫

2 1 T T dt Cp m 4 Q =

Tabel LB.4 Hasil perhitungan neraca panas keluar pada alur 5 Komponen M (Kg/jam) Cp (Kkal/Kg 0

∫

45 80 dt Cp C) Q (Kkal/jam) CPO H2 840,751 57,252 O 0,52 1 18,2 35 15.301,668 2.003,488 Total 898,003 - - 17.305,488

Maka panas yang keluar dialur 3 : Q3 = (Q1 + Q2) – Q4

Komponen

= (19.712,979 + 294,85) – 17.305,488 = 2.702,341 Kkal/jam

Tabel LB.5 Hasil perhitungan neraca panas pada Seperator Panas Masuk (Kkal/jam) Panas Keluar (Kkal/jam)

CPO 19.712,979 15.301,668 H2O 294,850 2.003,820 Impuritie - 2.702,341 Total 20.007,829 20.007,829 Separator 450C; 1 atm

(19)

T8 = 2550C, 54 atm T7 = 2550C, 54 atm T7 = 450C T5 = 300C T6 = 2600C, 54 atm 5 6 9 8 7

4. NERACA PANAS SEKITAR SPLITTING (SP-101)

Panas masuk = Panas keluar Q5 + Q6 + Q9 = Q7 + Q8 Q =

∫

2 1 T T dt Cp m Reaksi :

Laju pembentukan pada 2550

• Panas reaksi pembentukan pada suhu 25

C, 54 atm (r) = 0,472 Kmol/jam 0_{C (∆H} R 250 ∆H C) R 250C = ΣHfproduk - ΣHfreaktan Splitting 2550C, 54 atm

(20)

Tabel LB.6 Hasil perhitungan panas reaksi pembentukan pada suhu 250 Komponen Produk C τ produk ∆Hf ΣHfproduk Gliserol C14 C16 C18 C18F1 C18F2 C18F 1 1 1 1 1 1 1 3 -139,8 -159,23 -169,13 -179,03 -151,57 -123,83 -184,05 -139,8 -159,23 -169,13 -179,03 -151,57 -123,83 -184,05 Total -1106,64

Tabel LB.7 Hasil perhitungan panas reaksi pembentukan pada suhu 250 Komponen Produk C τ produk ∆Hf ΣHfproduk Trigliserida H2 -1 -3 O -121,18 -68,32 -121,18 -204,96 Total -326,14 Maka : ∆HR 250

• Panas reaksi pembentukan pada suhu 255 C = -1.106,64 – (-326,14) = -780,5 Kkal/mol 0_{C (∆H} R 250 ∆H C) R 2550C = r (∆HR 250

• Panas Produk yang akan dibawa keluar pada suhu 255

C) + Panas Produk + Panas Reaktan 0

Tabel LB.8 Hasil Perhitungan panas produk pembentukan pada suhu 255 C 0 Komponen Produk C n (Kmol/jam) Cp (Kkal/Kmol0 dt Cp

∫

255 25 C) Q (Kkal/jam) Trigliserida Gliserol C14 C16 C 0,008 0,875 0,041 0,803 0,067 18 460,431 49,729 132,449 174,366 190,595 105.899,130 11.437,67 30.463,27 40,104,18 43.836,85 847,193 10.007,962 1.248,994 32.203,656 2.937,068

(21)

C18F1 C18F2 C18F3 H2 0,743 0,144 0,015 17,413 O 180,768 193,504 203,138 18,016 41.576,64 44.505,92 46.721,74 4.143,68 30.891,443 6.408,852 700.826 72.153,899 TOTAL 157.399,893

• Panas reaktan yang bereaksi pada suhu 2550

Tabel LB.9 Hasil Perhitungan Panas reaktan pembentukan pada suhu 255 C 0 Komponen Produk C n (Kmol/jam) Cp (Kkal/Kmol0 dt Cp

∫

255 25 C) Q (Kkal/jam) Trigliserida H2 0,949 3,174 O 460,431 18,016 105.899,130 4.143,68 100.498,274 13.152,040 TOTAL 113.650,314

∆HR 2550C = r (∆HR 250C) + Panas Produk + Panas Reaktan ∆HR 2550C = 0,949 x (-780,5) + (157.399,893) + (113.650,314)

= -740,694 + 271.050,207 = 270.309,513 Kkal/jam

Maka panas yang dibutuhkan pada alur 6 (steam yang dibutuhkan) Q6 (steam) = (Q7 + Q8 + ∆HR 2550C) – (Q4 + Q5)

= 270.309,513 – 17.305,488 – 1567,235 = 251.436,79 Kkal/jam

Digunakan saturated steam pada kondisi : T masuk = 2600C = 533K T keluar = 2550 steam dt steam Cp dt dQ λ + / C = 528 K M steam =

(22)

8 10 11 = Kmol Kkal x Kmol Kkal/ (528 353) 424 / 2 , 8 79 , 436 . 251 + − = 135,253 Kmol/jam x 18,016 Kg/Kmol = 2.436,718 Kg/jam

Tabel LB.10 Perhitungan neraca panas reaktan Splitting

Komponen Panas Masuk (Kkal/jam) Panas Keluar (Kkal/jam) Trigliserida 15.301,668 101.345,467 Gliserol - 10.007,962 C14 - 1.248,994 C16 - 32.203,656 C18 - 2.937,068 C18F1 - 30.891,443 C18F2 - 6.408,852 C18F3 - 700,826 H2O 1.880,810 85.305,935 ∆HR 2550C - -740,694 Steam 251.436,79 - Total 270.309,513 270.309,513

5. NERACA PANAS SEKITAR FLASH TANK I (FT-101)

Panas masuk = Panas Keluar Q8 = Q10 + Q

∫

2 1 T T dt Cp m 11 Q = Flash Tank 2550C, 54 atm

(23)

Tabel LB.10 Hasil Perhitungan neraca Panas masuk pada alur 8 Komponen M (kg/jam) Cp (Kkal/Kmol0

∫

120 255 dt Cp C) Q8 (Kkal/jam) C14 C16 C18 C18F1 C18F2 C18F3 H2 9,578 205,948 19,158 209,982 40,446 4,958 1.275,803 O 0,58 0,68 0,67 0,64 0,65 0,69 1 78,3 91,8 90,45 86,4 87,75 93,15 135 749,957 18.906,026 1.804,296 18.142,444 3.549,136 461,837 172.233,405 Total 215.847,101

Tabel LB.11 Hasil Perhitungan neraca panas yang keluar pada alur 9 Komponen M (kg/jam) Cp (Kkal/Kmol0

∫

120 255 dt Cp C) Q8 (Kkal/jam) H2O 80,694 1 135 10.893,69

Tabel LB.12 Hasil Perhitungan neraca panas yang keluar pada alur 10

Komponen M (kg/jam) Cp (Kkal/Kmol0

∫

120 255 dt Cp C) Q8 (Kkal/jam) C14 C16 C18 C18F1 C18F2 C18F3 H2 9,578 205,948 19,158 209,982 40,446 4,958 1195,109 O 0,58 0,68 0,67 0,64 0,65 0,69 1 78,3 91,8 90,45 86,4 87,75 93,15 135 749,957 18.906,026 1.804,296 18.142,444 3.549,136 461,837 161.339,715 Total 204.953,411

Tabel LB.13 Hasil Perhitungan neraca Panas Flash Tank-101 Komponen Panas Masuk (Kkal/jam) Panas Keluar (Kkal/jam) C14 C16 C18 C18F1 C18F2 C18F3 H2 749,957 18.906,026 1.804,296 18.142,444 3.549,136 461,837 172.233,405 O 749,957 18.906,026 1.804,296 18.142,444 3.549,136 461,837 172.233,405 TOTAL 215.847,101 215.847,101

(24)

T1 = 120 0 C T2 = 45 0 C t 1 = 25 0 C t2 = 40 0 C 10 12

6. NERACA PANAS SEKITAR CONDENSOR I (CD-101)

Panas masuk = Panas Keluar + Pendingin Q masuk = Q keluar + Q pendingin

Q =

∫

2 1 T T dt Cp m

Panas yang masuk pada kondensor (Q9

Komponen

) = 10.893,69

Tabel LB.14 Hasil perhitungan neraca panas yang keluar dari alur 12 M (kg/jam) Cp (Kkal/Kmol0

