LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

(1)

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

Basis perhitungan = 1 jam operasi Satuan berat = kilogram (kg)

Bahan baku = Ubi Kayu

Produk akhir = Etanol (C2H5OH) Kemurnian Etanol = 96 %

Densitas = 0,789 gr/cm3 = 789 gr/L Jumlah hari operasi = 330 hari

Jumlah jam operasi = 24 jam

Kapasitas produksi/jam = 90.000 kL/tahun = 90.000.000 L/tahun = 90.000.000 L/tahun x 789 gr/L = 7,1 x 1010 jam hari x hari tahun x gr kg x tahun gr 24 1 330 1 1000 1 = 8964,6464 kg/jam

Perubahan massa pada perancangan ini terjadi pada peralatan : 1. Bak Pencuci (BP-01)

2. Tangki Pemasak (TP-01)

3. Fermentor (TF-01)

4. Rotary Drum Vacuum Filter (RDVF-01) 5. Menara Destilasi (MD-01)

Komposisi bahan baku : (Sumber : Marganof, 2003)

- Glukosa : 32 %

- Pati : 25,2 %

- Air : 19,4 %

- Ampas : 23,4 % (termasuk kotoran : 0,1 %)

- Bahan baku : 11981 kg/jam≈

(

)

(

)

_    _× + + jam produksi Kapasitas Ampas Air Pati Glukosa / % % % %

(2)

TP-01 LA-1 Bak Pencuci (BP-01)

Air Proses (2)

Air Bekas Pencuci

Bahan baku = 11981 kg (per jam operasi) Glukosa : F G 1 = F G 4 = 32 % × 11981 kg = 3833,920 kg Pati : F P 1 = F P 4 = 25,2 % × 11981 kg = 3019,212 kg Air : F Air 1 = F Air 4 = 19,4 % × 11981 kg = 2324,314 kg F Air 2

= Perbandingan air proses dengan ubi kayu yaitu 1:1 = 1 x 11981 kg = 11981 kg

F Air

3

= air proses yang ikut pada air bekas pencuci = 1 x 11981 kg = 11981 kg Ampas : F Ampas 1 = F Ampas 4 = 23,4 % × 11981 kg = 2803,554 kg Kotoran : FKotoran1 = FKotoran3= 0,1 % x 11981 kg = 11,981 kg

Tabel LA.1 Neraca Massa Bak Pencuci (BP-01)

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

Alur 1 Alur 2 Alur 3 Alur 4

Glukosa 3833,920 - - 3833,92 Pati 3019,212 - - 3019,212 Air 2324,314 11981 11981 2324,314 Ampas 2803,554 - - 2803,554 Kotoran 11,981 - 11,981 - Total 11992,981 11981 11992,981 11981 23973,981 23973,981

LA-2 Tangki Pemasak (TP-01)

BP-01 Glukosa Pati Air Ampas Glukosa Pati Air Ampas Kotoran (1) (4) (3) Kotoran Glukosa Pati Air Ampas Glukosa Pati Air Ampas (4) (5) (6) Air Proses

(3)

Aliran 4 : Glukosa : F G 4 = 3833,920 kg Pati : F P 4 = 3019,212 kg Air : F Air 4 = 2324,314 kg Ampas : Fampas4 = 2803,554 kg Aliran 5 :

Perbandingan (berdasarkan berat) air dengan jumlah total aliran 4 = 2:1 Sehingga F

Air 5

= (2 x jumlah total aliran 4) = (2 x 11981) kg = 23962 kg Aliran 6 : F Air 6 = aliran (4+5) = (2324,314 + 23962) kg = 26286,314 kg Fp6 = 3019,212 kg FG6 = 3833,920 kg Fampas6 = 2803,554 kg

Tabel LA.2 Neraca Massa Tangki Pemasak (TP-01)

Alur 4 Alur 5 Alur 6

Glukosa 3833,920 - 3833,920 Pati 3019,212 - 3019,212 Air 2324,314 23962 26286,314 Ampas 2803,554 - 2803,554 Total 11981 23962 35943 35943 35943 LA-3 Fermentor (TF-01) (8) CO2 (TF-01) Glukosa Pati Air Ampas Saccharomyces (NH4)2SO4 H2SO4 Glukosa Etanol Air Ampas Saccharomyces (9) (6) (7)

(4)

FG6 = 3833,920 kg F P 6 = 3019,212 kg FAir6 = 26286,314 kg Fampas6 = Fampas9 = 2803,554 kg (C6H10O5)n + n H2O 85% nC6H12O6

Pati yang masuk pada alur 6 sebanyak 3019,212 kg dengan BM : 162 kg/kmol, karena yang terkonversi 85 %, maka yang bereaksi sebanyak 3019,212 2566,33

100 85

=

x kg/jam.

