LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

(1)

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

Kapasitas pabrik : 1000 ton/tahun Waktu operasi : 340 hari Basis perhitungan : 1 jam operasi Satuan berat : kilogram (kg)

Bahan baku : kulit kapas (pentosan) Bahan pembantu : - H2SO4

- Air

Produk akhir : furfural (C5H4O2) Produksi furfural/jam

:

1000 jam 24 hari 1 x hari 340 tahun 1 x 1 1000 ton kg x tahun ton = 122,5490 kg/jam Kemurnian furfural : 98 % = 0,98 x 122,5490 = 120,0981 kg/jam

Furfural mengandung toluena 2% = 0,02 x 122,5490 = 2,4510 kg/jam

Untuk mencapai kapasitas produksi yaitu 122,5490 kg/jam, dilakukan trial program exel basis kulit kapas dengan memasukkan perbandingan bahan baku yang diketahui sesuai dengan literatur. Dari hasil trial yang dilakukan didapatkan:

Basis kulit kapas = 28476,5232 kg/hari = 1186,5218 kg/jam

Untuk selanjutnya, perhitungan neraca massa dihitung dengan menggunakan alur maju.

(2)

LA-1 CUTTING MACHINE (C-112)

CUTTING MACHINE

Kulit kapas Kulit kapas (dalam bentuk chip)

1 2

Dengan menggunakan Cutting machine, ukuran kulit kapas akan diperkecil menjadi 3-10 mm. Untuk memproduksi 1000 ton furfural setiap tahun, melalui perhitungan trial program exel diperlukan kulit kapas sebanyak 1186,5218 kg/jam

F1 = F2 = 1186,5218 kg/jam

Komponen Kulit Kapas:

Alpha selulosa = 47 % x 1186,5218 kg/jam = 557,6652 kg/ jam

Pentosan = 21 % x 1186,5218 kg/jam = 249,1696 kg/jam Lignin = 20 % x 1186,5218 kg/jam = 237,3044 kg/jam Kadar Abu = 12 % x 1186,5218 kg/ jam= 142,3826 kg/jam

Tabel LA-1 Neraca Massa pada Cutting machine (C-112)

NO KOMPONEN Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)

Alur 1 Alur 2 1. _{Alpha selulosa} _557,6652 _557,6652 2 _Pentosan _249,1696 _249,1696 3 _Lignin _237,3044 _237,3044 4 _{Kadar Abu} _142,3826 _142,3826 Jumlah _1186,5218 _1186,5218

(3)

LA-2 MIXER PENGENCERAN ASAM SULFAT (M – 120) MIXER H2SO4 Air air Air H2SO4 3 4 5 F3 + F4 = F5

Asam sulfat yang digunakan, F5 = 20% massa kulit kapas dengan normalitas 5N

(Raymond, 1982)

F5 = 0,2 x F2 , F2 = 1186,5218 kg/jam = 0,2 x 1186,5218

= 237,3044 kg/jam

N = M x valensi, grek eqivalensi H2SO4 = 2 5 = M x 2 M = 2,5 M = 100 85 × BM Massa M = % = = 841 , 1 10 98 x 5 , 2 x = 13,3080

Jadi kebutuhan H2SO4 13,3080 % yang berarti kebutuhan air (100 - 13,3080) = 86,6920 %

F5asam sulfat =

0,

133080 x 237,3044 = 31,5804 kg/jam

F5air =

0,

866920 x 237,3044 = 205,7239 kg/jam

(4)

Asam sulfat yang ada dipasaran adalah 98% dan 36%, disini digunakan 36% yang berarti asam sulfat 36%, 5 N dan air 64 %. Maka:

Pengenceran asam sulfat 36% pada F3 menjadi 13,3080 % pada F5: V1 M1 = V2 M2 V1 (0,36) = (237,3044) (

0,

133080) V1 = 36 , 0 0,133080 x 237,3044 = 87,7234 kg/jam F3 = 87,7234 kg/jam F3 sulfat = 0,36 x 87,7234 = 31,5804 kg/jam F3air = 0,64 x 87,7234 kg/jam = 56,1430 kg/jam F4 = F5 – F3 = 237,3044 - 87,7234 = 149,5809 kg/jam

Tabel LA-2 Neraca Massa pada Mixer Pengenceran (M-120)

NO KOMPONEN Masuk (kg/jam)

Keluar (kg/jam)

Alur 3 Alur 4 Alur 5

1 H2SO4 _31,5804 - _31,5804 2 Air _56,1430 149,5809 _205,7239 Jumlah 87,7234 _149,5809 237,3044 Jumlah _237,3044 237,3044 LA-3 Leaching (T -110) 6 5 7 8

(5)

F6 = 1186,5218 Kg/jam, dengan komponen masing-masing

Alpha selulosa = 557,6652 kg/ jam

Pentosan = 249,1696 kg/jam Lignin = 237,3044 kg/jam Kadar Abu = 142,3826 kg/jam

Aliran Pelarut Masuk, V2 = 237,3044 Kg/jam, xA2 = 0, xc2 = 1,0

Slurry yang masuk; B = 1186,5218 Kg/jam (1-0,21) = 937,3522 Kg/jam padatan tak larut

Lo = 1186,5218 Kg/jam (1- 0,79) = 249,1696 Kg/jam

No = B/Lo (Geankoplis, 2003) = 937,3522 / 249,1696 =3,7619 kg padatan/kg larutan yA0 = 1,0 (tidak mengandung pelarut lain)

M = Lo +V2 = 249,1696 + 237,3044 = 486,4739 Kg/jam Lo.yA0 + V2.xA2 = 249,1696 (1,0) + 237,3044(0)= M.xAM xAM = 249,1696/ 486,4739 = 0,5122 Bo = No.Lo + 0 = 3,7619. 249,1696 = Nm (486,4739) = 1,9268 N1 = 1,5 (Geankoplis, 2003) yA1 = 0,5122 xA1 = 0,5122 Berdasarkan persamaan:

Neraca larutan total : Lo + V2 = L1 + V1 = M (Geankoplis,2003) L1 + V1 = 486,4739 Kg/jam

L1 = 486,4739 Kg/jam – V1

Neraca Padatan B =.No.Lo = N1.L1 (Geankoplis,2003) = 3,7619 . 249,1696 = 2 (486,4739 – V1)

355,957 = 2 V1

V1 = 355,957/2 = 177,9783 kg/jam Maka L1 = 486,4739 Kg/jam - 177,978 kg/jam = 308,4957 kg/jam

(6)

Tabel LA-3 Neraca Massa pada Leaching (T-120)

Alur 5 Alur 6 Alur 7 Alur 8

1 Alpha Selulosa - 557,6652 - 557,6652 2 Pentosan - 249,1696 - 308,4957 3 Lignin - 237,3044 - 237,3044 4 Kadar Abu - 142,3826 - 142,3826 5 Air 205,7239 - _146,3979 _- 6 H2SO4 31,5804 - _31,5804 _- Jumlah 237,3044 1186,5218 177,9783 - Jumlah 1423,8262 1423,8262 LA – 4 FILTER PRESS (H-130)

Filter press

Alpha selulosa Pentosan Lignin Kadar Abu Air H2SO4

Air

H

2

SO

4

Pentosan

8

27

9 Air

H

₂

SO

₄

Alpha selulosa

Pentosan

Lignin

Kadar Abu

7

Aliran masuk, F7 dan F8

Persentase masing-masing komponen dari total aliran masuk F8 Alpha selulosa = 39,17 % = 557,6652 kg/ jam

F8 Pentosan = 21,67 % = 308,4957 kg/jam F8 Lignin = 16,67 % = 237,3044 kg/jam F8 Kadar Abu =10,00% = 142,3826 kg/jam F7Air = 2,22 % = 146,3979 kg/jam F7 H2SO4 = 10,28 % = 31,5804 kg/jam

(7)

Alur 8:

F8 Alpha selulosa = F27 Alpha selulosa = 557,6652 kg/ jam F8 Lignin = F27 Lignin = 237,3044 kg/jam F8 Kadar Abu = F27 Kadar Abu = 142,3826 kg/jam

Pentosan : F27pentosan = 0,07 x F8pentosan

= 0,07 x 308,4957 kg/jam = 21,5947 kg/jam

H2SO4 : F27as.sulfat = 0,07 x F7as.sulfat

= 0,07 x 31,5804 kg/jam = 2,2106 kg/jam

Air : F27air = 0,07 x F7air

= 0,07 x 146,3979 kg/jam = 10,2479 kg/jam

F27 = F27 Alpha selulosa + F27 Lignin + F27 Kadar Abu+ F27pentosan + F27air + F27as.sulfat

= 971,4054 kg/jam

Alur 9:

F9 = F7+ F8 – F27

= 1245,8479 - 971,4054 = 452,4208 H2SO4 : F9as.sulfat = F7as.sulfat – F27as.sulfat

= 31,5804 - 2,2 = 29,3698 kg/jam Air : F9air = F7air – F27air

= 146,3979 - 10,2479 = 136,1500 kg/jam

(8)

= 308,4957 - 21,5947 = 286,9010 kg/jam

Tabel LA-4 Neraca Massa pada Filter Press (H-130)

1 Alpha Selulosa - 557,6652 557,6652 - 2 Pentosan - 308,4957 21,5947 286,9010 3 Lignin - 237,3044 237,3044 - 4 Kadar Abu - 142,3826 142,3826 - 5 Air 146,3979 - 2,2106 136,1500 6 H2SO4 31,5804 - 10,2479 29,3698 Jumlah 177,9783 1245,8479 971,4054 452,4208 Jumlah 1423,8262 1423,8262 LA-5 REAKTOR I (R-210) REAKTOR I 10 9 Pentosan Air Asam sulfat Pentosan Air Asam sulfat Pentosa

Komponen pada alur 9, F9 F9as.sulfat = 29,3698 kg/jam F9pentosan = 286,9010 kg/jam F9air = 136,1500 kg/jam

Untuk reaksi pembentukan pentosa dari pentosan, Konversi reaksi = 90% (Medeiros, 1985).