∫

45 120 dt Cp C) Q8 (Kkal/jam) H2O 80,694 1 75 6.052,05

Beban pendingin = Panas keluar – Panas Masuk = 6.052,05 – 10.893,69

= -4.841,64 Kkal/jam Pendingin yang digunakan adalah air pada kondisi Pmasuk = 1 atm Tmasuk = 250C Tkeluar = 400 dt O CpH dt dQ 2 / C M = = C x K Kmol Kkal jam Kkal 0 ) 25 40 ( / 1 / 64 , 841 . 4 − = 322,776 kg/jam

Tabel LB.15 Hasil perhitungan neraca panas pada condensor –101 Condensor 101

(25)

T = 1200C T = 2550C T = 2550C 11 13 14

Komponen Panas Masuk (Kkal/jam) Panas Keluar (Kkal/jam)

H2O 10.893,69 6.052,05

Pendingin - 4.841,64

Total 10.893,69 10.893,69

7. NERACA PANAS SEKITAR KOLOM FRAKSINASI I (KF-101)

Panas masuk + Panas steam = Panas keluar Q10 + Qsteam = Q11 + Q

∫

2 1 T T dt Cp m 12 Q =

Panas masuk pada kolom Fraksinasi 01 (Q10

Komponen

) = 204.953,411 Kkal/jam Tabel LB.16 Hasil perhitungan panas keluar pada alur 11

M (kg/jam) Cp (Kkal/Kmol0

∫

255 120 dt Cp C) Q8 (Kkal/jam) C14 C16 C18 H2 9,578 205,948 19,158 1195,109 O 0,58 0,68 0,67 1 78,3 91,8 90,45 135 749,957 18.906,026 1.732,841 161.339,725 TOTAL 182.728,539

∆H = penguapan untuk masing-masing komponen pada 2550 C Kolom

(26)

C14 = 89 Kkal/kg C16 = 59 Kkal/kg C18 = 56 Kkal/kg H2 Komponen O = 100,495 Kkal/kg (Sumber : Baileys, vol I)

Tabel LB.17 Hasil perhitungan neraca panas penguapan pada alur 11 M (kg/jam) ∆Hv (Kkal/jam) Q11 (Kkal/jam) C14 C16 C18 H2 9,578 205,948 19,158 1195,109 O 89 59 56 100,495 852,442 12.150,932 1.072,848 120.102,479 TOTAL 134.178,701

Total panas keluar pada alur 11 = Q11 + Q11

Komponen

’

= 182.728,539 + 134.178,701 = 316.907,24 Kkal/jam

Tabel LB.18 Hasil perhitungan neraca panas penguapan pada alur 12 M (kg/jam) Cp (Kkal/Kmol0

∫

255 120 dt Cp C) Q8 (Kkal/jam) C18 C18F1 C18F2 C18F 2,083 209,982 40,446 4,958 3 0,67 0,64 0,65 0,69 90,45 86,4 87,75 93,15 188,407 18.142,444 3.549,136 461,837 TOTAL 22.341,824

Maka panas yang dibutuhkan pada kolom fraksinasi –101 Qsteam = (Q11 + Q12) – Q10

= 316.907,24 + 22.341,824 – 204.953,411 = 13.295,653 Kkal/jam

(27)

Steam yang digunakan Saturated Steam pada kondisi : T masuk = 3000C = 573K T keluar = 1500 steam dt steam Cp dt dQ λ + / C = 423 K M steam = = Kmol Kkal x Kmol Kkal/ (573 423) 424 / 2 , 8 653 , 295 . 134 + − = 81,194 Kmol/jam x 18,016 Kg/Kmol = 1462,791 Kg/jam

Tabel LB.19 Hasil perhitungan neraca panas pada kolom Fraksinasi – 101 Komponen Panas Masuk (Kkal/jam) Panas Keluar (Kkal/jam)

C14 749,957 749,957 C16 18.906,026 18.906,026 C18 1.732,841 1.732,841 C18F1 18.142,444 18.142,444 C18F2 3.549,136 3.549,136 C18F3 461,837 461,837 H2O 161.339,715 281.442,194 Steam 134.295,653 - Total 339.249,064 339.249,064

(28)

T1 = 2550C T2 = 800C t 1 = 25 0 C t2 = 40 0 C 13 19

8. NERACA PANAS SEKITAR CONDENSOR II (CD-102)

Q =

∫

2 1 T T dt Cp m

Komponen

) = 316.907,24 Kkal/jam

Tabel LB.20 Hasil perhitungan neraca panas yang keluar dari kondensor M (kg/jam) Cp (Kkal/Kmol0

∫

45 120 dt Cp C) Q8 (Kkal/jam) C14 C16 C18 H2 9,578 205,948 19,158 1195,109 O 0,58 0,68 0,67 1 101,5 119 117,25 175 972,167 24.507,812 2.246,275 209.144,075 Total 236.870,329

Beban pendingin = Panas keluar – Panas Masuk = 236.870,329 – 316.901,24 = -80.036,911 Kkal/jam Pendingin yang digunakan adalah air pada kondisi Pmasuk = 1 atm Tmasuk = 250C Tkeluar = 400 dt O CpH dt dQ 2 / C M = Condensor 102

(29)

T = 2550C T = 3700C T = 3700C 14 15 16 = C x K Kmol Kkal jam Kkal 0 ) 25 40 ( / 1 / 911 , 036 . 80 − = 5.335,794 kg/jam

Tabel LB.21 Hasil perhitungan neraca panas pada condensor –02 Komponen Panas Masuk (Kkal/jam) Panas Keluar (Kkal/jam)

C14 1.602,399 972,167 C16 31.056,689 24.507,812 C18 2.805,689 2.246,275 H2O 161.339,715 209.144,329 Pendingin - 80.036,911 Total 316.907,24 316.907,24

9. NERACA PANAS SEKITAR KOLOM FRAKSINASI II (KF-102)

Panas masuk + Panas steam = Panas keluar Q10 + Qsteam = Q11 + Q

∫

2 1 T T dt Cp m 12 Q =

Panas masuk pada kolom Fraksinasi 01 (Q10) = 22.341,824 Kkal/jam

Tabel LB.22 Hasil perhitungan panas keluar pada alur 13 Kolom

(30)

∫

370 255 dt Cp C) Q13 (Kkal/jam) C18 C18F1 C18F 2,083 204,166 2,083 2 0,67 0,64 0,65 77,05 73,6 74,754 160,495 15.026,617 155,712 TOTAL 15.342,824

∆H = penguapan untuk masing-masing komponen pada 3700 C C18 = 56 Kkal/kg

C18F1 = 57 Kkal/kg C18F3 = 58 Kkal/kg (Sumber : Baileys, vol I) Panas penguapan (Q13’

Komponen

) = m ∆Hv

Tabel LB.23 Hasil perhitungan neraca panas penguapan pada alur 13 M (kg/jam) ∆Hv (Kkal/jam) Q11 (Kkal/jam) C18 C18F1 C18F 2,083 204,166 2,083 2 56 57 58 116,648 11.637,462 120,814 TOTAL 11.874,924

Total panas keluar pada alur 13 = Q13 + Q13’

= 15.342,824 + 11.874,924 = 27.217,748 Kkal/jam

(31)

∫

370 255 dt Cp C) Q14 (Kkal/jam) C18 C18F2 C18F 5,816 38,363 4,958 3 0,64 0,65 0,69 73,6 74,75 79,35 428,057 2.867,634 393,417 TOTAL 3.689,108