Untuk perbandingan komposisi massanya :

Massa C6H12O6 = 180xn 2851,478 n x 162 kg/jam 33 , 2566 = x _kg/jam Massa H2O = 18xn 285,1478 n x 162 kg/jam 33 , 2566 = x _kg/jam

Pada fermentor, glukosa terkonversi 90 % membentuk etanol dan CO2 Reaksi pembentukan etanol :

C6H12O6 90 % 2(C2H5OH) + 2(CO2)

Glukosa masuk pada alur 6 sebanyak 3833,920 karena yang terkonversi 90 %, maka yang bereaksi sebanyak : x3833,920 3450,528kg

100

90 ₌

Glukosa pada alur 9, F G 9 = 0,1 F G 6 = 0,1 × 3833,920 kg = 383,392 kg Glukosa yang bereaksi, N

G 6 = 19,1696 kmol 180 528 , 3450 ₌

Air pada alur 9, F Air 9 = F Air 6 = 26286,314 kg Total substrat = glukosa + air

= F G 6 + F air 6 = (3833,920 + 26286,314) kg = 30120,234 kg

(5)

sedangkan (NH4)2SO4 sebagai nutrisi dan H2SO4 berfungsi untuk mengatur pH (Wanto, 1980)

Saccharomyces Cerevisae = 5 % total substrat (Wanto, 1980) (NH4)2SO4 = 0,4 % total substrat (Said, 1984) H2SO4 = 0,4 % total substrat Saccharomyces Cerevisae, 7 Sc F = 5 % × total substrat = 5 % x 30120,234 = 1506,0117 kg

(NH4)2SO4, F_(NH4)2SO47 = 0,4 % x total substrat

= 0,4 % x 30120,234

` = 120,48 kg

H2SO4, FH2SO47 =0,4 % x total substrat

= 0,4 % x 30120,234

` = 120,48 kg

Saccharomyces Cerevisae keluar, FSc9 = 7 Sc

F + F_(NH4)2SO47 + FH2SO47

= (1506,0117 + 120,48 + 120,48) kg = 1746,9726 kg

Untuk perbandingan komposisi massanya :

Massa 2(C2H5OH) = 2 46 1763,6032 180 528 , 3450 = x x kg/jam Massa 2(CO2), FCO8 2 = 2 44 1686,9248 180 528 , 3450 ₌ x x kg/jam 9 Etanol F = 1763,6032 x 2 = 3527,2046 kg/jam 9 Glukosa F (sisa) = 383,392 x 0,1 = 38,3392 kg/jam 9 Air F = (26286,314 –285,1478) = 26001,1662 kg/jam 9 Pati F = 3019,212 – 2566,33 = 452,882 kg/jam Saccharomyces Cerevisae keluar, 9

Sc

F = 1746,9726 kg

(6)

Tabel LA.3 Neraca Massa Fermentor (TF-01)

Alur 6 Alur 7 Alur 8 Alur 9

Glukosa 3833,920 - - 38,3392 Pati 3019,212 - - 452,882 Air 26286,314 - - 26001,1662 Ampas 2803,554 - - 2803,554 Etanol - - - 3527,2046 CO2 - - 1686,9248 - Saccharomyces Cerevisae - 1506,01 - 1746,9726 (NH4)2SO4 - 120,48 - - H2SO4 - 120,48 - - Total 35943 1746,9726 1686,9248 36003,0478 37689,9726 37689,9726

LA-4 Rotary Drum Vacum Filter (RDVF-01)

(9) (11)

Diasumsikan seluruh Saccharomyces Cerevisae, ampas terbuang dan mengandung air 10 %. 9 Glukosa F = F G 11 = 38,3392 kg F Air 9 = 26001,1662 kg FAir10 = 0,1 x 26001,1662 kg = 2600,1166 kg FAir11 = F_Air 9 - F Air 10 = (26001,1662 – 2600,1166) kg = 23401,049 kg Fp9 = Fp11 = 452,882 kg (10) Air Ampas Saccharomyces Cerevisae (RDVF-01) Glukosa _Etanol Air Pati Glukosa Pati Air Ampas Etanol Saccharomyces Cerevisae

(7)

Fampas9 = Fampas10 = 2803,554 kg F E 9 = F_E11 = 3527,2046 kg FSc9 = FSc10 = 1746,9726 kg Total keluaran dari alur 11 adalah :

F G 11 = 38,3392 kg FE11 = 3527,2046 kg FAir11 = 23401,049 kg FP11 = 452,882 kg

Tabel LA.4 Neraca Massa Rotary Drum Vacum Filter (RDVF-01)

Komponen

Masuk

(kg/jam) Keluar (kg/jam)

Alur 9 Alur 10 Alur 11

Glukosa 38,3392 - 38,3392 Etanol 3527,2046 - 3527,2046 Air 26001,1662 2600,1166 23401,0490 Pati 452,8820 - 452,8820 Ampas 2803,5540 2803,5540 - Saccharomyces Cerevisae 1746,9726 1746,9726 - Total 34570,1186 7150,6432 27419,4748 34570,1186 34570,1186

LA.5 Menara Destilasi (MD-01)

(11) Neraca total : F11 = F12 + F13 F11= 27419,4748 kg MD-01 Etanol Air (13) Glukosa Etanol Air Glukosa Etanol Air Pati (12)

(8)

F 12= 3527,2046 kg F 13 = F11 - F 12 = (27419,4748 – 3527,2046) kg = 23892,2702 kg Neraca alur F11: FG11 = 38,3392 kg F E 11 = 3527,2046 kg F Air 11 = 23401,049 kg Fpati11 = 452,882 kg Neraca alur F12: F 12= 3527,2046 kg F E 12 = 0,96 × 3527,2046 kg = 3386,1164 kg F Air 12 = (3527,2046 – 3386,1164) kg = 141,0881 kg Neraca alur F13: F 13 = 23892,2702 kg F G 13 = F G 11 = 38,3392 kg F E 13 = F E 11 - F E 12 = (3527,2046 – 3386,1164) kg = 141,0881 kg F Air 13 = F13 – ( F E 13 + F G 13 ) = 23892,2702 – (141,0881 + 38,3392) kg = 23712,8429 kg

Tabel LA.5 Neraca Massa Menara Destilasi (MD-01)