Massa Pentosan pada alur 9, F9Pentosan = 286,9010 kg/jam Laju Pentosan yang habis bereaksi =

100 90 × × n BM Massa

(9)

= 100 90 100 132 286,9010 × × = 0,0196 kmol/jam

Derajat Polimerisasi untuk bahan baku yang mengandung selulosa,

r = 100- 200 ( Perry, 1997)

Dalam hal ini, diambil r = 100, Maka: Reaksi pembentukan pentosa :

(C5H8O4)100 + 100 H2O 100 C5H10O5

Pentosan Air Pentosa

0,0196 1,9561 1,9561 kmol/jam 258,2109 35,2106 293,4215 kg/jam

Pentosan yang bereaksi = mol pentosan x BM x n = 258,2109 kg/jam Mol air bereaksi = 100 x 0,0196 = 1,9561 kmol/jam Air yang bereaksi = 1,9561 x 18 = 35,2106 kg/jam Pentosa yang dihasilkan = 100 x 0,0196 = 1,9561 kmol/jam

(BM = 150) = 1,9561 x 150 = 293,4215 kg/jam

Alur 10:

F10Pentosan = F9Pentosan - Pentosan bereaksi = 286,9010 -258,2109 = 28,6901 kg/jam

F10Air = F9Air - Air yang bereaksi = 136,1500 - 35,2106 = 100,9395 kg/jam

F10Asam Sulfat = F9Asam Sulfat = 29,3698 kg/jam F10Pentosa = Pentosa terbentuk = 293,4215 kg/jam

Tabel LA-5 Neraca Massa pada Reaktor I (R-210)

Alur 9 Alur 10

1. H2SO4 29,3698 29,3698

(10)

3. Pentosan 286,9010 28,6901 4. Pentosa - 293,4215 Jumlah 452,4208 452,4208 LA-6 REAKTOR II (R-220) REAKTOR II 13 11 Pentosan Air Asam sulfat Pentosa Pentosan Air Asam sulfat Pentosa Furfural Air proses 12 Alur 11: F11Pentosan = 28,6901 kg/jam F11Air = 100,9395 kg/jam

F11Asam Sulfat = 29,3698 kg/jam F11Pentosa = 293,4215 kg/jam

Kondisi kelarutan asam sulfat dalam air dalam reaktor II harus dijaga, dimana asam sulfat 0,2 normalitas karena pada normalitas tersebut reaksi akan berlangsung optimal.

N = M. valensi, grek eqivalensi H2SO4 = 2 0,2 = M. 2 M = (0,2/2) = 0,1 M = % = = 841 , 1 10 98 x 0,1 x = 0,5323

Jadi kebutuhan H2SO4 0,5323 % yang berarti kebutuhan air (100 - 0,5323) = 99,4677 %.

Kebutuhan asam sulfat: 29,3698 kg/jam

Maka, Air = × ×100 132 100,9395 x 84,5054

(11)

= 5985,5340 kg/jam Air yang ditambahkan:

F12 = 5985,5340 - 100,9395 = 5800,0891 kg/jam

Untuk reaksi pembentukan Furfural dari pentosa : Konversi reaksi = 85% (Medeiros, 1985).

Pentosa pada alur 11, F11Pentosa = 293,4215 kg/jam Laju Pentosa yang habis bereaksi =

100 85 × BM Massa = 100 85 150 293,4215 × = 1,5649 kmol/jam Reaksi dehidrasi : C5H10O5 C5H10O5 + 3 H2O

Pentosa Furfural air

1,5649 1,5649 4,6947 kmol/jam

234,7372 123,3995 84,5054 kg/jam

Pentosa yang habis bereaksi = mol x BM = 1,5649 x 150 = 234,7372kg/jam Mol air terbentuk = 3 x 1,5649 = 4,6947 kmol/jam Air terbentuk = mol x BM = 4,6947 x 18 = 84,5054 kg/jam

Mol furfural yang terbentuk = 1,5649 kmol/jam

Furfural yang terbentuk = mol x BM = 1,5649 x 96 = 150,2318 kg/jam Komponen pada alur 12, F12 :

F13Pentosan = F11Pentosan = 28,6901 kg/jam

F13Air = F11Air + F12Air + Air terbentuk = 100,9395 + 5800,0891 + 84,5054 = 5985,5340 kg/jam

F13Asam Sulfat = F11Asam Sulfat = 29,3698 kg/jam F13Pentosa = F11Pentosa - Pentosa bereaksi

= 293,4215- 234,7372 = 58,6843 kg/jam F13Furfural = Furfural terbentuk = 150,2318 kg/jam

(12)

Tabel LA-6 Neraca Massa pada Reaktor II (R-220)

NO KOMPONEN Masuk (kg/jam)

Keluar (kg/jam)

Alur 11 Alur 12 Alur 13

1. H2SO4 29,3698 - 29,3698 2. Air 100,9395 5800,0891 5985,5340 3. Pentosan 28,6901 - 28,6901 4. Pentosa 293,4215 - 58,6843 5. Furfural - - 150,2318 Jumlah 442,4896 5800,0891 6177,2047 Jumlah 6177,2047 6177,2047

LA-7 KOLOM EKSTRAKSI (T-310)

KOLOM EKSTRAKSI 15 16 17 Toluena Asam sulfat Air Pentosan Pentosa Asam sulfat Air Pentosan Pentosa Furfural 18 Toluena Furfural Komponen alur 15, F15 F15Pentosan = 28,6901 kg/jam F15Air = 5985,5340 kg/jam F15Asam Sulfat = 29,3698 kg/jam F15Pentosa = 58,6843 kg/jam F15Furfural = 150,2318 kg/jam

F15 = 6252,5100 kg/jam

Ekstraksi Countercurrent 2 tahap: Air-Furfural-Toluena

Jumlah toluena yang dibutuhkan adalah 2 kali total air dan furfural keluaran reaktor dalam basis berat (Medeiros, 1985).

Toluena yang digunakan adalah toluena 98% F16 = 2 x (F15air + F15furfural)

= 2 x (5985,5340 + 150,2318) = 12271,5315 Kg/jam

(13)

F16Toluena = 0,98 x F16 = 0,98 x 12271,5315 Kg/jam = 12087,4585 Kg/jam F16air = F16 – F16toluena = 184,0730 Kg/Jam Pelarut (V') = F16 = 12087,4585 kg/jam Air (L') = F12Air = 5985,5340 kg/jam Yo = 0 (Tidak ada furfural pada pelarut L)

Konstanta Kesetimbangan sistem Air-Furfural-Toluena , K= 5,64 pada 25oC (Perry, 1999)

Setelah dilakukan ekstraksi,

E = ' ' * L V K = 5985,5340 ) 12087,4585 )( 64 , 5 ( = 11,5631 Untuk Ekstraksi countercurrent 2 tahap, maka

2 0 2 1 1 E E X X A A + + = (Perry, 1999) 2 0 2 11,5631 11,5631 1 1 + + = A A X X = 0,0068 % Furfural terekstraksi = (1- 0,0068) 100 = 99,32 % Maka, Alur 18:

F18Furfural = 99,32 % F11Furfural = 99,32 x 150,2318 = 122,5490 kg/jam F18Toluena = F12Toluena = 12087,4585kg/jam

F18total = 12210,0075 kg/jam

Alur 17 :

F17Asam sulfat = F15Asam Sulfat =29,3698 kg/jam

F17Air = F15Air + F16air = 5985,5340 + 184,0730 = 6169,6069 kg/jam

F13P7entosan = F15Pentosan = 28,6901 kg/jam F17Pentosa = F15Pentosa = 58,6843 kg/jam F17Furfural = F15Furfural –F18Furfural

(14)

Tabel LA-7 Neraca Massa pada Kolom Ekstraksi (T-310)

1. H2SO4 29,3698 - 29,3698 - 2. Air 5985,5340 184,0730 6169,6069 - 3. Pentosan 28,6901 - 28,6901 - 4. Pentosa 58,6843 - 58,6843 - 5. Furfural 150,2318 - 27,6828 122,5490 6. Toluena 12087,4585 - 12087,4585 Jumlah 6252,5100 12271,5315 6314,0339 12210,0075 Jumlah 18301,7245 18301,7245

LA-8 VAPORIZER (E-510)

VAPORIZER 17 22 23 Asam sulfat 36% Air Air Pentosan Pentosa Furfural Air Asam sulfat Pentosan Pentosa Furfural F17 = F22 +F23

Asumsi air pada alur 23 = 1,7 % dari alur 17. Alur 23, F23

F23Asam sulfat = F17Asam Sulfat = 29,3698 kg/jam F23Air = 0,017 x 6169,6069 = 52,2130 Kg/jam F23 = 81,5828 kg/jam

Alur 22, F22

F22Air = F17Air – F23Air

= 6169,6069- 52,2130 = 6117,3940kg/jam F22Pentosan = F17Pentosan = 28,6901kg/jam

F22Pentosa = F17Pentosa = 58,6843 kg/jam F22Furfural = F17Furfural = 27,6828 kg/jam F22 = 6232,4511 kg/jam

(15)

Tabel LA-8 Neraca Massa pada Vaporizer (D-510)

NO KOMPONEN

Masuk

(kg/jam) Keluar (kg/jam)

Alur 17 Alur 22 Alur 23

1. H2SO4 29,3698 - 29,3698 2. Air 6169,6069 6117,3940 52,2130 3. Pentosan 28,6901 28,6901 - 4. Pentosa 58,6843 58,6843 - 5. Furfural 27,6828 27,6828 - Jumlah 6314,0339 6232,4511 81,5828 Jumlah 6314,0339 6314,0339