Maka panas yang dibutuhkan pada kolom fraksinasi –02 Qsteam = (Q13 + Q14) – Q12

= 27.217,748 + 3.689,108 – 22.341,824 = 8.565 Kkal/jam

Steam yang digunakan Saturated Steam pada kondisi : T masuk = 4000C = 673K T keluar = 1500 steam dt steam Cp dt dQ λ + / C = 423 K M steam = = Kmol Kkal x Kmol Kkal/ (673 423) 424 / 2 , 8 032 , 565 . 8 + − = 3,462 Kmol/jam x 18,016 Kg/Kmol = 62,371 Kg/jam

Tabel LB.25 Hasil perhitungan neraca panas pada kolom Fraksinasi – 02 Komponen Panas Masuk (Kkal/jam) Panas Keluar (Kkal/jam)

C18 188,407 277,143 C18F1 18.330,851 27.092,136 C18F2 3.549,136 3.144,160 C18F3 461,837 393,417 Steam 8.565,032 - Total 30.906,858 30.906,858

(32)

T1 = 370 0 C T2 = 86 0 C t 1 = 25 0 C t2 = 40 0 C 15 18

10. NERACA PANAS SEKITAR CONDENSOR III (CD-103)

Q =

∫

2 1 T T dt Cp m

Komponen

) = 27.217,748 Kkal/jam

∫

86 370 dt Cp C) Q13 (Kkal/jam) C18 C18F1 C18F 2,083 204,166 2,083 2 0,67 0,64 0,65 190,28 181,76 184,6 393,353 37.109,212 384,521 Total 37.890,086

Beban pendingin = Panas keluar – Panas Masuk = 37.890,086 – 27.217,748 = -10.672,338 Kkal/jam Pendingin yang digunakan adalah air pada kondisi Pmasuk = 1 atm Tmasuk = 250C = 298 K Tkeluar = 400 dt O CpH dt dQ 2 / C = 313 K M = = C x K Kmol Kkal jam Kkal 0 ) 25 40 ( / 1 / 38 , 672 . 10 − = 711,492 kg/jam Condensor 103

(33)

T1 = 370 0 C T2 = 86 0 C t 1 = 25 0 C t2 = 40 0 C 16 17

C18 277,143 396,353

C18F1 26.664,079 37.109,212

C18F2 276,526 384,521

Pendingin - -10.672,338

Total 27.217,748 27.217,748

11. NERACA PANAS SEKITAR COOLER I (C-101)

Q =

∫

2 1 T T dt Cp m

Panas yang masuk pada Cooler (Q14

Komponen

) = 3.689,108 Kkal/jam

Tabel LB.28 Hasil perhitungan neraca panas yang keluar dari Cooler M (kg/jam) Cp (Kkal/Kmol0

∫

86 370 dt Cp C) Q13 (Kkal/jam) C18F1 C18F2 C18F 5,816 38,363 4,958 3 0,64 0,65 0,69 181,76 184,6 195,961 1.057,116 7.081,809 971,569 Total 9.110,494

Beban pendingin = Panas keluar – Panas Masuk = 3.689,108 – 9.110,494 = -5.421,386 Kkal/jam

(34)

7

20

21 Pendingin yang digunakan adalah air pada kondisi

Pmasuk = 1 atm Tmasuk = 250C = 298 K Tkeluar = 400 dt O CpH dt dQ 2 / C = 313 K M = = C x K Kmol Kkal jam Kkal 0 ) 25 40 ( / 1 / 386 , 421 . 5 − = 361,425 kg/jam

Tabel LB.29 Hasil perhitungan neraca panas pada cooler –01 Komponen Panas Masuk (Kkal/jam) Panas Keluar (Kkal/jam)

C18F1 428,057 1.057,116

C18F2 2.867,634 7.081,809

C18F3 393,417 971,569

Pendingin - -5.421,386

Total 3.689,109 3.689,108

12. NERACA PANAS SEKITAR FLASH TANK II (FT-102)

Q =

∫

2 1 T T dt Cp m

Panas yang masuk pada Cooler (Q13) = 27.217,748 Kkal/jam

Tabel LB.30 Hasil perhitungan neraca panas yang keluar dari Cooler Flash Tank

(35)

∫

86 370 dt Cp C) Q13 (Kkal/jam) C18 C18F1 C18F 2,083 204,166 2,083 2 0,64 0,65 0,69 181,76 184,6 195,961 378,606 37.689,043 408,186 Total 38.475,835 Beban pendingin = 27.217,748 – 38.475,835 = -11.258,087 Kkal/jam Pendingin yang digunakan adalah air pada kondisi Pmasuk = 1 atm Tmasuk = 250C = 298 K Tkeluar = 400 dt O CpH dt dQ 2 / C = 313 K M = = C x K Kmol Kkal jam Kkal 0 ) 25 40 ( / 1 / 087 , 258 . 11 − = 750,539 kg/jam

Tabel LB.31 Hasil perhitungan neraca panas pada cooler –02 Komponen Panas Masuk (Kkal/jam) Panas Keluar (Kkal/jam)

C18 277,143 378,606

C18F1 26.664,079 37.689,043

C18F2 276,526 408,186

Pendingin - -11.258,087

(36)

T1 = 120 0 C T2 = 45 0 C t 1 = 25 0 C t2 = 40 0 C 20 22

13. NERACA PANAS SEKITAR CONDENSOR IV (CD-104)

Panas masuk = Panas Keluar Q7 = Q15 + Q

∫

2 1 T T dt Cp m 16 Q =

Tabel LB.32 Hasil Perhitungan neraca Panas masuk pada alur 7

∫

120 255 dt Cp C) Q7 (Kkal/jam) Gliserol CPO H2 80,670 7,699 2051,34 O 49,729 70,2 1 6713,415 70,2 135 541.571,188 540,469 276.930,9 Total 819.042,557

Tabel LB.33 Hasil Perhitungan neraca panas yang keluar pada alur 15 Komponen M (kg/jam) Cp (Kkal/Kmol0

∫

120 255 dt Cp C) Q15 (Kkal/jam) H2O 1951,34 1 135 263.430,9

Tabel LB.34 Hasil Perhitungan neraca panas yang keluar pada alur 16

∫

120 255 dt Cp C) Q16 (Kkal/jam) Glisrol CPO H2 80,670 7,699 130,2 O 49,729 0,52 1 6713,415 70,2 135 541.571,188 540,463 17.577 Total 559.688,651 Condensor 104

(37)

T1 = 120 0 C T2 = 45 0 C t 1 = 25 0 C t2 = 40 0 C 21 23

Tabel LB.35 Hasil Perhitungan neraca Panas Flash Tank-01 Komponen Panas Masuk (Kkal/jam) Panas Keluar (Kkal/jam) Gliserol CPO H2 541.571,188 540,469 276.930,9 O 541.571,188 540,469 276.930,9 TOTAL 819.042,557 819.042,557

14. NERACA PANAS SEKITAR COOLER II (C-102)

Q =

∫

2 1 T T dt Cp m

Komponen

) = 3.689,108 Kkal/jam

∫

86 370 dt Cp C) Q15 (Kkal/jam) C18 C18F1 C18F 5,816 38,363 4,958 2 0,67 0,64 0,65 190,28 181,76 184,6 1.106,668 6.972,858 915,246 Total 8.994,772

Beban pendingin = Panas keluar – Panas Masuk = 8.994,772 – 3.689,108 = 5.308,664 Kkal/jam Pendingin yang digunakan adalah air pada kondisi

(38)

Pmasuk = 1 atm Tmasuk = 250C = 298 K Tkeluar = 400 dt O CpH dt dQ 2 / C = 313 K M = = C x K Kmol Kkal jam Kkal 0 ) 25 40 ( / 1 / 664 , 305 . 5 − = 353,710 kg/jam

C18 428,057 1.106,668

C18F1 2.867,634 6.972,858

C18F2 393,417 915,246

Pending in 5.305,664 -

(39)

LAMPIRAN C

PERHITUNGAN PERALATAN PROSES

1.Tangki CPO (T-101)

Fungsi : tempat penyimpanan CPO direncanakan untuk kebutuhan 28 hari. Bentuk : slinder tegak dengan bentuk ellipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-300

Kebutuhan CPO = 842,435 kg/jam x 24 jam/hari = 20.218,44 kg/hari

Kebutuhan untuk 28 hari = 20.218 kg/hari x 28 hari = 566.116,32 kg Volume CPO = ₃ / 353 , 609 32 , 116 . 566 m kg kg = 609,353 m3 ρ CPO = 929,044 kg/m3 …(Perry, 1986) Faktor keamanan = 15% Volume tangki = 1,15 x 609,353 m3 = 700,755 m • Diameter tangki = 3

Tangki dirancang berbentuk slinder tegak dengan tutup bawah datar dan tutup atas ellipsoidal antara tinggi terhadap diameter tangki 5 : 4, sedangkan antara tinggi alipsoidal terhadap diameter 1 : 6 bahan (CPO) hanya mengisi pada bagian slinder tegak.