Komponen

Masuk

(kg/jam) Keluar (kg/jam)

Alur 11 Alur 12 Alur 13

Glukosa 38,3392 - 38,3392 Etanol 3527,2046 3386,1164 141,0881 Air 23401,0490 141,0881 23712,8429 Pati 452,8820 - - Total 27419,4748 3527,2046 23892,2702 27419,4748 27419,4748 LAMPIRAN B

(9)

TP-01

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Basis perhitungan = 1 jam operasi Satuan operasi = kJ/jam

Tref = 25oC = 298oK

Perubahan panas pada perancangan ini terjadi pada peralatan : 1. Tangki Pemasak (TP-01) 2. Cooler (CO-01) 3. Fermentor (TF-01) 4. Menara Destilasi (MD-01) LB-1 Tangki Pemasak (TP-01) T. ref = 25 0C T. bahan masuk = 30 0 C T. bahan keluar = 90 0 C

Bahan masuk ( kg/jam) Bahan keluar (kg/jam) Alur 4 - Pati = 3019,212 - Glukosa = 3833,920 - Air = 2324,314 - Ampas = 2803,554 Alur 5 - Air Proses = 23962 Alur 6 - Pati = 3019,212 - Glukosa = 3833,920 - Air = 26286,314 - Ampas = 2803,554

a) Panas yang masuk (Qin) pada suhu 30o C

Pati Glukosa Air Ampas Kondensat (100o) Pati Glukosa Air Ampas 4(30o) 5 (30o) 200o) 6 (90o) Air Proses Steam

(10)

Q = m . Cp . Δt……… (Reklaitis, 1983) Aliran 4 Qpati = (3019,212 kg/jam) (1,84 kJ /kg0C) (30 – 25)oC = 27776,75 kJ/ jam Qglukosa = (3833,92 kg/ jam ) (0,75 kJ l/kg0C) ( 30 - 25) 0C = 14377,2 kJ / jam Qair = (2324,314 kg/jam) (1,0000 kJ /kg0C) (30 – 25) 0C = 11621,57 kJ / jam Qampas = (2803,554 kg/jam) (1,85 kJ /kg0C) (30 – 25) 0C = 25932,87 kJ / jam Qtotal in = (27776,75 + 14377,2 +11621,57 +25932,87) = 79708,39 kJ / jam

b) Panas yang keluar (Qout) pada suhu 90oC Aliran 6 Q pati = (3019,212 kg/jam) (1,84 kJ/kg0C) (90 – 25)oC = 361097,75 kJ / jam Qglukosa = (3833,92 kg/ jam ) (0,75 kJ/kg0C) ( 90 - 25) 0C = 186903,6 kJ / jam Qair = (26286,314 kg/jam) (1,0000 kJ/kg0C) (90 – 25) 0C = 1708610,41 kJ / jam Qampas = (2803,554 kg/jam) (1,85 kJ/kg0C) (90 – 25) 0C = 337127,36 kJ / jam

Qtotal out = (361097,75+186903,6+1708610,41+337127,36)kJ /jam = 2593739,12 kJ /jam

Q steam = Qout - Qin

= (2593739,12 – 79708,39) kJ/ jam = 2514030,73 kJ/jam

Steam yang digunakan adalah pada suhu 473,15 K (200oC) dan keluar sebagai kondensat pada suhu 373,15 K (100oC), Dari steam Tabel (Smith,2001) diperoleh :

H (200 oC) = 2791,7 kJ/kg H (100oC) = 419,1 kJ/kg Kandungan panas steam : ∆H = H(200 o

C) – H(100 oC) = 2372,6 kJ/kg

Banyaknya steam yang diperlukan :

H Q

∆ = m

(11)

kJ/kg 6 , 372 2 kJ/jam 2514030,73 m= m = 1059,6 kg/jam

Tabel LB.1 Neraca Panas Tangki Pemasak (TP-01) Panas Masuk (kJ/jam) Panas Keluar (kJ/jam) Qin = 79708,39 QSteam = 2514030,73 Qout = 2593739,12 Total = 2593739,12 Total = 2593739,12 LB-2 Cooler (CO-01) Air Pendingin (30o) Air Bekas T. ref = 250C T. bahan masuk = 900C T. bahan keluar = 300C

Komponen Massa (kg/jam) Pati Glukosa Air Ampas 3019,212 3833,920 26286,314 2803,554

a) Panas yang masuk (Qin) pada suhu 90o C

Q = m . Cp . Δt……… (Reklaitis, 1983) Q in = total Qout (pada tangki pemasak)

= 2593739,12 kJ/ jam

Qtotal in = (Qpati + Qglukosa + Q air + Qampas)

= (361097,75+186903,6+1708610,41+337127,36)kJ /jam = 2593739,12 kJ /jam

Panas yang keluar (Qout) pada suhu 30oC

Qpati = (3019,212 kg/jam) (1,84 kJ/kg0C) (30 – 28)oC CO-01 Pati Glukosa Air Pati Glukosa Air Ampas 6 (90o) 7 (30o) (45o)

(12)

= 11110,7 kJ/ jam Qglukosa = (3833,92 kg/ jam ) (0,75 kJ/kg0C) (30 - 28) 0C = 5750,88 kJ/ jam Qair = (26286,314 kg/jam) (1,0000 kJ/kg0C) (30 – 28) 0C = 52572,62 kJ/ jam Qampas = (2803,554 kg/jam) (1,85 kJ/kg0C) (30 – 28) 0C = 10373,14 kJ/ jam

Qtotal out = (Qpati + Qglukosa + Qair + Qampas)