LA-9 KOLOM DESTILASI (D – 410)

DES TI LA SI L V B D L G 19 Toluena Furfural Toluena Furfural Toluena 2% Furfural 98% 20 21 Alur 19, F19 F19Furfural = 122,5490 kg/jam F19Toluena = 12087,4585 kg/jam F19total = 12210,0075 kg/jam Diinginkan furfural dengan kemurnian 98 %. Neraca massa total :

F19 = F20 + F21 Alur 21,

Furfural : F21Furfural = 98 % x F19Furfural = 0,98 x 122,5490 = 120,0981 kg/jam

(16)

F21Toluena = 2% x F19

= 0,02 x 122,5490 = 2,4510 kg/jam Alur 20,

F20Toluena = F19Toluena – F21Toluena = 12087,4585 - 2,4510 = 12085,0076 kg/jam F20Furfural = F19 Furfural – F21 Furfural

= 122,5490 - 120,0981 = 2,4510 kg/jam

Tabel LA-9 Neraca Massa pada Destilasi (D-410)

NO KOMPONEN Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)

Alur 19 Alur 20 Alur 21

1. Toluena 12087,4585 12085,0076 2,4510 2. Furfural 122,5490 2,4510 120,0981 Jumlah 12210,0075 12087,4585 122,5490 Jumlah 12210,0075 12210,0075

Tabel A-10 Umpan masuk, F19

Penentuan titik didih umpan masuk Kolom Destilasi :

KOMP BM F (kg/ jam) N (kmol/jam) Fraksi Mol

Toluena 92 12087,4585 131,3854 0,9904 Furfural 96 122,5490 1,2766 0,0096 Jumlah - 12210,0075 132,6620 1,0000

Tekanan Uap ditentukan dengan rumus ln P (kPa) = A – B / (T(K) + C) Data Bilangan Antoine :

Tabel A.11 Data Bilangan Antoine

Komponen A B C

Toluena 14,2515 3242,38 -47,1806 (Reklaitis,1983) Furfural 16,7802 5365,88 5,6168

(17)

K = dengan : P = 1 atm

Jumlah umpan masuk, F = F14 = 12210,0075 kg/jam Produk atas, D = F15 = 12087,4585 kg/jam Produk bawah, W = F16 = 122,5490 kg/jam P = 1 atm = 101,3 Kpa

Pi (kPa) = Exp [A – B / (T + C)] Trial T = 111,032°C (384,032K)

Tabel A.12 Trial Titik Didih Umpan Masuk Kolom Destilasi

Komponen Zif = Xif Pi Ki = Yif = Xif x Ki αif = Ki/Kh Toluena 0,9903 102,0997 1,0079 0,9981 5,0370 Furfural 0,0097 20,2698 0,2001 0,0019 1,0000 Jumlah 1 1,0000 6,0370

Oleh karena Σ yi = Σ Xif. ki = 1, maka titik didih umpan masuk adalah 111,032°C atau 384,032 K

Tabel A13. Produk Atas (Destilat) F20 Penentuan titik embun (dew point) Destilat:

Komponen F (kg/ jam) N (mol/jam) Yif

Toluena _11940,2010 _129,7848 _0,9998 Furfural _2,4510 _0,0255 _0,0002 Jumlah _11942,6520 _129,8103 1 P = 1 atm = 101,3 kpa Pi (kPa) = Exp [A – B / (T(K) + C)] Trial T = 110,785°C (383,785K)

Tabel A.14 Trial Titik titik embun (dew point) Destilat

Komponen Yif Pi Ki = Xif =

Yif / Ki

αif = Ki/Kh

Toluena 0,9998 101,3811 1,0008 0,9990 5,0455

(18)

Jumlah 1 1,0000 6,0455

Oleh karena Σ yi = Σ Xif. ki = 1, maka titik embun (dew point) Destilat adalah 110,785°C atau (383,785 K.

Tabel A.15 Produk bawah (Bottom produk) F21 Penentuan titik didih (bubble point) Bottom :

Komponen F (kg/ jam) N (mol/jam) Xif

Toluena _2,4510 _0,0266 0,0209 Furfural _120,0981 _1,2510 0,9791 Jumlah _122,5490 _1,2777 1 P = 1 atm = 101,3 Kpa Pi (kPa) = Exp [A – B / (T + C)] Trial T = 160,632 °C (433,63 K)

Tabel A.16 Trial Titik Didih (bubble point) Bottom

Komponen Xif Pi _{Ki =} Yif =

Xif x Ki αif = Ki/Kh Toluena 0,0209 351,2027 3,4670 0,0723 3,6590 Furfural 0,9791 95,9821 0,9475 0,9277 1,0000 Jumlah 1 1,0000 4,6590

Oleh karena Σ yi = Σ Xif. ki = 1, maka titik didih umpan masuk adalah 160,632 °C atau 433,63 K. Dari hasil perhitungan titik didih umpan, titik embun destilat, dan titik didih bottom produk, diperoleh bahwa: Tdestilat < Tumpan < Tbottom, maka perhitungan tersebut sudah tepat

Menghitung laju refluks distilat (R) :

D L

Vd

Laju refluks distilat dihitung dengan menggunakan metode Underwood :

∑

₋ = − Φ α .x α q 1 i Fi i

(19)

∑

₋ = + Φ α .x α 1 R i Di i Dm (Geankoplis, 1997)

Umpan masuk dalam keadaan jenuh (q = 0), maka 1 – q = 1 sehingga:

∑

₋ = − Φ α .x α q 1 i Fi i = 1 (Geankoplis,1997) Trial Φ = 1,0394

Tabel A.17 Penentuan nilai Φ

komponen xi,f α_i

∑

_αα .x₋_Φ i Fi i =1 Toluena 0,9904 5,0370 1,2479 Furfural 0,0096 1,0000 -0,2442 Jumlah 1,0000 6,0370 1,0037 komponen xi,d α_i

∑

−Φ α .x α i Fi i Toluena 0,9998 5,0455 1,2592 Furfural 0,0002 1,0000 -0,0049 Jumlah 1,0000 6,0455 1,2543

∑

₋ = + Φ α .x α 1 R i Di i Dm RDm + 1 = 1,2543 RDm = 0,2543 RD = 1,2 RDm (Geankoplis,1997) RD = 1,2 . 0,2543 RD = 0,3051 Refluks distilat : L = RD x D = 0,3051 x 131,3843 Kmol/jam = 40,0901 Kmol/jam

(20)

Maka, alur Vd:

Vd = L + D

= 40,0901 + 131,3843 = 171,4744 Kmol/jam

Vd Toluena = 0,9998. Vd = 171,4411 kmol/jam = 15772,5768 kg/jam Vd Furfural = 0,0002 . Vd = 0,0333 kmol/jam = 3,1989kg/jam

Alur L :

Total L = 40,0901 Kmol/jam

L Toluena = 0,9998. L = 40,0823 kmol/jam = 3687,5692 kg/jam

L Furfural = 0,0002 . L = 0,0078 kmol/jam = 0,7479 kg/jam

Tabel LA-18 Neraca Massa Kondensor

Komponen

Masuk Keluar

Alur Vd Alur Ld Alur D

Kmol/jam Kg/jam Kmol/jam Kg/jam Kmol/jam Kg/jam Toluena 171,4411 15772,5768 40,0823 3687,5692 171,4411 15772,5768 Furfural

0,0333 3,1989 0,0078 0,7479 0,0333 3,1989

Jumlah

171,4744 15775,7757 40,0901 3688,3171 171,4744 15775,7757

Vd = ((q-1) x F umpan) + Vb , dengan q = uap jenuh = 1 Menghitung laju bottom pada reboiler :

Vd = 0 + Vb Vb = Vd = 171,4744 kmol/jam Lb = Vb + B = 171,4744 + 1,2777 = 172,7520 kmol/jam Maka alur, Vb: Vb = 171,4744 kmol/jam

(21)

Vb Furfural = 0,0002 . Vb = 0,0400 kmol/jam = 3,1987 kg/jam Alur Lb:

Lb = 172,7520 kmol/jam

Lb Toluena = Vb Toluena + B Toluena = 169,3770 + 0,0266 (Kmol/jam) = 169,4037 kmol/jam = 15585,1361 Kg/jam

Lb Furfural = Vb Furfural + B Furfural = 0,0333 + 1,2510 (Kmol/jam) = 1,2843 Kmol/jam = 123,2969 Kg/jam

Tabel LA-19 Neraca Massa Reboiler

Komponen

Masuk Keluar

Alur Lb Alur Vb Alur B

Kmol/jam Kg/jam Kmol/jam Kg/jam Kmol/jam Kg/jam Toluena 171,4677 15775,0278 171,4411 15582,6852 0,0266 2,4510 Furfural 1,2843 123,2969 0,0333 3,1987 1,2510 120,0980 Jumlah 172,7520 15898,3247 171,4744 15585,8838 1,2777 122,5490

(22)

LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Basis perhitungan : 1 jam operasi Satuan operasi : Joule/jam Temperatur Basis : 25°C

Neraca panas ini menggunakan rumus-rumus perhitungan sebagai berikut:

Perhitungan panas yang masuk dan keluar:

∫

° = = = T C 25 T p i i 1 .dT n.C H Q (Smith, 2001)

Perhitungan Cpl (kkal/g°C) dengan menggunakan metode Chueh dan Swanson,

dimana kontribusi gugusnya adalah:

Gugus Harga -CH2- 7,26 - CH ( ring ) 4,4 - CH (not ring ) 5 -O- 8,4 -OH- 10,7 (Reid, et all., 1987)

(23)

Perhitungan Cpg (kal/mol°C) = a + bT + cT2 + dT3 dengan menggunakan metode

Rihani dan Doraiswamy, dimana kontribusi gugusnya adalah:

Gugus A b x 102 c x 104 d x 106 - CH (ring) -3,5232 3,4158 -0,2816 0,008015 -CH2- 0,3945 2,1363 -0,1197 0,002596 -O- 2,8461 -0,0100 0,0454 -0,002728 -OH 6,5128 -0,1347 0,00414 -0,001623 (Reid, et all., 1977)

Perhitungan ∆Hvb (kkal/mol) dengan menggunakan metode Sastri, dimana

kontribusi gugusnya adalah:

Gugus Hvo (kka l/mol)

- CH (ring) 1,68 -CH2- 1,44 -O- 2,9 -OH 9,8 (Reid, et all., 1977) Tb/Tc n >0,71 0,41 (Sumber: Reid, 1977) 1982) (Lyman, T T 1 H ΔH n c b vo vb       − =

Perhitungan panas penguapan

(24)

Perhitungan ∆Hf0 (kkal/mol) dengan menggunakan metode Verma dan

Doraiswamy, dimana kontribusi gugusnya adalah:

Gugus Harga - CH -1,29 -CH2- -4,94 -O- -24,2 -OH -43,8 -CHO -29,71 - C - 0,62 (Reid, et all., 1977)

Perhitungan panas reaksi, ∆Hr25°C

1. Pentosan (C5H8O4)100 (Metode Verma dan Doraiswamy)

∆Hfo(C5H4O2)100 = 300(-43,8) + 500(-1,29) + 100(-24,2) = -16205 Kkal/mol = -68061000 J/mol 2. Pentosa (C5H10O5) (Metode Verma dan Doraiswamy)

∆Hfo (C5H10O5) = 4(-43,8) + 1(-4,94) + 4(-1,29) + 1(-24,2) = -209,5 Kkal/mol = -879900 J/mol 3. Furfural (C5H4O2) (www.wikipedia//ChemistryDayli.com)

∆Hfo (C5H4O2) = -200,2 KJ/mol = 200200 J/mol 4. Toluena (Reklaitis, 1983)

∆Hfo Toluena = 11,95 KJ/mol = 50190 J/mol 5. Air (Reklaitis, 1983)

(25)

Reaksi 1: ( C5H8O4)100 + n H2O n C5H10O5 , r1 ; n = 100

[

]

[

]

[

] [

]

[

]

[

]

/mol J 4347000 /mol J ) 242760 .( 00 1 ) 68061000 1.( /mol J ) 879900 .( 00 1 O H ΔH . 00 1 )n O H C ( ΔH 1. O H C H Δ . 00 1 Δ . σ Δ . σ ΔH 2 o C 25 f 4 8 5 o C 25 f 5 10 5 o C 25 f reaktan o C 25 f i produk o C 25 f i C 25 r = − + − − − = + − = − = ° ° ° ° ° °

∑

H

∑

H Reaksi 2 : 100C5H10O5 100C5H4O2 + 300 H2O ; r2

[

]

[

]

[

] [

]

[

] [

]

/mol J 4858000 -/mol J ) 879900 .( 00 1 ) 242760 .( 300 ) 200200 .( 00 1 ) O H C ( ΔH . 00 1 O H ΔH 300. O H C H Δ . 100 Δ . σ Δ . σ ΔH 5 10 5 o C 25 f 2 o C 25 f 2 4 5 o C 25 f reaktan o C 25 f i produk o C 25 f i C 25 r = − − − + − = − + = − = ° ° ° ° ° °

∑

H

∑

H

Nilai kapasitas panas (Cp) untuk masing-masing komponen pada 250C:

Kapasitas panas liquid (Cpl)

1. Pentosan ( C5H8O4)100 (Metode Chueh dan Swanson) Cpl = 400(4,4) + 100 (5) + 100 (8,4) + 300 (10,7)

= 6310 kal/mol 0C = 26502 J/mol 0C 2. Pentosa (C5H10O5 ) (Metode Chueh dan Swanson)

Cpl = 4(4,4) + 1(7,26) + 4(8,4) + 1(10,7)

= 76,06 kal/mol 0C = 319,4520 J/mol 0C 3. Furfural ( C5H4O2 ) (Reklaitis, 1983)

Cpl = 21,4163 + 0,886185 T + -0,00193931 T2 + 1,85001E-06 T3 = 162,2389 J/mol 0K

Cpg = 95,065 J/mol °C (Reklaitis, hal 642) 4. H2SO4 (Himmelblau, 1996) Cpl = 139,1 + 15,59 T(C) = 528,8500 J/mol 0C 5. H2O (Reklaitis, 1983) Cpl = 18,2964 + 0,472158 T + -0,00133878 T2 + 1,31424E-06 T3 = 74,8900 J/mol 0K

Cpg = 33,594 J/mol °C ( Reklaitis, hal 644 ) H2SO4

(26)

6. Toluena

Cpl = 1,80826 + 0,812223 T + -0,00151267 T 2+ 1,63001E-06 T3 = 152,6555 J/mol 0K

Kapasitas panas gas (Cpg)

1. Pentosan ( C5H8O4)100 (Metode Rihani dan Doraiswamy) Cpg = 300(-OH) + 500(-CH=) + 100(-O-) Gugus A b x 102 c x 104 d x 106 300(-OH) 300(6,5128) 300(-0,1347) 300(0,0414) 300(-0,001623) 500(-CH-) 500(-3,5232) 500(3,4158) 500(-0,2816) 500(0,008015) 100(-O-) 100(2,8461) 100(-0,0100) 100(0,0454) 100(-0,002728) Total 476,85 1666,49 -123,84 3,2478 Cpg = 476,85 + 1666,49.10-2T –123,84.10-4T2 + 3,2478.10-6T3 = 4429,189918 kal/mol°C = 18602,5977 J/mol °C 2. Pentosa (C5H10O5 ) (Metode Rihani dan Doraiswamy)

Cpg = 4(-CH-) + 1(-CH2) + 4 (-OH) +1(-O-) = 15,199 + 15,2507.10-2T –1,0351.10-4T2 + 254,36.10-6T3 = 52,1271 kal/mol°C = 218,9339J/mol °C 3. Furfural ( C5H4O2 ) (Reklaitis, 1983) Cpg = 25,211 + 0,221301T + 0,000130942T2 + -3,37155E-07T3 + 1,52277E-10 T4 = 95,0654 J/mol 0K 4. H2O (Reklaitis, 1983)

Cpg = 34,0471 + -0,00965T + 3,29983E-05T2 + -2,04467E-08T3 +

4,30228E-12T4 = 95,0654 J/mol 0K

5. Toluena

Cpg = 11,82 + -0,01617T + 0,00144465T2 + -2,28948E-06T3 +

1,13573E-09T4 = 83,6621 J/mol 0K

Nilai panas laten penguapan/entalpi penguapan (∆Hvb) untuk komponen:

1. Pentosa (C5H10O5 ) (Metode Sastri) ∆Hvb = 123,40 J/mol

(27)

2. Furfural ( C5H4O2 ) ∆Hvb = 43124,2 J/mol (Reklaitis, 1983) 3. H2O ∆Hvb = 40656,2 J/mol (Reklaitis, 1983) 4. Aseton ∆Hvb = 29087,2 J/mol (Reklaitis, 1983) 5. H2SO4 ∆Hvb = 20983,5 J/mol ( Perry, 1997 ) Air pemanas

Sebagai pemanas digunakan saturated steam 2300C tekanan 2797,6 kpa.

VL

H (2300C)= 1811,7 kJ/kg ( Smith, 1987 )

kondensat bekas 2300C digunakan kembali untuk menyediakan panas bagi unit-unit yang tidak bertemperatur melebihi 1000C. Dari hasil perhitungan, penggunaan kondensat bekas dengan penurunan suhu hingga 114,5094 0C memungkinkan tidak adanya kondensat bekas yang terbuang.

Kondensat bekas:

H(2300C) = 990,3 kJ.kg-1 ( Smith, 1987 )

H(114,5094 0C) = 487,0480 Kj.kg-1 ( Smith, 1987 ) ∆H(230-114,5094) 503,2520 Kj.kg-1

Air pendingin

Untuk air pendingin digunakan air pada suhu 300C dan keluar pada suhu 450C.

Air H(30oC) = 125,7 kJ/kg (Smith, 2001)

H(45oC) = 188,4 kJ.kg (Smith, 2001)

Digunakan juga air pendingin dari chiller bersuhu 50C dan keluar pada suhu 350C.

Air: H(5oC) = 20,8 kJ/kg (Smith, 2001)

(28)

∆H298 ∆Hr ∆HR ∆HP Reaktan, 3030K Produk, 3430K LB.1 Reaktor I ( R-210 ) Reaksi : ( C5H8O4)100+ 100 H2O 100C5H10O5 K ° 298 r ΔH = 4347000 KJ/Kmol Panas reaksi(∆Hr) r ΔH = ∆HR + ∆H298 + ∆HP

∆HR = [∑ ni(Cpi)] (298-303) ,reaktan (C5H8O4 dan H2O) = [(0,0202 x 26502) + (1,9561 x 74,89)] (298-303) = -3612,5724 KJ/Kmol

∆HP = [∑ ni(Cpi)] (343-298) ,produk (C5H10O5 dan C5H8O4) = [(1,9561 X 319,4520) + (0,0022 X 26502)] (343-298) = 28120,2234 KJ/Kmol r ΔH = ∆HR + ∆H298 + ∆HP = -3612,5724 + 4347000 + 28120,2234 = 4371507,6510 KJ/Kmol

Panas alur masuk =

∫

° ° C 30 C 25 9 .Cp.dT N = ΣN9 Cp(303°K-298°K) = ΣN9 Cp.5

Tabel LB.1 Perhitungan panas masuk pada Reaktor I ( R-210 ) H2SO4 REAKTOR I 10 9 Pentosan Air Asam sulfat Pentosan Air Asam sulfat Pentosa 30 C 70 C kondensat 230 C 114,5094 C kondensat

(29)