3 / 1 5 16                   π x vt = 3 / 1 14 , 3 ) 5 / 16 ( 755 , 700       x = 8,938 m • Tinggi slinder, Hs = 5/4 x 8,938 = 5/4 x Dt

(40)

= 11,172 m • Tinggi head, Hh

= 5/4 x 8,938 = 11,172 m = 5/4 x Dt

• Total tinggi tangki, T = Hs + H

= 11,172 + 1,787 = 12,959 m H • Tekanan Desain, PD = ρ x (HS = 929,044 kg/m – 1) 3 3 m Kg (11,171 – 1) = 9.449,306 x 2,204 kg lb x ₂ 2 2 2 144 1 764 , 10 1 m ft x ft m = 13,436 lb/m2 = 13,436 Psi

Bahan konstruksi tangki plate baja tahan karat, Carbon steel maksimum Allowable stress, S = 13.800 Psi

Effesiensi sambungan, E = 0,85

Faktor korosi, C = 0,006 in/tahun …..(sumber: Brownell & young, 1959) Direncanakan umur alat, n = 10 tahun

Tekanan total desain, P = PD + 14,7 Psi = 13,436 + 14,7 = 28,136 Psi Tebal plat minimum, TP:

TP cn P E x S x D x P . 6 , 0 2 − + = TP x tahun tahun in x x x x 10 006 , 0 ) 136 , 28 6 , 0 ( 85 , 0 800 . 13 2 ) 37 , 39 )( 938 , 8 ( 136 , 28 + − = = 0,06 119 , 443 . 23 75 , 9900 + = 0,482 in

(41)

2. Seperator (S-101)

Fungsi : Memisahkan CPO dengan gum (kotoran) Laju alir masuk = 901,405 kg/jam

Laju alir CPO = 842,435 kg/jam Laju alir air = 58,97 kg/jam ρ CPO = 929,044 kg/m3 ρ air = 994,03 kg/m3

ρ campuran = (wt% x ρ CPO) + (wt% x ρ air) = (0,934 x 929,044) + (0,066 x 994,03) = 867,727 + 65,605 = 933,332 kg/m 3 kg/m 933,332 kg 1352,107 3

Direncanakan kapasitas Seperator dapat menampung bahan CPO selama 1,5 jam. Proses pemisahan :

Kapasitas Seperator = 901,405 kg/jam x 1,5 jam = 1.352,107 kg

Volume material yang diproses : = = 1,930 m ) ( 4 2 S L D π 3

Seperator yang direncanakan adalah bejana horizontal dimana bagian tutup adalah

ellipsoidal head.

Panjang Seperator = panjang tutup + Panjang Silinder

Volume Seperator = volume bagian tutup + volume bagian silinder Volume bagian Silinder :

= Dimana LS = 1,3 D VS (1,3 ) 4 2 D D π = = 1,02 D3

Volume tutup Seperator = 1,25 ft2 (3RC – H2) Dimana:

(42)

Lt = 0,13D Jadi

Vt = 1,25 (0,13D)2 (3D-0,13D) = 0,051 D3 Total volume Seperator = VS + 2 VT

= 1,02 D3 + 0,051 D3 = 1,07 D3 D3 07 , 1 930 , 1 m3 = = 1,803 m m ft 3,281 3 D = 1,217 m x D = 2,194 ft Panjang Seperator, HS = LS + 2 LT = 1,3 x 1,217 + 2 (0,13 x 1,217) = 1,582 + 0,316 = 1,898 Menghitung tebal dinding Seperator: Densiti material yang diperoleh, P • Tekanan Desain, P D D = ρ x (HS = 933,332 kg/m – 1) 3 3 m Kg (1,898 – 1) = 838,132 x 2,204 kg lb x ₂ 2 2 2 144 1 764 , 10 1 m ft x ft m = 1,191 lb/m2 = 1,191 Psi

Bahan konstruksi tangki plate baja tahan karat, Carbon Steel maksimum Allowable

stress, S = 13.800 Psi

Effesiensi sambungan, E = 0,85

Faktor korosi, C = 0,006 in/tahun …..(sumber: Brownell & young, 1959) Direncanakan umur alat, n = 10 tahun

Tekanan total desain, P = PD + 14,7 Psi = 1,191 + 14,7

(43)

= 15,891 Psi Tebal plat minimum, TP:

TP cn P E x S x D x P . 6 , 0 2 − + = TP x tahun tahun in x x x x 10 006 , 0 ) 891 , 15 6 , 0 ( 85 , 0 800 . 13 2 ) 37 , 39 )( 191 , 1 ( 891 , 15 + − = = 0,06 466 , 450 . 23 123 , 745 ₊ = 0,09 in

Maka tebal plate yang dipakai ¼ in.

3. Pompa CPO (P-101)

Fungsi : memompakan CPO dari tangki CPO kekolom Splitting (kolom hidrolisa). Dari neraca bahan diperoleh :

 Laju alir massa = 842,435 kg/jam

 Densitas CPO, ρ = 929,044 kg/m3 = 58 lb/ft  Viscositas CPO,µ = 20 Cp

3

= 0,2 pase = 0,0134 lb/ft.s  Laju alir volumetric Q =

ρ G = ₃ kg/m 929,044 kg/jam 842,435 = 0,906 jam m3 x 35,31 ₃ 3 m ft x det 3600 jam 1 = 0,008 detik ft3

 Diameter optimum, DOPT = 3,9 (Q)0,45(ρ) = 3,9 (0,008)

0,13

0,45

(58)0,13 = 0,752 in

(44)

- Diameter luar, OD = 0,840 in

- Diameter dalam, ID = 0,622 in = 0,052 ft - Luas permukaan, A = 0,0021 ft

 Kecepatan laju alir, V =

2 A Q = ₂ 3 002 , 0 / 008 , 0 ft s ft = 3,809 ft/s  Bilangan Reynold, NRe t.s 0,0134lb/f 3,809ft/s x ft 0,052 x lb/ft 58 3 = = 857,309

Bilangan Reynold, NRe < 2100 aliran Laminar

Dari Appendix C.1 Alan Foust, 1951 untuk pipa komersial dengan diameter 0,840 in diperoleh C/D = 0,0003 dengan memlot NRe

- Direncanakan ketinggian pemompaan L

terhadap ∈/D diperoleh f = 0,143 Dimana system perpipaan sebagai berikut :

1 - Panjang pipa eqivalen, Le

= 15 ft

Pipa lurus = 120 ft

- 1 buah gate fully open (L/D = 13, Appendix C-2a, Foust, 1980) L2 = 1 x 13 x 0,052 ft = 0,0067 ft

- 2 buah standart elbow 900 (L/D = 30, Appendix C-2a, Foust,1980) L3 = 1 x 30 x 0,052 ft = 1,56 ft

- 1 buah inward protecting pipe intrance (k = 0,5, L/D = 50 Foust, 1980) L4 = 50 x 0,5 x 0,052 = 1,3 ft

- 1 buah protecting pipe exit (k = 1, L/D = 45 Appendix C-2c dan C-2d, Foust, 1980) L5 0,052) 2(32,174)( (140,206) 809) (0,143)(3, 2gcD ΣL fv2 2 = = 45 x 1 x 0,052 = 2,34 ft

Panjang pipa total (∑L) = (120 +15 + 0,0067 + 1,56 + 1,3 + 2,34) ft = 140,206 ft Faktor gesekan,