= (11110,7 + 5750,88+ 52572,62 + 10373,14) = 79807,34 kJ/jam

Panas yang diserap air pendingin : Qs = Qin - Qout

= (2593739,12 -79807,34) kJ/jam = 2513931,78 kJ

Air pendingin yang digunakan adalah air pada suhu 303,15 K (30oC) dan keluar sebagai air pendingin bekas pada suhu 318,15 K (45oC),

H (30 oC) = Cp dT 301,15 298,15 (l)

∫

kJ/kg = 125,7 kJ/kg H (45 oC) = Cp dT 318,15 298,15 (l)

∫

kJ/kg = 188,2 kJ/kg ∆H = H(45 o C) - H(30oC) = 188,2 kJ/kg –125,7 kJ/kg = 62,5 kJ/kg Jumlah air pendingin yang diperlukan :

H Q ∆ = m kJ/kg 5 , 62 kJ/jam 2513931,78 m= m = 4022,9 kg/jam

Tabel LB.2 Neraca Panas Cooler (CO-01)

Panas Masuk (kJ/jam) Panas Keluar (kJ/jam) Qin = 2593739,12

-

Qout = 79807,34 Qs = 2513931,78 Total = 2593739,12 Total = 2593739,12

(13)

LB-3 Fermentor (TF-01)

Air Bekas (8)

(45o) CO2 (30o) Bahan masuk ( kg/jam) Bahan keluar (kg/jam)

Aliran 6 - Pati = 3019,212 - Glukosa = 3833,92 - Air = 26286,314 - Ampas = 2803,554 Aliran 8 - CO2 = 1686,9248 Aliran 9 - Pati = 452,882 - Glukosa = 38,3392 -Etanol = 3527,2046 - Air = 26001,1662 - Ampas = 2803,554

Pada fermentor terjadi reaksi pembentukan etanol dari glukosa dengan adanya Saccharomyces cerevisae, sehingga harus dihitung panas reaksi, untuk itu bahan-bahan yang tidak terlibat dalam reaksi seperti asam sulfat, amonium sulfat tidak dihitung panasnya karena dianggap tidak terjadi perubahan panas.

Reaksi yang terjadi :

C6H12O6 Saccharomyces cerevsiaea 2(C2H5OH) + 2(CO2) a) Panas yang masuk (Qin) pada suhu 30o C

Q = m . Cp . Δt……… (Reklaitis, 1983) Aliran 6 Qpati = (3019,212 kg/jam) (1,84 kJ/ kg0C) (30 – 25)oC = 27776,75 kJ / jam Qglukosa = (3833,92 kg/ jam ) (0,75 kJ/kg0C) ( 30 - 25) 0C = 14377,2 kJ / jam Qair = (26286,314 kg/jam) (1,0000 kJ/ kg0C) (30 – 25) 0C = 131431,57 kJ / jam Qampas = (2803,554 kg/jam) (1,85 kJ /kg0C) (30 – 25) 0C = 25932,87 kJ / jam

Qtotal in = (Qpati + Qglukosa + Qair + Qampas)

= (27776,75 +14377,2 +131431,57 + 25932,87) = 199518,39 kJ/jam (TF-01) Pati Glukosa Air Ampas Glukosa Etanol Air Ampas Saccharomyces (9)(30o) (6)(30o) Air Pendingin (30o)

(14)

b) Panas yang keluar (Qout) pada suhu 30oC Aliran 8 QCO2 = (1686,9248 kg/jam) (1,90 kJ/ kg0C) (30 – 25)oC = 16025,78 kJ / jam Aliran 9 Qpati = (452,882 kg/jam) (1,84 kJ/ kg0C) (30 – 25)oC = 4166,51 kJ / jam Qglukosa = (38,3392 kg/ jam ) (0,75 kJ /kg0C) ( 30 - 25) 0C = 143,77 kJ/ jam Qetanol = (3527,2046 kg/jam) (0,87 kJ/ kg0C) (30 – 25) 0C = 15343,34 kJ / jam Qair = (26001,1662 kg/ jam ) (1,00 kJ /kg0C) ( 30 - 25) 0C = 130005,83 kJ / jam Qampas = (2803,554 kg/jam) (1,85 kJ /kg0C) (30 – 25) 0C = 25932,87 kJ / jam Qtotal out = (16025,78 +4166,51 +143,77 +15343,34+ 130005,83 +25932,87) kJ /jam = 191618,1 kJ / jam - ΔHf25oC (Reaktan) ΔHf25oC Glukosa = x H glukosa glukosa BM glukosa Massa f ∆ = x( 235,51kJ/kmol) 50,16 kJ/ jam kg/kmol 180 kg/jam 38,3392 − = − - ΔHf25oC (Produk) ΔHf25oC Etanol = ( Etanol) Etanol Etanol f H x BM Massa _∆ = ) / 351 , 66 ( / 46 kg/jam 3527,2046 kmol kJ x kmol kg − = -5087,68 kJ/jam ΔHf25oC CO2 = x H kkal kmol BMCO MassaCO f / ( 2 2 ∆ = jam kJ kmol kJ x kmol kg / 26 , 9029 ) / 51 , 235 ( / 44 kg/jam 1686,9248 − = − - ΔHf25oC (Total Produk) = (-5087,68)+(-9029,26) kJ = -14116,94 kJ ΔHf25oC = ΔHf25oC (Produk)- ΔHf25oC (Reaktan) = (-14116,94)-(-50,16) kJ = -14066,78 kJ (Eksotermis)

(15)