Senyawa F9 N9 Cp

Panas masuk (KJ/Jam)

∆T N.Cp.∆T H2SO4 136,1500 1,3893 528,8500 5 3673,620018 Air 29,3698 1,6317 74,8900 5 610,9726447 Pentosan 286,9010 0,0217 26502 5 2880,094821 Total 452,4208 3,0427 7164,6875

Panas masuk = 7164,6875 KJ/jam Panas Alur keluar =

∫

° ° C 70 C 5 2 10 .Cp.dT N

Tabel LB.2 Perhitungan panas keluar pada Reaktor I ( R-210 )

Senyawa F10 N10 Cp Panas masuk (KJ/Jam)

∆T N.Cp.∆T H2SO4 29,3698 0,2997 528,8500 45 7132,1413 Air 100,9395 5,6078 74,8900 45 18898,3918 Pentosan 28,6901 0,0022 26502 45 2592,0853 Pentosa 293,4215 1,9561 319,4520 45 28120,2234 Total 452,4209 7,8658 56742,8419

Panas keluar = 56742,8419 KJ/jam

Panas yang dibutuhkan : dt dQ = Qo – Qi + ∆Hr = 56742,8419 – 7164,6875 + 4371507,6510 = 4421085,8054 KJ/jam

Sebagai sumber panas digunakan kondensat bekas 230°C kondensat bekas yang diperlukan adalah

kg/jam 8671,1658 KJ/kg 503,2520 KJ/jam 54 4421085,80 C) H(114,5094 C) H(230 Q m = = ° − ° =

(30)

Tabel LB.3 Neraca Panas Reaktor I ( R-210 )

Komponen Masuk (KJ/jam) Keluar (KJ/jam)

Umpan 7164,6875 - Produk - 56742,8419 Panas Reaksi - 4371507,6510 Steam 4421085,8054 - Total 4428250,4929 4428250,4929 LB.2 Heater I ( E-221 ) Temperatur basis = 25°C Panas alur masuk =

∫

° ° C 30 C 25 10 .Cp.dT N = ΣN10 Cp(343°K-298°K) = ΣN10 Cp.45 Panas alur keluar =

∫

Tabel LB.4 Perhitungan neraca panas Heater I ( E-221 )

Komponen F

(Kg/jam)

N

(Kmol/jam) cp Panas masuk (J/jam)

Panas Keluar (J/jam) ∆T N.Cp.∆T ∆T N.Cp.∆T ASAM SULFAT 29,3698 0,2997 528,8500 45 7132,1413 65 10301,9818 AIR 100,9395 5,6078 74,8900 45 18898,3918 65 27297,6771 PENTOSAN 28,6901 0,0022 26502 45 2592,0853 65 3744,1233 PENTOSA 293,4215 1,9561 319,4520 45 28120,2234 65 40618,1005 ∑ 452,4209 7,8658 56742,842 81961,8827

HEATER

11

10 Pentosan

Pentosa

Air

Asam sulfat

Pentosan

Pentosa

Air

Asam sulfat

kondensat

230 C

Kondensat

114,5094 C

70 C

90 C

(31)

Panas yang dibutuhkan : dt dQ = Qo – Qi = 81961,8827– 56742,842 = 25219,0408 KJ/jam

Sebagai sumber panas digunakan kondensat bekas 230°C kondensat bekas yang diperlukan adalah

kg/jam kg/jam 50,1122 KJ/kg 503,2520 KJ/jam 25219,0408 C) H(114,5094 C) H(230 Q m = = ° − ° =

Tabel LB.5 Neraca Panas Heater I ( E-221)

Umpan 56742,8419 Produk 81961,8827 Steam 25219,0408 Total 81961,8827 81961,8827 LB.3 Heater II ( E-224 ) Temperatur basis = 25°C Panas alur masuk =

∫

° ° C 30 C 25 .Cp.dT N = ΣNCp(303°K-298°K) = ΣNCp.5

HEATER

Air proses

KONDENSAT

230 C

Kondensat

114,5094 C

(32)

Panas alur keluar =

∫

Tabel LB.6 Perhitungan neraca panas Heater II ( E-224 )

F N Cp Panas masuk (KJ/jam) Panas keluar (KJ/jam) ∆T N.Cp. ∆T ∆T N.Cp. ∆T Air 5800,0891 322,2272 74,8900 5 120657,9254 65 1568553,0306 Total 120657,9254 1568553,0306

Panas yang dibutuhkan : dt dQ = Qo – Qi = 1568553,0306– 120657,9254 = 1447895,1052 KJ/jam

Sebagai sumber panas digunakan kondensat bekas 230°C Kondensat bekas yang diperlukan adalah

kg/jam kg/jam 2877,0777 KJ/kg 503,2520 KJ/jam 52 1447895,10 C) H(114,5094 C) H(230 Q m = = ° − ° =

Tabel LB.7 Neraca Panas Heater II ( E-224 )

Umpan 120657,9254 - Produk - 1568553,0306 Steam 1447895,1052 - Total 1568553,0306 1568553,0306

(33)

∆Hr ∆HR ∆HP Reaktan, Produk, 4930C ∆H298 LB.4 Reaktor II ( R-220 ) Reaksi : 100C5H10O5 100C5H4O2 + 300 H2O r2 = 1,5425 Kmol/jam C 25 r ΔH ° = -4858000 KJ/Kmol Panas reaksi(∆Hr) r ΔH = ∆HR + ∆H298 + ∆HP ∆HR = [∑ ni(Cpi)] (298-363) ,reaktan (C5H10O5) = [(1,9561 x 319,4520 x -65) = -40618,1005 KJ/Kmol

∆HP = [∑ ni(Cpi)] (493-298) ,produk (C5H4O2 , dan H2O C5H10O5) = [(1,5649 x 162,2389) + (4,6947x 74,8900) + (0,3912 x 319,4520] (343-298) = 118068,4409 KJ/Kmol r ΔH = ∆HR + ∆H298 + ∆HP = -40618,1005 + -4858000 + 118068,4409 = -4780549,6596 KJ/Kmol H2SO4 REAKTOR II 13 11 Pentosan Pentosa Air Asam sulfat Pentosan Air Asam sulfat Pentosa furfural 220 C Steam kondensat 230 C 90 C Air Proses 12 90 C 230 C

(34)

Panas alur masuk = keluaran Heater I + Keluaran Heater II =

∫

° ° C 90 C 25 11 .Cp.dT N +

∫

° ° C 90 C 25 12 .Cp.dT N = (ΣN11_{Cp + ΣN}12 Cp) (363°K-298°K) = ΣN11_{Cp.65 + ΣN}12 Cp.65

Tabel LB.8 Perhitungan panas masuk pada Reaktor II ( R-220 )

Senyawa F N Cp Panas masuk (KJ/Jam)

∆T N.Cp.∆T H2SO4 29,3698 0,2997 528,8500 65 10301,9818 Air 100,9395 5,6078 74,8900 65 27297,6771 Pentosan 28,6901 0,0022 26502 65 3744,1233 Pentosa 293,4215 1,9561 319,4520 65 40618,1005 Air Proses 5800,0891 322,2272 74,8900 65 1568553,0306 Total 6252,5100 330,0929 81961,8827

Panas masuk = 81961,8827 KJ/jam

Panas Alur keluar =

∫

° ° C 220 C 5 2 13 .Cp.dT N = ΣN13 Cp.195

Tabel LB.9 Perhitungan panas keluar pada Reaktor II ( R-220 )

Senyawa F N Cp Panas keluar (KJ/Jam)

∆T N.Cp.∆T H2SO4 29,3698 0,2997 528,8500 195 30905,9454 Air 5985,5340 332,5297 74,8900 195 4856112,0250 Pentosan 28,6901 0,0022 26502 195 11232,3698 Pentosa 58,6843 0,3912 319,4520 195 24370,8603 Furfural 150,2318 1,5649 162,2389 195 49508,5391 Total 6252,5100 334,7877 4972129,7396

(35)

Panas keluar = 4972129,7396 KJ/jam

Panas yang dibutuhkan : dt dQ = Qo – Qi + ∆Hr = 4972129,7396 – 81961,8827 + -4780549,6596 = 109618,1973 KJ/jam

steam yang diperlukan :

kg/jam 60,5057 KJ/Kg 1811,7 KJ/jam 3 109618,197 m = =

Tabel LB.10 Neraca Panas Reaktor II ( R-220 )

Umpan 81961,8827 - Produk - 4972129,7396 Panas Reaksi - -4780549,6596 Steam 109618,1973 - Total 191580,0800 191580,0800 LB.5 Cooler I ( E-226 )

Panas masuk = Panas keluar reaktor II = 4943537,1758 KJ/jam Panas keluar =

∫

° ° C 25 C 5 2 15 .Cp.dT N = N15. Cp COOLER 14 15 Asam sulfat Air Pentosan Pentosa Furfural Asam sulfat Air Pentosan Pentosa Furfural 220 C 30 C Air pendingin Air pendingin bekas 5 C 35 C

(36)

Tabel LB.11 Perhitungan panas masuk pada cooler I (E-226) Senyawa F N Cp Panas masuk (KJ/Jam) Panas keluar (KJ/Jam) .∆T .∆T N.Cp. .∆T H2SO4 29,3698 0,2997 528,8500 195 30905,9454 5 792,4601 Air 5985,5340 332,5297 74,8900 195 4856112,0250 5 124515,6929 Pentosan 28,6901 0,0022 26502,000 195 11232,3698 5 288,0095 Pentosa 58,6843 0,3912 319,4520 195 24370,8603 5 624,8939 Furfural 150,2318 1,5649 162,2389 195 49508,5391 5 1269,4497 Total 6252,5100 334,7877 4972129,7396 127490,5061