ΣF = = 52,174 lbf/lbm

(45)

∆t2 - ∆t1 t2 – t1 T1 – T2 Static head, ∆z. gc g = 15 ft.lbf/lbm Velocity head, 2gc Δv2 = 0 Pressure head, ρ ΔP = 0 Ws gc g = ∆z. + 2gc Δv2 + ρ ΔP_{+ ΣF} = 15 + 0 + 0 + 52,174 = 72,174 ft.lbf/lbm Tenaga pompa, P = 550 Ws.Q.ρ = 550 ) 58 )( 008 , 0 )( 174 , 72 ( = 3,257 Hp Untuk efesiensi pompa 80%, maka:

Tenaga pompa yang dibutuhkan = 4,071Hp 0,8

3,257 = 4. Heater (HE-101)

Fungsi : memanaskan CPO

Type : Horizontal shell and tube Exchanger

Shell Side Tube Side

ID = 8 Number and length = 20

Baffle Space = 3 OD,BWG, Pitch = ¾ in, 10 BWG, 1 in square Passes = 1

Menghitung LMTD

Fluida panas Temperatur Fluida dingin Beda 1500C (3020F) Temperatur tinggi 800C (1760F) 1260F 800C (1760F) Temperatur rendah 350C (950F) 810F 1260F 810F 450F Dimana : ∆t1 ∆t

= selisih steam masuk dengan potensial keluar 2 = selisih temperatur CPO masuk dengan CPO keluar

(46)

t1 = temperatur CPO masuk t2 = temperatur kondensat keluar T1 = temperatur steam masuk T2 ) ( ) ( ln ) ( ) ( 1 2 1 1 2 1 t T t T t T t T t t − − − − −

= temperatur CPO keluar Maka: 1. LMTD = = 555 , 1 ln 45 ) 95 176 ( ) 176 302 ( ln ) 95 176 ( ) 176 302 ( = − − − − − = 102,041 0 391 , 0 95 302 95 176 1 1 1 2 = − − = − − t T t t F 2. S = R = 2 1 2 1 t t T T − − = 1,556 81 126 = ∆t = LMTD x FT FT = 0,905 ∆t = 0,905 x 102,041 0F = 92,347 0F 3. TC dan t 643 , 0 176 302 95 176 = − − = ∆ ∆ th tc C Penempatan fluida:

a. Fluida panas adalah steam berada dalam tube b. Fluida dingin adalah CPO berada dalam shell

Kc = 0,715 176 176 302 = − Fc = 0,42 TC = 176 + 0,42 x 126 = 228,920F tC = 95 + 0,42 x 81 = 129,020F

(47)

Hot fluide 4’. as 0,042 2 1 144 3 25 , 0 8 Pr . 144 '. . ft x x x B C ID = = = 5’. Massa Velocity (GS) Gs 2 . / 5 , 530 . 14 042 , 0 299 , 610 ft jam lb a W S = = = 6’. Res = (Da.GS)/µ ∆t TC =228,920F, µ = 0,325 x 2,42 = 0,786 lb/ft.jam ….(fig.14) DS = 0,8/12 = 0,066 ft …..(fig.28) Res 1.220,156 786 , 0 95 , 530 . 14 066 , 0 = x = 7’. JH = 74,4 …….(fig.28) 8’. ∆t TC =228,920 825 , 1 062 , 0 786 , 0 48 , 0 . 1/3 1/3 =       =       x k cµ F c = 0,48 …………(fig.4) k = 0,062 ………..(fig.1) 9’. hO S k C Da k jH. .µ .φ 3 / 1       = S O h φ = 74,4 x 0,066 1,825 062 , 0 x = 127,550 10’. tw = tC ( ) / / / tc Tc ho hio h S t S O − + φ φ φ + = 129,02 + ) 02 , 129 92 , 228 ( 55 , 127 605 , 132 55 , 127 ₋ + = 177,9990 11’.177,999 F 0 987 , 0 862 , 0 786 , 0 0.14 14 , 0 =       =       w µ µ F, µ = 0,3565 x 2,42 = 0,862 lb/ft.jam ϕs = 12’. ho s s ho φ φ = = 127,55 x 0,987 = 125,891 Btu/jam.ft2.0F 13’. UC 891 , 125 75 , 154 891 , 125 75 , 154 . + = + x ho hio ho hio = = 69,418 14’. a” = 0,1963 A = 20 x 0,1963 x 10 = 40 ft2 UD 16,471 347 , 92 40 527 , 842 . 60 .∆t = x = A Q = Cold Fluide

4. a’t = 0,182 …….(Tabel 10, Kern)

at 0,006 2 4 144 182 , 0 20 . 144 . ft x x n a Nt _t = = = 5. Massa Velocity (Gt) Gt = w/at = 610,299/0,006 = 101.716,5 lb/jam.ft2 6. Ret = (D.Gt)/µ ∆t tC = 129,020F, µ = 3,62 x 2,42 = 8,76 lb/ft.jam ….(fig.14) D = 0,42/12 = 0,035 ft ……..(Tabel.10) Ret 406,401 760 , 8 5 , 716 . 101 035 , 0 = x = 7. L/D = 10/0,035 = 285,714 jH = 37 ……(fig.28) 8. ∆t tC =129,020F

(48)

c = 0,5 …………(fig.4) k = 0,078 ………..(fig.1) 9. hi t k C Da k jH. .µ .φ 3 / 1       = t O h φ = 37 x 0,035 3,829 078 , 0 x = 315,728 10. OD ID x t hi t hio φ φ = = 132,605 1 42 , 0 728 , 315 x = 11. At. Tw = 177,9990 167 , 1 904 , 2 760 , 8 0.14 14 , 0 =       =       w µ µ F, µw = 1,2 x 2,42 = 2,904lb/ft.jam ϕt = 12. hio = t t hio_φ φ = 132,605 x 1,167 = 154,75 Btu/jam.ft2.0 046 , 0 471 , 16 418 , 69 471 , 16 418 , 69 . = − = − x U U U U D C D C F Rd = 125,8910F H outside 154,750F UC = 69,418 UD = 16,471 Rd Calculated 0,046 Rd Requaired 0,003 Pressure Drop 1’.Res = 1.220,156 f = 0,0035 ……(fig.29) s = 0,513 ….(fig.6) Ds = 8/12 = 0,666 ft 2’. N + 1 = 12 L/B = 12 x 10/3 = 40 3’. ∆PS s x S x Ds x x N D G f _S _S φ 10 10 22 , 5 ) 1 .( . . + = = Psi x x x x x x x 01 , 0 987 , 0 513 , 0 666 , 0 10 22 , 5 40 666 , 0 5 , 530 . 14 0035 , 0 10 2 = Allowable ∆PS = 10 Psi 1.Ret = 406,401 f = 0,0009 ……(fig.29) s = 0,96 ….(fig.6) 2. ∆Pt t x S x D x x n L G f _t φ 10 10 22 , 5 . . . = = Psi x x x x x x x 009 , 0 167 , 1 513 , 0 666 , 0 10 22 , 5 4 10 5 , 716 . 101 0009 , 0 10 = Allowable ∆PS 0015 , 0 ' 2 2 = g V = 10 Psi 3. Gt = 101.716,5; …(fig.27) ∆Pt 0,025 96 , 0 0015 , 0 4 4 ' 2 . 4 2 ₌ x x ₌ g V s n = 4. ∆PT = 0,009 + 0,025 = 0,034 Psi

(49)

5. Pompa Seperator (P-102)

Fungsi : memompakan CPO dan air yang akan diumpankan ke splitting dari Separator. Dari neraca bahan diperoleh :

 Laju alir massa (G) = 889,003 kg/jam

 Densitas campuran, ρ = (wt% x ρ CPO) + (wt% x ρH2O = (0,94 x 929,044) + (0,06 x 994,03) = 932,943 kg/m ) 3 = 58,396 lb/ft  Viscositas campuran,µ = (wt% x µ 3 CPO ) + (wt% x µH2O = (0,94 x 0,0134) + (0,06 x 0,538 x 10 )Cp -3