- Panas diserap air pendingin ; Qc

Qc = (Qmasuk- ΔHf25oC)- Qkeluar

= {(199518,39)+( 14066,78 kJ)}- 191618,1 kJ = 21967,07 kJ

H (30oC) = 125,7 kJ/kg H (45 oC) = Cp dT 318,15 303,15 (l)

∫

kJ/kg = 188,2 kJ/kg ∆H = H(45o C) - H(30oC) = 188,2 kJ/kg – 125,7 kJ/kg = 62,5 kJ/kg Jumlah air pendingin yang diperlukan :

H Q ∆ = m kJ/kg 5 , 62 kJ/jam 21967,07 m= m = 351,5 kg/jam

Tabel LB.3 Neraca Panas Fermentor (TF-01)

No Komponen Panas (kJ/jam)

Panas Masuk Panas Keluar 1. 2. 3. 4. 5. 6. Pati Etanol Glukosa Air Ampas CO2 27776,75 - 14377,2 131431,57 25932,87 - 4166,51 15343,34 143,77 130005,83 25932,87 16025,78 Jumlah 199518,39 191618,1 6. 7. Panas reaksi 25oC

Panas diserap air pendingin

14066,78 -

- 21967,07

(16)

LB.4 Menara Destilasi (MD-01)

(11)

Menentukan suhu umpan masuk :

Umpan yang masuk ke kolom destilasi merupakan cairan jenuh, Untuk menentukan suhu umpan, maka dilakukan perhitungan bubble point dengan cara trial suhu umpan hingga syarat

∑

Ki.Xi= 1 terpenuhi,

P = 1 atm K = Pi/P Trial : T = 368,5 K (95,35oC) Komponen Pi Xi Ki Ki,Xi Glukosa _1.687248123 _{0,1 1.687248123 0.168724812} Etanol 1.880661736 0,25 1.880661736 0.470165434 Air _0.837463764 _{0,45 0.837463764 0.376858694} Pati _3.47162E-05 _{0,2 3.47162E-05 6.94324E-06}

Total _1.015755883

Maka, suhu umpan pada kolom destilasi (MD-01) adalah 368,5 K (95,35oC),

LB.4.1 Kondensor (CD-01)

Fungsi : Mengkondensasikan uap dari kolom destilasi MD-01 Etanol Air (13) Glukosa Etanol Air Glukosa Etanol Air Pati (12) Etanol Air Etanol Air Air pendingin 30oC 1 atm Air pendingin 45oC 79,35oC 1 atm 78,35 o C 1 atm

(17)

Perhitungan suhu operasi kondensor :

Untuk menentukan suhu operasi pada kondensor, dilakukan perhitungan dew point hingga syarat

∑

= 1 Ki. Yi terpenuhi, P = 1 atm K = Pi/P Trial : T = 352,5 K (79,35oC) Komponen Pi Yi Ki Yi/Ki Etanol 1,04242448 0,96 1,04242448 0,920930023 Air 0,451726999 0,04 0,451726999 0,088549058 Total 1,00947908

Temperatur operasi kondensor (suhu destilat) yang diperoleh dari perhitungan adalah 352,5 K (79,35oC)

Panas masuk T = 352,5 K (79,35oC) dan tekanan 1 atm

Panas masuk : Qin = N Cp dT ( Hvl) Cp dT 368,5 BP (g) BP 298,15 ) ( i        + ∆ +

∫

∑

l

Tabel LB.4.1 Panas masuk Kondensor (CD-01)

Komponen N (kmol) ∆Hvl Cp dT T2 T1 (l)

∫

Cp dT T2 T1 (g)

∫

Q in Etanol 0,213 40656, 2 5317.170746 - 78,4905 Air 1324,238 6 - - - - Total 78,4905

Panas keluar T = 351,5 K (78,35oC) dan tekanan 1 atm

Panas keluar : Qout = N Cp dT ( Hvl) Cp dT 351,5 BP (g) BP 298,15 ) ( i        + ∆ +

∫

∑

l

Tabel LB.4.2 Panas keluar Kondensor (CD-01)

∫

Cp dT T2 T1 (g)

∫

Q out Etanol 76,2949 40656,2 7694,868055 - 26817.65735 Air 0,9798 - 4491,143252 - -

(18)

Total 26817.65735 Q = Qout - Qin

= 26817,65735 –784905 = -758087,3427 kJ/jam

H (30 oC) = Cp dT 318,15 303,15 (l)

∫

kJ/kg = 125,7 kJ/kg H (45 oC) = Cp dT 318,15 303,15 (l)

∫

kJ/kg = 188,2 kJ/kg ∆H = H(45o C) - H(30oC) = 188,2 kJ/kg – 125,7 kJ/kg = 62,5 kJ/kg Jumlah air pendingin yang diperlukan :

H Q ∆ = m kJ/kg 5 , 62 kJ/jam 7 758087,342 -m= m = 1229,3 kg/jam Sehingga diperoleh :

Tabel LB.4.3 Neraca Panas Pada Kondensor (CD-01)

Panas masuk (kJ/jam) Panas keluar (kJ/jam) Umpan 784905 - Produk - 26817,6574 Air pendingin - 758087,3427 Total 784905 784905 LB.4.2 Reboiler (RB-01)

Fungsi : Menguapkan kembali cairan dari kolom destilasi

Etanol Air _78,35o 100 oC C Kondensat 100 oC, 1 atm Superheated steam 200 oC, 1 atm Etanol Air 1 atm 1 atm

(19)

Perhitungan suhu operasi reboiler :

Untuk menentukan suhu operasi reboiler, dilakukan dengan perhitungan bubble point hingga tercapai syarat

∑

Ki.Xi= 1

P = 1 atm K = Pi/P

Trial : T = 373,15 K (100oC)

Tabel LB.4 Data perhitungan suhu operasi reboiler

Komponen Pi Xi Ki Ki,Xi Etanol 2,207715294 0,04 2,207715294 0,088308612 Air 0,990979699 0,96 0,9909796998 0,951340511 Total 1,039649122

Maka suhu operasi reboiler adalah 373,15 K (100oC).