Panas yang dilepaskan :

dt dQ

= Qi – Q0

= 4972129,7396 -127490,5061 = 4844639,2335 KJ/mol

Air Pendingin yang diperlukan :

kg/jam 38541,2827 KJ/kg ) 8 , 0 2 (146,5 KJ/jam 35 4844639,23 C) H(5 C) H(35 Q m = − = ° − ° =

Tabel LB.12 Neraca panas Cooler I ( E-226 )

Umpan 4972129,7396 - Produk - 127490,5061 Air Pendingin - 4844639,2335 Total 4972129,7396 4972129,7396

(37)

LB.6 Heater III ( E-314 )

Panas alur masuk =

∫

° ° C 30 C 25 18 .Cp.dT N = ΣN18 Cp.5 Panas alur keluar =

∫

° ° C 111,032 C 25 19 .Cp.dT N = ΣN19 Cp(384,032°K-298°K) = ΣN19 Cp.86,032

Tabel LB.13 Perhitungan neraca panas Heater III ( E-314 )

N Cp Panas masuk (KJ/jam) Panas keluar (KJ/jam) N.Cp. ∆T ∆T N.Cp. ∆T Toluena Furfural 131,3854 1,2766 152,6555 162,2389 100283,5255 1035,5317 86,032 86,032 1725518,4525 17817,7733 Total 101319,0572 1743336,2258

Panas yang dibutuhkan : dt dQ = Qo – Qi = 1743336,2258– 101319,0572 = 1642017,1686 KJ/jam HEATER 19 18 Toluena Air Furfural Steam 230 C Kondensat 230 C 30 C 111,032 C Toluena Air Furfural

(38)

Sebagai sumber panas digunakan steam 230°C (Saturated) Steam yang diperlukan adalah

kg/jam 906,3405 KJ/kg 1811,7 KJ/jam 86 1642017,16 H Q VL = =

Tabel LB.14 Neraca Panas Heater III ( E-314)

Umpan 101319,0572 - Produk - 1743336,2258 Steam 1642017,1686 - Total 1743336,2258 1743336,2258 LB.7 Kondensor (E-413) Panas Masuk =

∫

+ +

∫

° ° K BP Vd VL N H 0 032 , 384 K BP K 98 2 Vd .Cp.dT N Panas Keluar = _      +      

∫

° ° ° ° K 373 K 298 D K 373 K 98 2 Ld .Cp.dT N .Cp.dT N

Tabel LB.15 Perhitungan Panas masuk pada Kondensor

Komponen Vd 298∫ BP cpl dT Hvl BP∫ 349.6 cpg dT Vd ∫ CpdT Toluena _171,4411 13067,310 33364,886 36,142 7966580,7624 Furfural _0,0333 13957,733 0 0 465,0923 Total _171,4744 7967045,8547

Panas masuk pada Kondensor = 7967045,8547 KJ/jam 384,032 K Vd (alur 18) 373 K Ld (alur 19) 373 K D (alur 20) Air dingin 30 C Air dingin 45 C

(39)

Panas Keluar = _      +      

∫

° ° ° ° K 373 K 298 D K 373 K 98 2 Ld .Cp.dT N .Cp.dT N Tabel LB.16 Perhitungan panas keluar pada Kondensor

Komponen Ld 298∫ 373 cpl dT Ld ∫ CpdT Toluena 40,0823 11449,162 458908,4340 Furfural 0,0078 12167,914 94,7934 Total 40,0901 459003,2274 Komponen D ₂₉₈∫ 373 cpl dT D ∫ CpdT Toluena 131,3588 11449,1615 1503947,8638 Furfural 0,0255 12167,9141 310,6595 Total 131,3843 1504258,5233

Panas keluar Kondensor = Panas Keluar alur Ld + Panas Keluar alur D = 459003,2274 KJ/jam + 1504258,5233 KJ/jam = 1963261,7507 KJ/jam

Panas yang diserap air pendingin :

dt dQ

= Qi – Qo

= 7967045,8547 - 1963261,7507Kj/jam = 6003784,1040Kj/jam

Air pendingin yang dibutuhkan :

kg/jam 95754,1324 KJ/kg ) 125,7 (188,4 KJ/jam 40 6003784,10 C) H(30 C) H(45 Q m = − = ° − ° =

(40)

        + + +         + +

∫

° ° ° ° K BP B B VL K BP Vb Vb VL N H N H 0 0 _BP _K ₃₃₄_,₈ K 298 B 8 , 334 K BP K 98 2 Vb .Cp.dT N .Cp.dT N

Tabel LB.17 Neraca Panas Kondensor

Komponen Masuk (J/jam) Keluar (J/jam)

Umpan 7967045,8547 - Produk - 1963261,7507 Air Pendingin - 6003784,1040 Total 7967045,8547 7967045,8547 LB.8 Reboiler (E-411) Panas Masuk =

∫

+ +

∫

° ° K BP Lb VL N H 0 032 , 384 C BP K 98 2 Lb .Cp.dT N

Tabel LB.18 Perhitungan Panas masuk pada Reboiler

Kompone n Lb 298∫ BP cpl dT Hvl BP∫ 384,032 cpg dT Lb ∫ CpdT Toluena 171,4677 13067,310 33364,886 36,142 7967818,7294 Furfural 1,2843 13957,733 0 0 17926,5102 Total 172,7520 7985745,2396

Panas masuk pada Kondensor = 7985745,2396 KJ/jam

Panas Keluar = steam 230 C kondensat 230 C B (alur 23) 433,63 K Lb (alur 21) 384,032 K 433,63 K Vb (alur 22)

(41)

Tabel LB.19 Perhitungan panas keluar pada Reboiler Kompone n Vb 298∫ BP cpl dT Hvl BP∫ 433,63 cpg dT Vb ∫ CpdT Toluena 171,4411 13090,208 33364,886 4173,232 7967818,7294 Furfural 0,0333 22004,780 0 0 17926,5102 Total 171,4744 7985745,2396 Komponen B 298∫ BP cpl dT Hvl BP∫ 433,63 cpg dT B ∫ CpdT Toluena 2,4510 13090,208 33364,886 4173,232 124089,0152 Furfural 120,0980 22004,780 0 0 2642730,5478 Total 122,5490 2766819,5630

Panas keluar Kondensor = Panas Keluar alur Vb + Panas Keluar alur B = 7985745,2396+ 2766819,5630 KJ/jam = 11447326,3281 KJ/jam

Panas yang dibutuhkan :

dt dQ

= Qo – Qi

= 11447326,3281 - 7985745,2396 Kj/jam = 3461581,0886 Kj/jam

Steam yang dibutuhkan :

kg/jam 1910,6812 Kj/kg 1811,7 KJ/jam 86 3461581,08 H Q VL = =

Tabel LB.20 Neraca Panas Reboiler ( D-310 )

Umpan 7985745,2396 - Produk - 11447326,3281 Steam 3461581,0886 - Total 11447326,3281 11447326,3281

(42)

LB.9 Vaporizer Panas Masuk =

∫

° ° C 30 C 25 17 .Cp.dT N = N17 .Cp.5 Panas Keluar =

∫

+ +

∫

° ° C BP VL N H 0 170 23 22 C BP K 98 2 22 .Cp.dT N

Tabel LB.21 Perhitungan panas masuk Vaporizer

Komponen F17 N17 Cp Panas masuk (KJ/jam) N.Cp. ∆T H2SO4 29,3698 0,2997 528,8500 903,5709 Air 6169,6069 342,7559 74,8900 639239,8292 Pentosan 28,6901 0,0022 26502,00 4,5100 Pentosa 58,6843 0,3912 319,4520 833,3170 furfural 27,6828 0,2884 162,2389 626,7558 Total 641607,9829

Panas masuk pada Vaporizer = 641607,9829 KJ/jam

Panas Keluar =

∫

+ +

∫

° ° C BP VL N H 0 170 22 22 C BP K 98 2 22 .Cp.dT N

Tabel LB.22 Perhitungan panas keluar Vaporizer

Komponen N22 298∫ BP cpl dT Hvl BP∫ 349.6 cpg dT N22∫ CpdT Air 339,8552 5616,7482 40656,2 33,5944 16548144,3163 Pentosan 0,0022 3100734,000 29087,2 18602,5977 8015,6208 Pentosa 0,3912 40889,8560 123,4 218,9339 17672,9711 Furfural 0,2884 22178,0514 43124,7 95,0654 19113,2195 Total 16592946,1277 VAPORIZER 17 Air Pentosan Pentosa Furfural Asam sulfat Air Pentosan Pentosa Furfural 30 C 170 C Steam kondensat 230 C 230 C Asam sulfat 23 22 170 C

(43)

Komponen N23 298∫349.6 cpl dT N23∫ CpdT Asam sulfat 0,2997 76683,2500 22981,3440 Air 342,7559 10859,0465 31499,0642 Total 54480,4082

Panas keluar Vaporizer = Panas Keluar alur 22 + Panas Keluar alur 23 = 16592946,1277 KJ/jam + 54480,4082KJ/jam

= 16647426,5359 KJ/jam

Panas yang dibutuhkan :

dt dQ

= Qo – Qi

= 16647426,5359 - 641607,9829 Kj/jam = 16005818,5531 Kj/jam

Steam yang dibutuhkan :

kg/jam 8834,6959 Kj/kg 1811,7 KJ/jam 531 16005818,5 H Q VL = =

Tabel LB.23 Neraca Panas Vaporizer

Umpan 641607,9829 - Produk - 16647426,5359 Steam 16005818,5531 - Total 16647426,5359 16647426,5359

(44)

LB.10 Cooler II (E-416) Air pendingin T = 5°C E-416 Toluena Furfural

air pendingin bekas T = 35°C 160,6320C 300C Toluena Furfural 21 26 Panas Masuk =

∫

° ° C 160,632 C 5 2 21 .Cp.dT N CpdT N H N CpdT N C 632 , 160 C 21 VL 21 C C 25 21