 Laju alir volumetric Q =

) = 0,012 lb/ft.s ρ G = ₃ kg/m 932,396 kg/jam 898,003 = 0,963 jam m3 x 35,31 ₃ 3 m ft x det 3600 jam 1 = 0,009 detik ft3

0,13

0,45

(62,040)0,13 = 0,8 in

Dipilih pipa dengan diameter ½ in, schedule 40 dengan data-data: - Diameter luar, OD = 0,840 in

- Diametr dalam, ID = 0,622 in = 0,052 ft - Luas permukaan, A = 0,0021 ft

2 A Q = ₂ 3 0021 , 0 / 005 , 0 ft s ft = 2,369 ft/s

(50)

 Bilangan Reynold, NRe lb/ft.s 0,013 3,809ft/s x ft 0,052 x lb/ft 58,396 3 = = 559,473

Bilangan Reynold, NRe < 2100 aliran Laminar

Dari Appendix C.1 Alan Foust, 1951 untuk pipa komersial dengan diameter 0,840 in diperoleh C/D = 0,0029 dengan memlot NRE

114 , 0 473 , 559 64 = terhadap ∈/D diperoleh f =

Dimana system perpipaan sebagai berikut : - Direncanakan ketinggian pemompaan L1 - Panjang pipa eqivalen, Le

= 6,562 ft

Pipa lurus = 16,405 ft

- 1 buah protecting pipe exit (k = 1, L/D = 45 Appendix C-2c dan C-2d, Foust, 1980) L5 0,052) 2(32,174)( (28,843) 369) (0,114)(2, 2gcD ΣL fv2 2 = = 45 x 1 x 0,052 = 2,34 ft

Panjang pipa total (∑L) = 6,562 + 16,405 + 0,676 + 1,56 + 1,3 +2,34 = 28,843 ft Faktor gesekan,

ΣF = = 5,516 lbf/lbm

Direncanakan total ketinggian pemompaan, ∆z = 6,562 ft Daya pompa, ws = ∆z. gc g + ΣF = 6,562 ft.lbf/lbm + 5,516 ft.lbf/lbm = 12,078 ft.lbf/lbm Tenaga Pompa, P = Q x P x ws = 0,009 ft3/detik x 58,232 lb/ft3 x 12,078 ft. lbf/lbm = 6,329 lb ft/detik

(51)

1 Hourse Power = 550 ft.ft/s P = detik ft.lb 550 detik lb.ft 6,329 = 0,01 Hp

Untuk efesiensi pompa 75%, maka:

Tenaga pompa yang dibutuhkan = 0,015Hp 0,75 0,01 = Effesiensi motor, 65% Tenaga motor = 65 , 0 015 , 0 = 0,023 Hp 6. Kolom Hidrolisa (SP-101)

Fungsi : tempat mereaksikan CPO dengan air (H2O). Jumlah : 1 buah

Tekanan : 55 bar = 54,3 atm = 797,993 Psi Temperatur operasi = 2550C

Laju alir masuk, G = 842,435 kg/jam

Densitas CPO = 68,12% x 929,044 = 632,865 Densitas air = 31,88% x 994,03 = 316,897 Densitas total campuran = 949,762 kg/m3

ρ G

Tangki direncanakan untuk kebutuhan 12 jam operasi (waktu yang dibutuhkan untuk reaksi hidrolisa)

= 842,435 kg/jam x 12 jam = 10.109,22 kg

Volume tangki, Vt dengan faktor kelonggaran 15% = 0,15 maka Vt : Vt = 1,15 x = 1,15 x ₃ kg/m 949,762 kg 10.109,22

(52)

= 12,240 m

• Diameter tangki = 3

Tangki dirancang berbentuk slinder tegak dengan tutup bawah ellips dan tutup atas datar antara tinggi terhadap diameter tangki 12 : 1, sedangkan antara tinggi alipsoidal terhadap diameter 1 : 5. 3 / 1 5 16                   π x vt = 3 / 1 14 , 3 ) 5 / 16 ( 240 , 12       x = 2,319 m • Tinggi slinder, Hs = 5/4 x 2,319 = 2,898 m = 5/4 x Dt • Tinggi head, Hh = 5/4 x 2,319 = 0,463 m = 5/4 x Dt

• Total tinggi tangki, T = Hs + H

= 2,898 + 0,463 = 3,361 m H • Tekanan Desain, PD = ρ x (HS = 949,762 kg/m – 1) 3 3 m Kg (2,898 – 1) = 1.802,648 x 2,204 kg lb x ₂ 2 2 2 144 1 764 , 10 1 m ft x ft m = 2,563 lb/m2 = 2,563 Psi

Bahan konstruksi tangki plate baja tahan karat, Carbon steel 300 data-data sebagai berikut :

Allowable stress, S = 13.800 Psi Effesiensi sambungan, E = 0,85

(53)

Direncanakan umur alat, n = 10 tahun

Tekanan total desain, P = PD + 14,7 Psi = 2,563 + 14,7 = 17,263 Psi Tebal plat minimum, TP:

TP cn P E x S x D x P . 6 , 0 2 − + = TP x tahun tahun in x x x x 10 006 , 0 ) 263 , 17 6 , 0 ( 85 , 0 800 . 13 2 ) 37 , 39 )( 319 , 2 ( 263 , 17 + − = = 0,127 in

Maka tebal plate yang dipakai ¼ in.

7. Flash Tank Asam Lemak I (FT-01)

Fungsi : Mengurangi kadar air yang keluar dari produk atau menara kolom hidrolisa. Bentuk : Slinder vertikal dengan alas (dasar) berbentuk ellipsoidal

Bahan : Cost iron

Laju umpan masuk ke flash tank : 1765,87 kg/jam (dari Neraca Massa) ρ densitas campuran = (% x ρ C14) + (% x ρC16) + (% x ρC18) + (% x ρC18F1) + (% x ρC18F2) + (% x ρC18F3) + (% x ρH2O) = (0,005 x 0,8439) + (0,115 x 0,8414) + (0,01 x 0,8390) + (0,118 x 0,8500) + (0,022 x 0,8872) + (0,003 x 0,8875) + (0,722 x 994,03) = (0,004 + 0,096 + 0,008 + 0,10 + 0,019 + 0,003) + 717,689 = 0,23 kg/l + 717,689 kg/m3 = 0,23 kg/l x 1000 l/m3 = 230 kg/m3 + 717,689 kg/m3 = 947,689 kg/m 3 kg/m 977,735 kg/jam 1765,87 3 Laju umpan = = 1,546 m3/jam Faktor keamanan = 15%

(54)

= 1,778 m

4 1

3

Dipakai 1 unit flash tank dengan H = 3/2 D Volume flash tank = π D2

4 1 x H = π D2 2 3 x D Volume flash tank = 1,178 D3

1,778 m3 = 1,178 D3 D = 1,147 m = 45,157 in H = 3/2 D = 3/2 x 1,147 m = 1,720 m Faktor keamanan = 15%

Tekanan flash tank,PD = 40 bar = 0,580 Psi PD = 1,15 x 0,580 Psi

= 0,667 Psi P total = PD

Menghitung tebal Slinder

+ 14,7 Psi = 0,667 Psi + 14,7 Psi = 15,367 Psi

Maksimum allowable stress, S = 13.800 Psi Effisiensi sambungan, E = 0,85

Faktor korosi, C = 0,006 in/tahun Direncanakan umur alat, n = 10 tahun

T = C.n 0,6P E x S x 2 D x P + − = 0,006in/tahunx10tahun (15,367) 0,6 0,85 x Psi 13800 x 2 in 45,157 x Psi 15,367 + − = 0,089 in

(55)

8. Pompa Flash Tank Asam Lemak (P-103)

Fungsi : memompakan Asam lemak dari Splitting ke flash tank asam lemak. Jumlah : 1 buah

Dari neraca bahan diperoleh :

 Laju alir massa (G) = 1765,87 kg/jam

 Densitas campuran, ρ = 977,735 kg/m3 = 60.928 lb/ft3  Viscositas campuran,µ = 7,093 Cp ………(Perry,1997)