Panas masuk T = 351,5 K (78,35oC) dan tekanan 1 atm

Panas masuk : Qin = N Cp dT ( Hvl) Cp dT 351,35 BP (g) BP 298,15 ) ( i        + ∆ +

_∫

∫

∑

l

Tabel LB.4.4 Panas masuk reboiler (RB-01)

∫

Cp dT T2 T1 (g)

∫

Q in Etanol 0,3834 31490 7694,868055 5957.335634 2425,900482 Air 1324,2386 40656,2 12337,53201 2458.494612 3255633,463 Total 3258059.363

Panas keluar T = 373,15 K (100oC) dan tekanan 1 atm

Panas keluar : Qout = N Cp dT ( Hvl) Cp dT 373,15 BP (g) BP 298,15 ) ( i        + ∆ +

∫

∑

l Alur 12

Tabel LB.45 Panas keluar Reboiler pada alur 12 (RB-01)

Komponen N (kmol) ∆Hvl Cp dT T2 T1 (l)

∫

Cp dT T2 T1 (g)

∫

Q out Etanol 2,4446 31490 7694,868055 5957,335634 110354,6311 Air 2,6891 40656,2 12337,53201 2458,494612 149116,5826 Total 1941024,1225

(20)

Alur 13

Tabel LB.4.6 Panas keluar Reboiler pada alur 13 (RB-01)

Komponen N (kmol) ∆Hvl Cp dT T2 T1 (l)

∫

Cp dT T2 T1 (g)

∫

Q out Etanol 0,8981 31490 7694,868055 5957,335634 40542,2131 Air 1,0147 40656,2 12337,53201 2458,494612 56267,3743 Total 715014,4049 Q = Qout - Qin = (1941024,1225 + 715014,4049) – 325805,9363 = 2330232,591 kJ/jam

Steam yang digunakan adalah superheated steam pada suhu 473,15 K (200oC) dan keluar sebagai kondensat pada suhu 473,15 K (100oC), Dari steam tabel (Smith,2001) diperoleh :

H (200 oC) = 2791,7 kJ/kg H (100 oC) = 419,1 kJ/kg Kandungan panas steam : ∆H = H(200 o

C) – H(100 oC) = 2372,6 kJ/kg

Jumlah steam yang diperlukan :

H Q ∆ = m kJ/kg 2372,6 kJ/jam 1 2330232,59 m= m = 982,1 kg/jam Sehingga diperoleh :

Tabel LB.4.4 Neraca Panas Pada Reboiler (RB-01)

Panas masuk (kJ/jam) Panas keluar (kJ/jam) Umpan 325805,9363 - Produk - 2656038,527 Steam 2330232,591 - Total 2656038,527 2656038,527

(21)

LAMPIRAN C

PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

LC-1 Gudang (G-111)

Fungsi : Tempat untuk menyimpan bahan baku ubi kayu. Bentuk : Prisma tegak segi empat.

Bahan konstruksi : Dinding beton dan atap seng. Data kondisi operasi : - Temperatur : 30 oC

- Tekanan : 1 atm Laju alir massa = 11981 kg/jam

Densitas ubi kayu (ρ) = 870,711085 kg/m3 ...(http://Aqua-calc.com, 2011) Faktor kelonggaran (fk) = 20 % ...(Perry, 1999)

Direncanakan gudang bahan baku dengan perbandingan : Panjang gudang : Lebar gudang = 1 : 2

Panjang gudang : Tinggi gudang = 2 : 1 Lebar gudang : Tinggi gudang = 2 : 1 Perhitungan :

Direncanakan kapasitas penyediaan 1 hari : = hari 1 jam 24 jam 1 kg/jam 11981 x = 287544 kg ubi kayu V = kapasitas/densitas ₃ / 711085 , 870 287544 m kg kg = = 330,25 m3

Faktor kelonggaran (fk) = 20 %, maka :

Volume total gudang = 3 3

396,28 330,25 % 80 % 100 m m x = = Volume = p x l x t = 2t x 2t x t = 4t3 396,28 m3 = 4t3 t = 3 1 4 396,28     _{= 3,969928 m} Maka diperoleh : Tinggi gudang = 3,969928 m Panjang gudang = 2t = 2 x 3,969928 m = 7,93 m

(22)

Lebar gudang = Panjang gudang = 7,93 m

LC-2 Belt Conveyor (BC – 01)

Fungsi : Mengangkat ubi kayu dari gudang ke bak pencucian Jenis : Flat Belt on Continous Flow

Bahan konstruksi : Carbon Steel Kondisi Operasi : 30 oC ; 1 atm Laju alir bahan baku : 11981 kg/jam Jumlah alat : 1 (satu) buah Faktor kelonggaran : 20 %

Kapasitas alat =

(

1+0,2

)

x11981kg/ jam= 14377,2 = 14,3772 ton/jam Dari Tabel 21 – 7 Perry, 1999, untuk kapasitas 14,3772 ton/jam diperoleh :