∫

° ° ° + + = O BP BP Panas Keluar =

∫

° ° C 30 C 5 2 26 .Cp.dT N

Tabel LB.24 Perhitungan panas masuk Cooler II ( E-416 )

Komponen N21 298∫ BP cpl dT Hvl BP∫ 349.6 cpg dT N21∫ CpdT Toluena _0,0266 _13067,310 _33364,886 _4185,614 _1348,5140 Furfural _1,2510 _22004,456 _- _- _27528,0477 Total _28876,5617

Panas masuk = 28876,5617 KJ/jam Panas Keluar =

∫

° ° C 30 C 5 2 26 .Cp.dT N

Tabel LB.25 Perhitungan keluar Cooler II ( E-416 )

∆T N.Cp.∆T

Toluena _2,4510 _0,0266 152,6555 5 _20,3345

Furfural _120,0981 _1,2510 162,2389 5 _1014,8215

(45)

Panas keluar = 1035,1560 KJ/jam

Panas yang dilepaskan :

dt dQ

= Qi – Qo

= 28876,5617 - 1035,1560 = 27841,4056 KJ/mol

Air Pendingin yang dibutuhkan:

kg/jam 221,4909 KJ/kg ) 8 , 0 2 (146,5 KJ/jam 27841,4056 C) H(5 C) H(35 Q m = − = ° − ° =

Tabel LB.26 Neraca Panas Cooler II ( E-416 )

Umpan _28876,5617 _-

Produk _- _1035,1560

Air Pendingin _- _27841,4056

Total _28876,5617 _28876,5617

LB.11 Cooler III ( E-417 )

Air pendingin T = 5°C E-417 Toluena Furfural

air pendingin bekas T = 35°C 1000C 300C Toluena Furfural 20 25 Panas Masuk =

∫

° ° C 100 C 5 2 20 .Cp.dT N

(46)

Panas Keluar =

∫

° ° C 30 C 5 2 25 .Cp.dT N

Tabel LB.27 Perhitungan panas masuk Cooler III ( E-417 )

∆T N.Cp.∆T Toluena _11940,2010 _129,7848 152,6555 75 _1485927,0638

Furfural _2,4510 _0,0255 162,2389 75 _310,6596

Total _11942,6520 _129,8103 _1486237,7235

Panas masuk = 1486237,7235 KJ/jam Panas Keluar =

∫

° ° C 30 C 5 2 25 .Cp.dT N

Tabel LB.28 Perhitungan panas keluar Cooler III ( E-417 )

∆T N.Cp.∆T Toluena _11940,2010 _129,7848 152,6555 5 _99061,8043

Furfural _2,4510 _0,0255 162,2389 5 _20,7106

Total _11942,6520 _129,8103 _99082,5149

Panas keluar = 99082,5149 KJ/jam Panas yang dilepaskan :

dt dQ

= Qi – Qo

= 1486237,7235 - 99082,5149 = 1387155,2086 KJ/jam

(47)

Tabel LB.29 Neraca Panas Cooler III ( E-417 )

Umpan _1486237,7235 _- Produk _- _99082,5149 Air Pendingin _- _1387155,2086 Total _1486237,7235 _1486237,7235 LB.12 Cooler IV ( E-513 ) Air pendingin T = 5°C E-513 Asam sulfat Air

air pendingin bekas T = 35°C 1700C 300C 23 26 Asam sulfat Air

Panas Masuk = Alur 23 keluaran Vaporizer = 108960,8096 KJ/jam Panas Keluar =

∫

° ° C 30 C 5 2 26 .Cp.dT N

Tabel LB.30 Perhitungan panas keluar Cooler IV ( E-513 )

(48)

Air _104,4259 _1,0878 74,8900 5 _407,3155

Total _163,1655 _1,6872 _1992,2356

Panas keluar = 1992,2356 KJ/jam Panas yang dilepaskan :

dt dQ

= Qi – Qo

= 108960,8096 - 1992,2356 = 106968,5740 KJ/mol

Air Pendingin yang dibutuhkan:

Tabel LB.34 Neraca Panas Cooler IV ( E-513 )

Umpan 108960,8096 -

Produk - 1992,2356

Air Pendingin - 106968,5740

(49)

LAMPIRAN C

PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

Rumus densitas campuran, ρcampuran

Ρcampuran = ∑%berati.ρi (Reid, et all., 1977)

Rumus densitas campuran, μcampuran

Ln µcamp = Σ(ln µi.%berat) (Reid, et all., 1977) µcamp = exp (Ln µcamp)

Data densitas dan viskositas masing-masing zat diperoleh dari program teknik kimia Hysys version 3,2.

1. Tangki Penyimpanan H2SO4 (F-122)

Fungsi : Menyimpan H2SO4 untuk kebutuhan 30 hari Bahan konstruksi : Stainless Steel SA-240 steel

Bentuk : Silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal

Jumlah : 1 buah

Tekanan : 1atm Kondisi operasi :

(50)

Laju alir massa = 175,4468 kg/jam

ρH2SO4 = 1.2610 kg/m3 (Perry & Green, 1999) Kebutuhan perancangan = 30 hari

Faktor kelonggaran = 20% Perhitungan: a. Volume tangki Volume larutan, Vl = ₃ / 2610 . 1 / 24 30 / 175,4468 m kg hari jam x hari x jam kg = 10,0176 m3 Volume tangki, Vt = (1 + 0,2) x 10,0176 m3 = 12,0211 m3

b. Diameter dan tinggi shell Direncanakan :

• Tinggi shell : diameter (Hs : D = 3 : 2) (Brownell&Young,1959) • Tinggi head : diameter (Hh : D = 1 : 4) (Brownell&Young,1959) - Volume shell tangki ( Vs)

Vs = π 4 1 Di2 H Vs = 3 8 3 D π = 1,1775 D3 - Volume tutup tangki (Vh)

Vh = 3 24D π = 0,1308 D3 (Peters, et.al., 2004) - Volume tangki (V) V = Vs + Vh = 1,3083 D 3 12,0211 m3 = 1,3084 D3 D3 = 9,1881 m3 D = 2,0945 m = 6,8716 ft Hs = 3,1417 m = 10,3075 ft

c. Diameter dan tinggi tutup

(51)

Hh = 0,5236 m = 1,7179 ft

Ht = Hs + Hh = 3,6653 m = 12,0254 ft

d. Tebal shell tangki

Volume cairan = 10,0176 m3 Volume tangki = 12,0211 m3 Tinggi cairan dalam tangki =

3 3 12,0211 10,0176 m m x 3,6653 m = 3,0544 m Tekanan hidrostatik : P = ρ x g x l = 1.2610 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3,0544 m = 377461,9833Pa = 54,7463Psi Faktor kelonggaran = 20%

Tekanan udara luar = 1 atm = 14,6960 psi maka :

Pdesign = (1,2) (14,6960 + 54,7463 ) = 83,3308 psi = 574,5444 Kpa

Joint efficiency (E) = 0,85 (Peters, et.al., 2004)

Allowable stress (S) = 13706,091 psia = 94500 KPa (Peters, et.al., 2004)

Faktor korosi (Cc)= 0,125 in/tahun x10tahun=1,25 in=0,032 m (Perry &Green,1999) Tebal shell tangki :

t = Cc P SE PD ₊ − 21, 2 (Peters, et.al., 2004) =

₍

(

₎₍

₎

)(

₍

)

₎

m x574,5444Kpa 0,032 2 , 1 85 , 0 Kpa 94500 2 m 2,0945 Kpa 574,5444 ₊ − = 0,0392 m = 1,5451 in

Maka tebal shell standar yang digunakan = 1 3/4 in (Brownell&Young,1959)

e. Tebal tutup tangki

t = Cc P SE PD ₊ − 20, 2 (Peters, et.al., 2004) =

(

)(

)

(

94500Kpa

)(

0,85

)

0,2x

(

574,5444Kpa

)

0,032m 2 m 2,0945 Kpa 574,5444 ₊ − = 0,0392 m = 1,5451 in

(52)

2. Tangki Penyimpanan Toluena (F-312)

Fungsi : Menyimpan Toluena untuk kebutuhan 1 hari Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-283 Grade C

Jumlah : 2 buah

Temperatur : 30°C

Laju alir massa = 12124,5198 kg/jam

ρToluena = 866,186 kg/m3 (Perry & Green, 1999) Kebutuhan perancangan = 7 hari

Faktor kelonggaran = 20% Perhitungan: a. Volume tangki Volume larutan, Vl = ₃ / 866,186 / 24 7 / 12124,5198 m kg hari jam x hari x jam kg = 2351,5952 m3 Volume larutan dalam 1 unit tangki, Vl = 2351,5952 m3/2 = 1175,7976 m3 Volume tangki, Vt = (1 + 0,2) x 2351,5952 m3 = 2821,9143 m3

Volume larutan dalam 1 unit tangki, Vl = 2821,9143 m3/2 =1410,9571 m3

• Tinggi shell : diameter (Hs : D = 3 : 2) • Tinggi head : diameter (Hh : D = 1 : 4) - Volume shell tangki ( Vs)

(53)

Vh = 3 24D π = 0,1308 D3 (Peters, et.al., 2004) - Volume tangki (V) V = Vs + Vh = 1,3083 D 3 1410,9571 m3 = 1,3084 D3 D3 = 1078,4386 m3 D = 10,2549 m = 33,6447 ft Hs = 15,3824 m = 50,4671 ft

Diameter tutup = diameter tangki = 10,2549 m Hh = 2,5637 m = 8,4112 ft

Ht = Hs + Hh = 17,9461 m = 58,8783 ft

Volume cairan = 1175,7976 m3 Volume tangki = 1410,9571 m3 Tinggi cairan dalam tangki =

3 3 1410,9571 1175,7976 m m x 17,9461 m = 14,9551 m Tekanan hidrostatik : P = ρ x g x l = 866,186 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 14,9551 m = 126948,0232 Pa = 18,4123 Psi Faktor kelonggaran = 20 %