..(Perry, 1997)

= 0,0048 lb/ft.s  Laju alir volumetric Q =

ρ G = ₃ kg/m 977,735 kg/jam 1765,87 = 1,806 jam m3 x 35,31 ₃ 3 m ft x det 3600 jam 1 = 0,017 detik ft3

0,13

0,45

(62,929)0,13 = 1,06 in

Dipilih pipa dengan diameter 1 ¼ in, schedule 40 dengan data-data sebagai berikut:

- Diameter luar, OD = 1,660 in

- Diametr dalam, ID = 1,380 in = 0,115 ft - Luas permukaan, A = 0,01040 ft

2 A Q = ₂ 3 01040 , 0 / 017 , 0 ft s ft = 1,634 ft/s

(56)

 Bilangan Reynold, NRe μ ρ.D.V = = lb/ft.s 0,0048 ft/s 1,634 x ft 0,115 x lb/ft 60,929 3 = 2.386,141 Bilangan Reynold, NRe > 2100 aliran Turbulen

Dari Appendix C.1 Alan Foust, 1951 untuk pipa komersial dengan diameter 1¼ in diperoleh C/D = 0,0015 dengan memlot NRE

- Direncanakan ketinggian pemompaan L

terhadap ∈/D diperoleh f = 0,027. Dimana system perpipaan sebagai berikut :

1 - Panjang pipa eqivalen, Le

= 12 ft

Pipa lurus = 60 ft

- 1 buah protecting pipe exit (k = 1, L/D = 45 Appendix C-2c dan C-2d, Foust, 1980) L5 0,115) 2(32,174)( (89,94) 634) (0,027)(1, 2gcD ΣL fv2 2 = = 45 x 1 x 0,115 = 5,175 ft Panjang pipa total (∑L) = 89,94 ft Faktor gesekan,

ΣF = = 0,876 lbf/lbm

Direncanakan total ketinggian pemompaan, ∆z = 12 ft Daya pompa, ws = ∆z. gc g _{+ ΣF} = 12 ft.lbf/lbm + 0,876 ft.lbf/lbm = 12,876 ft.lbf/lbm Tenaga Pompa, P = Q x P x ws = 0,017 ft3/detik x 60,928 lb/ft3 x 12,876 ft. lbf/lbm = 13,336 lb ft/detik

(57)

1 Hourse Power = 550 ft.ft/s P = detik ft.lb 550 detik lb.ft 13,336 = 0,024 Hp

Untuk efesiensi pompa 75%, maka:

Tenaga pompa yang dibutuhkan = 0,032Hp 0,75 0,024 = Effesiensi motor, 65% Tenaga motor = 65 , 0 032 , 0 = 0,043 Hp 9. Kolom Fraksinasi –01 (KF-01)

Fungsi : Untuk memisahkan asam lemak dari fraksi ringan (C14, C16, C18, H2O) sebagai produk asam palmitat dari fraksi berat (C18, C18F1, C18F2, C18F3

1. R = 1,25 R ) Diketahui : 2. 1,2 R min min <R< 1,5 R

3. Untuk harga θ dengan range 1 < θ < αLK …………..(Sumber: Mc. Cabe, 1993) min

• Menghitung derajat volalitas (α) Asam Miristat (C14) Rm

∑

−θ α X . α A A + 1 = …(Mc. Cabe, 1993) 1,04 + 1 = 6 , 1 562 , 1415 578 , 9 − A A α α 2,04 = 6 , 1 007 , 0 − A A α α A α = 1,602 Asam Palmitat (C16)

(58)

Rm

∑

−θ α X . α B B + 1 = …(Mc. Cabe, 1993) 1,04 + 1 = 6 , 1 562 , 1415 948 , 205 − B B α α 2,04 = 6 , 1 144 , 0 − A B α α αB = 1,641 Asam Stearat (C18) Rm

∑

−θ α X . α C C + 1 = …(Mc. Cabe, 1993) 1,04 + 1 = 6 , 1 562 , 1415 948 , 205 − B B α α 2,04 = 6 , 1 144 , 0 − A B α α αC = 1,603 Asam Oleat (C18F1) Rm

∑

−θ α X . α D D + 1 = …(Mc. Cabe, 1993) 1,04 + 1 = 6 , 1 562 , 1415 948 , 205 − D D α α 2,04 = 6 , 1 144 , 0 − D D α α αD = 1,644 Asam Linoleat (C18F2) Rm

∑

−θ α X . α D D + 1 = …(Mc. Cabe, 1993)

(59)

1,04 + 1 = 6 , 1 562 , 1415 948 , 205 − E E α α 2,04 = 6 , 1 144 , 0 − E E α α αE =1,644 Asam Linolenat (C18F3) Rm

∑

−θ α X . α F F + 1 = …(Mc. Cabe, 1993) 1,04 + 1 = 6 , 1 562 , 1415 948 , 205 − F F α α 2,04 = 6 , 1 144 , 0 − A B α α αC = Air (H2O) Rm

∑

−θ α X . α C C + 1 = …(Mc. Cabe, 1993) 1,04 + 1 = 6 , 1 562 , 1415 948 , 205 − B B α α 2,04 = 6 , 1 144 , 0 − A B α α αC = Dimana :

Dlk : komponen kunci ringan (H2O) = 1195,109 kg/jam Dhk : komponen kunci berat di destilat (C18) = 17,075 kg/jam Bhk : komponen kunci berat di bottom (C18F3) = 4,958 kg/jam Blk : komponen kunci ringan dibottom (C18

Jumlah stage =

(60)

=

• Menghitung diameter dalam dan tinggi menara

Diameter kolom dihitung berdasarkan laju alir pada puncak menara. D = 1.415,562 kg/jam

Fraksi berat untuk masing-masing komponen: - Asam Miristat (C14 0,007 562 , 1415 578 , 9 = ) = -Asam Palmitat (C16 0,144 562 , 1415 948 , 205 = ) = -Asam Stearat (C18 0,011 562 , 1415 075 , 17 = ) = -Air (H2 0,838 562 , 1415 109 , 1195 = O) =

Berat Molekul rata-rata:

BMRata-rata = {wt% x BM (C14)} + {wt% x BM (C16)} + {wt% x BM (C18)} + {wt% x BM (H2O)}

= (0,007x 228,36)+(0,144 x 256,42) + (0,011 x 284,47) +(0,838 x 18,016) = 56,748 gr/mol

Asumsi : Gas memenuhi hukum gas ideal PV = n RT

Dimana:

P = tekanan didalam kolom fraksinasi = 1 atm

T = temperatur didalam kolom fraksinasi = 2550C = 528 K R = konstanta gas ideal = 82,06 cm3

RT P Vn = atm/gr mol K PV = n RT RT P V BM gr = RT P BM V gr . =

(61)

ρgas RT P BM . = = ) 528 )( / 06 , 82 ( ) 1 )( / 748 , 56 ( 3 K K mol cm atm mol gr = 0,001 gr/cm3 = 0,062 lb/ft3

Densitas pada fase liquid untuk tiap-tiap komponen pada suhu 2550C. ρAsam Miristat = 0,8439 gr/ml = 52,643 lb/ft3

ρAsam Palmitat = 0,8414 gr/ml = 52,487 lb/ft3 ρAsam Stearat = 0,8390 gr/ml = 52,337 lb/ft3 ρAir = 1000 kg/m3 = 62,379 lb/ft3

ρCampuran = {wt% x ρLiquid (C14)} + {wt% x ρLiquid (C16)} + {wt% x ρLiquid(C18)}+{wt% x ρLiquid (H2O)}

= (0,007 x 52,643) + (0,144 x 52,487) + (0,011 x 52,337) + (0,838 x 62,379) = 60,774 lb/ft3

Dipakai Tray Spacing 6 in maka dari gambar 15.6 Timmerhouss dan Petter. Diambil KV = 0,12 VMaks = KV 2 1         ₋ g g L ρ ρ ρ = 0,12 2 1 062 , 0 062 , 0 774 , 60       − = 3,755 ft/s D = ₂ 4 . . D V ρπ D3 4 . .ρπ V = = 4 14 , 3 774 , 60 755 , 3 x x = 179,142 ft