Kecepatan Belt = 200 ft/menit Lebar Belt = 14 ft = 4,2 m Panjang Belt = 20 ft = 6 m Tinggi Belt = L. Sin. ά

= 20 Sin 20 = 6,84 ft

Power Belt Conveyer = V (L.0,0025 + H. 0,001) C

Power Belt Conveyer = 14,3772 ( 20 x 0,0025 + 6,84 x 0,001) 2,5 = 2,04 Hp Efisiensi Motor = 80 % Hp motor = 2,04/0,8 = 2,5 Hp Dimana : V = Kapasitas belt L = Panjang belt H = Tinggi belt C = Material faktor ( 2,5)

(23)

LC-3 Bak Pencuci (BP – 01)

Fungsi : Untuk mencuci ubi kayu dengan air

Type : Bak persegi empat Laju alir bahan baku : 11981 kg/jam Densitas campuran (ρ ) _c

ρ _air = 1,000 kg/m3

ρ_ubi_kayu = 870,711085 kg/m3 ……….(Aqua-calc, 2011) Bultdensity = tot air air tot k u k u M xM M xM ρ ρ + . . = jam kg jam kg x m kg jam kg jam kg x m kg / 23962 / 11981 / 000 , 1 / 23962 / 11981 / 711085 , 870 3 ₊ 3 = 435,8 kg/m3 Volume bahan= ₃ / 435,8 / 11981 m kg jam kg m = ρ = 27,4 m3 Volume Bak (VB) : VB = 3 m 99 , 32 4 , 27 2 , 1 2 , 1 xV = x =

Ukuran Bak pencuci : Tinggi (T) = 4 meter Lebar (L) = X Panjang (P) = 1,5 x L = 1,5X VB = P . L . T 32,99 = (1,5X)(X)(4) 32,99 = 6 X2 L = 6 VB = 6 32,99 = 2,34 m Maka : L (lebar) = 2,34 m P (panjang)= 1,5 x 2,34 = 3,51 m

(24)

LC-4 Crusher

Fungsi : Untuk memotong atau memperkecil ukuran ubi kayu. Jenis : Rotary knife cutter

Kondisi operasi : 30 oC ; 1 atm Laju alir bahan baku : 11981 kg/jam Jumlah alat : 1 (satu) buah Faktor kelonggaran : 20 %

Kapasitas alat =

(

1+0,2

)

x11981kg/ jam_{= 14377,2 kg/jam}

Dari halaman 829 Perry, 1997, dipilih tipe rotary knife cutter dengan spesifikasi : Panjang pisau = 21 cm

Bahan konstruksi = Stainless steel Kecepatan putaran = 920 rpm

Power = 5 Hp

Jumlah cutter = 5 buah

LC-5 Screw Conveyor (SC – 01)

Fungsi : Sebagai alat pengangkut ubi kayu menuju raw mill. Jenis : Rotary Vane Feeder

Bahan konstruksi : Carbon Steel Kondisi operasi : 30 oC ; 1 atm Laju alir bahan baku : 11981 kg/jam Jumlah alat : 1 (satu) buah Faktor kelonggaran : 20 %

Kapasitas alat =

(

1+0,2

)

x11981kg/ jam_{= 14377,2 kg/jam} Dari Tabel 21 – 6 Perry, 1997, untuk kapasitas 14377,2 kg/jam diperoleh : - Diameter pipa = 2,5 inchi

- Diameter shaft = 2 inchi - Diameter pengumpan = 9 inchi - Panjang maksimum = 75 ft - Pusat gantungan = 10 ft

(25)

- Kecepatan motor = 55 rpm - Daya motor = 3,75 Hp

LC-6 Raw Mill

Fungsi : Menggiling ubi kayu menjadi halus

Berdasarkan Tabel 12.6 Perry, 1997 diperoleh ukuran Raw Mill sebagai berikut : - Kapasits kerja = 11981 kg/jam

- Panjang = 3 ft - Lebar = 2 ft - Ball load = 1000 lb - Kecepatan = 33 rpm - Power motor = 7,5 Hp LC-7 Screw Conveyor (SC – 02)

Fungsi : Sebagai alat pengangkut ubi kayu menuju tangki pemasak.

Jenis : Rotary Vane Feeder Bahan konstruksi : Carbon Steel

Kondisi operasi : 30 oC ; 1 atm Laju alir bahan baku : 11981 kg/jam Jumlah alat : 1 (satu) buah Faktor kelonggaran : 20 %

Kapasitas alat =

(

1+0,2

)

x11981kg/ jam_{= 14377,2 kg/jam} Dari Tabel 21 – 6 Perry, 1997, untuk kapasitas 14377,2 kg/jam diperoleh : - Diameter pipa = 2,5 inchi

- Diameter shaft = 2 inchi - Diameter pengumpan = 9 inchi - Panjang maksimum = 75 ft - Pusat gantungan = 10 ft - Kecepatan motor = 55 rpm - Daya motor = 3,75 hp

(26)

LC-8 Tangki Pemasak (TP – 01)

Fungsi = Memasak ubi kayu supaya diperoleh bubur pati

Kapasitas (M) = 35943 kg/jam ρcampuran = 1172,4939 kg/m3 Volume Bahan (VB) = ρ M = 3 3 30,65 kg/m 4939 , 1172 1 kg/jam 35943 m jam x =

Diperkirakan bahan mengisi tangki 85%, maka volume tangki (VT):