Tekanan udara luar = 1 atm = 14,6960 psi maka :

Pdesign = (1,2) (14,6960 + 18,4123 ) = 39,7299 psi = 273,9276 Kpa

Allowable stress (S) = 13706,091 psia = 94500 KPa (Peters, et.al., 2004) Faktor korosi (Cc) = 0,125 in/tahun x 10 tahun =1,25 in = 0,032 m

(54)

Tebal shell tangki : t = Cc P SE PD + − 21, 2 (Peters, et.al., 2004) =

₍

(

₎₍

₎

)(

₍

)

₎

0,032m a 273,9276KP 2 , 1 85 , 0 Kpa 94500 2 m 10,2549 Kpa 273,9276 + − = 0,0503 m = 1,9817 in

Maka tebal shell standar yang digunakan = 2 in (Brownell&Young,1959)

t = Cc P SE PD + − 20, 2 (Peters, et.al., 2004) =

(

)(

)

(

94500Kpa

)(

0,85

)

0,2

(

273,9276KPa

)

0,032m 2 m 10,2549 Kpa 273,9276 ₊ − = 0,0503 m = 1,9817 in

Maka tebal shell standar yang digunakan = 2 in (Brownell&Young,1959)

3. Tangki Penyimpanan Furfural (F-610)

Fungsi : Menyimpan Furfural untuk kebutuhan 30 hari Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-285 grade C

Jumlah : 1 buah

Temperatur : 30°C

Laju alir massa = 122,5490 kg/jam

ρcampuran = 1097,5988 kg/m3 Kebutuhan perancangan = 30 hari

Faktor kelonggaran = 20%

Perhitungan:

(55)

Volume larutan, Vl = ₃ / 1097,5988 / 24 30 / 122,5490 m kg hari jam x hari x jam kg = 80,3894 m3 Volume tangki, Vt = (1 + 0,2) x 80,3894 m3 = 96,4673 m3

• Tinggi shell : diameter (Hs : D = 3 : 2) • Tinggi head : diameter (Hh : D = 1 : 4) - Volume shell tangki ( Vs)

Vh = 3 24D π = 0,1308 D3 (Peters, et.al., 2004) - Volume tangki (V) V = Vs + Vh = 1,3083 D 3 96,4673 m3 = 1,3084 D3 D3 = 73,7330 m3 D = 4,1933 m = 13,7575 ft Hs = 6,2899 m = 20,6362 ft

Diameter tutup = diameter tangki = 4,1933 m Hh = 1,0483 m = 3,4394 ft

Ht = Hs + Hh = 7,3382 m = 24,0756 ft

Volume cairan = 96,4672 m3 Volume tangki = 115,7607 m3

(56)

Tinggi cairan dalam tangki = ₃ 3 96,4673 80,3894 m m x 7,3382 m = 6,1152 m Tekanan hidrostatik : P = ρ x g x l = 1097,5988 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 6,1152 m = 65777,9576 Pa = 9,5403 Psi Faktor kelonggaran = 20 %

Tekanan udara luar =1 atm = 14,6960 psi maka :

Pdesign = (1,2) (14,6960 + 9,5403 ) = 168,2449 psi = 1160,0055 Kpa

Allowable stress (S) = 13706,091 psia = 94500 KPa (Peters, et.al., 2004) Faktor korosi (Cc) = 0,125 in/tahun x 10 tahun= 1,25 inc = 0,032 m

Tebal shell tangki :

(

)(

)

(

94500Kpa

)( )

0,8 1,2

(

1160,0055Kpa

)

0,032m 2 m 1,4079 Kpa 1160,0055 + − = 0,0318 m = 1,2500 in

(

)(

)

(

)( )

(

)

0,032m Kpa 1160,0055 2 , 0 8 , 0 Kpa 94500 2 m 1,4079 Kpa 1160,0055 + − = 0,0318 m = 1,250 in

4. Cutting Machine (C-112)

Fungsi : Mengecilkan ukuran kulit kapas sebelum masuk kedalam tangki pencampur (M-110).

Jenis : Rotary knife Bahan konstruksi : Baja karbon

(57)

Diameter awal umpan ( kulit kapas ) = 50000µm_{(http:viewtopic.php/kapas, 2009)}

Diameter akhir setelah proses = 3000µ m

Dari persamaan 12.3 (Walas,1988)

) / 1 / 1 ( 10W_i d d_i W = −

Dimana : di = diameter awal umpan d = diameter akhir umpan Wi = tegangan dari material

Berdasarkan tabel 12.2 dipilih untuk semua material

Wi = 13,81 (Walas, 1988) Maka W =10x13,81(1/ 3000−1/ 50000)=1,9037Hp

Maka dipilih daya motor 2 hp.

5. Screw Conveyor (J-113)

Fungsi : transportasi kulit kapas dari cutting machine (C-112) menuju mixer

Jenis : horizontal screw conveyor Bahan konstruksi : Baja karbon

Jumlah : 1unit

Data

Bahan masuk (kulit kapas) = 1.186,52 kg/jam = 2615,8297 lb/jam :

Densitas kulit kapas =0,24 gr/cm3 (www.ift.co.za) =14,9827lb/ ft3

Direncanakan dalam 1 proses cukup ditempuh 1/12 jam kerja (5 menit) Panjang screw conveyor diperkirakan = 12 m = 39,37 ft

sekon ft jam ft ja jam x ft lb jam lb conveyer volumetrik Laju / 1,1639 / 4190,1626 ker 12 / 1 2 / 9827 , 14 / 2615,8297 3 3 3 = = = Daya = 000 . 33 CxLxF

Dimana : C = kapasitas conveyor (ft3/menit) L = panjang conveyor (ft)

(58)

Daya = ft sekon ft lb ft 0,1111Hp 000 . 33 2 / 40 37 , 39 / 1,1639 3 3 = × × ×

Maka dipilih daya motor 0,25 hp.

6. Screw Conveyor (J-131)

Fungsi : transportasi campuran kulit kapas kulit kapas dan asam sulfat dari Mixer (M-110) menuju Filter Press (H-130)

Jenis : horizontal screw conveyor Bahan konstruksi : Baja karbon

Jumlah : 1unit

Data

Bahan masuk = 1.423,83 kg/jam = 3138,9956 lb/jam :

Densitas campuran = 0,389 gr/cm3 =24,2844lb/ ft3

Direncanakan dalam 1 proses cukup ditempuh 1/12 jam kerja (5 menit) Panjang screw conveyor diperkirakan = 12 m = 39,37 ft

sekon ft jam ft ja jam x ft lb jam lb conveyer volumetrik Laju / 0,8617 / 3102,2283 ker 12 / 1 2 / 24,2844 / 3138,9956 3 3 3 = = = Daya = 000 . 33 CxLxF

Dimana : C = kapasitas conveyor (ft3/menit) L = panjang conveyor (ft)

W= berat material (lb/ft3) = 40 lb/ft3 (Walas, 1988) F = Faktor material = 2 (Walas, 1988)

Daya = ft sekon ft lb ft 0,0822Hp 000 . 33 2 / 40 37 , 39 / 0,8617 3 3 = × × ×

Maka dipilih daya motor 0,125 hp.

7. Bucket Elevator (J-111)

Fungsi : mengangkut kulit kapas dari cutting machine (C-112) menuju mixer (M-110)

(59)

Bahan : Baja Karbon

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Temperatur (T) : 30 0C

Tekanan (P) : 1 atm (14,699 psi) Laju bahan yang diangkut = 1186,5218 kg/jam

Faktor kelonggaran, fk = 12 % (Perry & Green, 1999) Kapasitas = 1,12 x 1186,5218 kg/jam = 1328,9044 kg/jam = 1,3289 ton/jam Untuk bucket elevator kapasitas < 14 ton/jam, spesifikasi :

- Tinggi elevator = 25 ft = 7,62 m

- Ukuran bucket = (6 x 4 x 4¼) in (Perry & Green, 1999) - Jarak antar bucket = 12 in = 0,305 m

- Kecepatan bucket = 225 ft/mnt = 68,6 m/mnt = 1,143 m/s - Kecepatan putaran = 43 rpm

- Lebar belt = 7 in = 0,1778 m =17,78 cm Perhitungan daya yang dibutuhkan (P):

ΔZ m 0,07

P= 0,63 (Peters, et.al., 2004) Dimana: P = daya (kW)

m = laju alir massa (kg/s) ∆Z = tinggi elevator (m) m = 1186,5218 kg/jam = 0,3296 kg/s ∆Z = 25 ft = 7,62 m Maka : P = 0,07 x (0,3296 )0,63 x 7,62 = 0,2651 kW = 0,3555 hp Maka dipilih daya motor 0,5 hp.

8. Tangki pengenceran H2SO4 (M-120)

Fungsi : Untuk mengencerkan H2SO4 dari 36 % menjadi 26,6%. Bahan konstruksi : Stainless Steel SA-240

(60)

Jumlah : 1 buah

Tekanan : 1 atm Kondisi operasi :

Temperatur : 30°C

Laju alir massa total = 237,3044 kg/jam ρcampuran = 1209,4053 kg/m3 Kebutuhan perancangan = 1 jam

Faktor kelonggaran = 20% Perhitungan: a. Volume tangki Volume larutan, Vl = ₃ / 1209,4053 / 284,7652 m kg jam kg _{= 0,1962 m}3 Volume tangki, Vt = (1 + 0,2) x 0,1962 m3 = 0,2355 m3

b. Diameter dan tinggi shell

Karena sistem pengadukan menggunakan turbin berdaun enam dengan rancangan standar, maka tinggi larutan (H) harus = Di

H = Di

, dimana HT = hs + hh HT = x H

Volume silinder tangki (Vs)

Volume alas tutup tangki (Vh) ( Perry & Green, 1999)

HT x VL =