Jarak antara plate dengan tutup diambil = 3 ft 3

(62)

Jarak antara plate terbawah dengan dasar diambil = 4 ft Jarak antara plate = 6 in

Jumlah plate = 9,180 Maka: Tinggi menara = 3 + 12 6 180 , 9 x + 4 = 11,59 ft = • Menghitung Plate menara

Kedudukan menara = Vertikal Bentuk menara = Silinder

Bahan = Carbon Steel SA-129 Tekanan yang diizinkan = 11.000 Psi

Direncanakan umur alat = 10 tahun

E = 0,75

C = 0,125 in/tahun

Faktor keamanan untuk tekanan alat 15% Tekanan Design (PD) = POperasi + (15%. POperasi)

= 14,7 + (0,15 x 14,7) = 16,9 Psi

Tebal plat minimum, TP:

TP cn P E x S x D x P . 6 , 0 2 − + = TP x tahun tahun in x x x x 10 006 , 0 ) 9 , 16 6 , 0 ( 75 , 0 000 . 11 2 ) 37 , 39 )( 598 , 67 ( 9 , 16 + − = = 0,06 72 , 16479 406 , 1142 + = 1,319 in

Maka tebal plate yang dipakai 1½ in.

10. Kolom Fraksinasi –02 (KF-102)

(63)

sebagai produk asam palmitat dari fraksi berat (C18F1, C18F2, C18F3

1. R = 1,25 R

) dan sebagai

produk asam linoleat. Diketahui :

2. 1,2 R

min

min <R< 1,5 R

3. Untuk harga θ dengan range 1 < θ < αLK …………..(Sumber: Mc. Cabe, 1993) min

Menghitung derajat volalitas (α) Asam Stearat (C18) Rm

∑

−θ α X . α A A + 1 = …(Mc. Cabe, 1993) 1,04 + 1 = 3 , 1 333 , 208 083 , 2 − A A α α 2,04 = 3 , 1 009 , 0 − A A α α A α = 1,306 Asam Oleat (C18F1) Rm

∑

−θ α X . α B B + 1 = …(Mc. Cabe, 1993) 1,04 + 1 = 3 , 1 333 , 208 166 , 204 − B B α α 2,04 = 3 , 1 982 , 0 − B B α α αB = 2,502 Asam Linoleat (C18F2) Rm

∑

−θ α X . α C C + 1 = …(Mc. Cabe, 1993)

(64)

1,04 + 1 = 3 , 1 333 , 208 083 , 2 − C C α α 2,04 = 3 , 1 144 , 0 − C C α α αC = 1,263 αAVG = 3 αAxαB xαC = 3 ₁_,₃₀₆_x₂_,₅₀₂_x₁_,₂₆₃ = 3 ₄_,₁₂₇ = 1,604 Jumlah stage =

{

}{

}

AVG logα (bhk/blk) (dlk/dhk) log Dimana :

Dlk : komponen kunci ringan destilat (C18F1) = 204,166 kg/jam Dhk : komponen kunci berat di destilat (C18F2) = 2,083 kg/jam Bhk : komponen kunci berat di bottom (C18F3) = 38,363 kg/jam Blk : komponen kunci ringan dibottom (C18F1

a. Menghitung diameter dalam dan tinggi menara

) = 4,958 kg/jam Jumlah stage =

= 14,541

Diameter kolom dihitung berdasarkan laju alir pada puncak menara. D = 208,333 kg/jam

Fraksi berat untuk masing-masing komponen: - Asam Stearat (C18 0,009 333 , 208 083 , 2 = ) = -Asam Oleat (C18F1 0,982 333 , 208 166 , 204 = ) = -Asam Linoleat (C18F2 0,009 333 , 208 083 , 2 = ) =

(65)

Berat Molekul rata-rata:

BMRata-rata = {wt% x BM (C18)} + {wt% x BM (C18F1)} + {wt% x BM (C18F2)} = (0,009 x 284,47) + (0,982 x 282,45) + (0,009 x 280,44)

= 282,448 gr/mol

Asumsi : Gas memenuhi hukum gas ideal PV = n RT

Dimana:

P = tekanan didalam kolom fraksinasi = 1 atm

T = temperatur didalam kolom fraksinasi = 3700C = 643 K R = konstanta gas ideal = 82,06 cm3

RT P Vn = atm/gr mol K PV = n RT RT P V BM gr = RT P BM V gr . = ρgas RT P BM . = = ) 643 )( / 06 , 82 ( ) 1 )( / 448 , 282 ( 3 K K mol cm atm mol gr = 0,0054 gr/cm3 = 0,337 lb/ft3

Densitas pada fase liquid untuk tiap-tiap komponen pada suhu 3700C. ρAsam Stearat = 0,9428 gr/ml = 58,812 lb/ft3

ρAsam Oleat = 0,9313 gr/ml = 58,095 lb/ft3 ρAsam Linoleat = 0,9389 gr/ml = 58,569 lb/ft3

ρCampuran = {wt% x ρLiquid (C18)} + {wt% x ρLiquid (C18F1)} + {wt% x ρLiquid(C18F2)}

= (0,009 x 58,812) + (0,982 x 58,095) + (0,009 x 58,569) = 58,105 lb/ft3

(66)

Dipakai Tray Spacing 6 in maka dari gambar 15.6 Timmerhouss dan Petter. Diambil KV = 0,12 VMaks = KV 2 1         ₋ g g L ρ ρ ρ = 0,12 2 1 337 , 0 337 , 0 105 , 58       − = 1,571 ft/s D = ₂ 4 . . D V ρπ D3 4 . .ρπ V = = 4 14 , 3 105 , 58 571 , 1 x x = 71,657 ft 12 6 541 , 14 x 3 D = 4,153 ft = 1,266 m = 49,665 in Jarak antara plate dengan tutup diambil = 3 ft

Jarak antara plate terbawah dengan dasar diambil = 4 ft Jarak antara plate = 6 in

Jumlah plate = 14,541 Maka:

Tinggi menara = 3 + + 4 = 14,270 ft = 4,350 m b.Menghitung Plate menara

Kedudukan menara = Vertikal Bentuk menara = Silinder

Bahan = Carbon Steel SA-129 Tekanan yang diizinkan = 11.000 Psi

Direncanakan umur alat = 10 tahun

E = 0,75

(67)

Faktor keamanan untuk tekanan alat 15% Tekanan Design (PD) = POperasi + (15%. POperasi)

= 14,7 + (0,15 x 14,7) = 16,9 Psi

Tebal plat minimum, TP:

TP cn P E x S x D x P . 6 , 0 2 − + = TP x tahun tahun in x x x x 10 006 , 0 ) 9 , 16 6 , 0 ( 75 , 0 000 . 11 2 ) 37 , 39 )( 665 , 49 ( 9 , 16 + − = = 0,06 86 , 489 . 16 338 , 839 ₊ = 1,301 in

Maka tebal plate yang dipakai 1½ in.

11.Pompa Kolom Fraksinasi-02 (P-105) Fungsi : memompakan C18F1, C18F2, dan C18F3

 Laju alir massa = 49,137 kg/jam

ketangki penyimpanan asam oleat. Dari neraca bahan diperoleh :

 Densitas campuran, ρ = (wt% x ρC18F1) + (wt% x ρC18F2) + (wt% x ρC18F3 = (0,118 x 0,850) + (0,781 x 0,850) + (0,101 x 0,88872) = 0,852 kg/L x 1000 L/m ) 3 = 852 kg/m3 = 53,331 lb/ft3  Viscositas Campuran µ = (wt% x µC 18F1) + (wt% x µC18F2) + (wt% x µC18F3 = (0,118 x 3,11) + (0,781 x 3,48) + (0,101 x 3,56) = 3,442 cP = 2,313 10 ) -3

 Laju alir volumetric Q =

lb/ft.s ρ G = ₃ kg/m 852 kg/jam 49,137