VT = 3 05 , 36 65 , 30 85 100 85 100 m x xVB= =

Jika diasumsikan bahwa perbandingan H : D = 1,5 maka : H = 1,5 x D sehingga : VT = D2H 4 1_π ……… (Brownell, 1959) Direncanakan :

Type = Tangki vertikal dengan tutup atas dishead, dan tutup bawah datar Maka : 36,05 = x3,14xD x1,5D 4 1 2 = 1,1775 D3 D = 3 1775 , 1 36,05 = 3,13 m H = 1,5x 3,13 = 4,695 m = 15,403 ft = 184,842 in 1. Menghitung tebal shell (ts)

Ts = C FE Ra + −0,6Pr 2 Pr

…………. (Tabel 9 McCetta and Cunningham, 1993) Dimana : Pr = Popr + (Poprn x 0,05 ) = 1 atm = 14,7 Psi Ra = Di x3,13 1,565m 5,134ft 61,614in 2 1 2 1 = = = =

(27)

E (efesiensi sambungan) = 80 % C = Faktor korosi = 0,125 in Tekanan hidrostatika : PH PH = ρ . g . h ……….. (Smith, 2001) h = .H 0,8 4,695 3,756m 100 80 ₌ ₌ x PH = 1172,4939 x 9,8 x 3,756 = 43158,09 2 m N = 6,25 psi Pr = 14,7 Psi + PH ………. (Brownell, 1959 ) = 14,7 Psi + 6,25 Psi = 20,95 Psi

Jika digunakan bahan kontruksi carbon steel, SA 240 grade V gd f = 18750 Psi Dengan efesiensi sambungan 80 %, maka :

ts = 0,125 43 , 29987 81 , 1290 125 , 0 20,95 6 , 0 8 , 0 18750 2 614 , 61 20,95 + = + − x x x x = 0,16 in

Digunakan tebal shell standart 3/16 in

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

3. Perhitungan tutup bawah (plat datar)

tp = d C(ρr/ f)+C ………. (Brownell, 1959 ) _   ₊    = 0,125 18750 20,95 125 , 0 3,13 = 3,13x 0,125x0,00111+0,125 = 3,13 + 0,3537 = 3,48 in = 3 ¾ in = 0,1 m (pakai plat) 4. Perhitungan tinggi tutup atas (OA) OD

(28)

OA B A ID t a C OA = Sf + b + th ………. (Brownell, 1959 ) Dari Tabel 5.4 Brownell and Young diperoleh :

Sf = 2 ½ in r = W2 = 102 in………. ( Tabel 5.7 Brownell and Young) Icr = ¾ , in ID = 105,0833 a = ID/2 = 52,5416 2 0833 , 105 ₌ in AB = ID/2 – Icr = 52,5416 in – 0,75 in = 51,7916 in BC = r – Icr = 102 – 0,75 = 101,25 in AC = (BC)2 −(AB)2 = 10251,5625−2682,3698 = 87,0011 in b = r - (BC)2 −(AB)2 ……….…. (Brownell, 1959 ) b = 102 – 87,0011 in = 14,9989 OA = ts + b + sf ………... (Brownell, 1959 ) = 0,16 + 14,9989 + 2,5 = 17,6589 in = 0,448 m 5. Tinggi total tangki = (Htot)

Htot = H + OA + tp ………….…. (Brownell, 1959 ) = 4,695 m + 0,448 m + 0,1 m

= 5,243 m = 17,21 ft = 206,417 in 6. Menghitung luas perpindahan panas : Q = 2514030,73 kJ/jam = 234314,98 Btu/jam UD = t Ao Q ∆ . ………….…. (Kern, 1988 )

(29)

atau Ao = t UD Q ∆ .

Dari Tabel 8 Kern diperoleh : UD = 6 - 60 Maka : di trial UD = 50 Btu/jam⋅ft2_⋅°F

      − − − − = ∆ ) 30 200 ( ) 100 200 ( ) 30 200 ( ) 200 ( Ln t ………….…. (Kern, 1988 ) = 51oC = 123 0F Ao = F 123 F . ft Btu/jam 50 BTU/jam 2394314,98 o o 2 x = 389,31 ft2 7. Jacket pemanas :

Diameter dalam jacket, Dij = a + 2T …….…….. (Kern, 1988 ) = 52,5416 in + 2 (0,17) = 52,8816 in Tebal jacket (z) = 0,5 in

Diameter luar jacket, D0j = Dij + 2.z …….……. (Kern, 1988 ) = 52,8816 in + 2(0,5) = 53,8816 in

LC-9 Pompa Tangki Pemasak (PO– 01)

Fungsi = Untuk memompa bahan pada tangki pemasak ke cooler Kapasitas (M) = 35943 kg/jam = 22,01 lb/detik

ρcampuran = 1172,4939 kg/m3 = 72,1988 lb/ft 3 Laju alir (Qf) = ρ M = ₃ lb/ft 72,1988 lb/detik 22,01 = 0,3 ft3/detik Diameter pipa optimum (Diopt) :

Diopt = 3,9 . Qf0,45 . ρ0,13………….…. (Timmerhaus, 2004) Dimana : ρ camp = 1172,4939 ₃ m kg = 72,1988 1b/ ft3 Diopt = 3,9x (0,3)0,45x (72,1988)0,13 = 3,95711 in Dari App. 5, Perry, 1997 dipilih :

(30)

Nominal size pipa = 4 in

Schedule = 40 in

Inside diameter (D) = 4,026 in = 0,3355 ft Outside diameter = 4,50 in = 0,375 ft Luas permukaan (A) = 12,7 m2 = 0,0882 ft 1. Kecepatan aliran dalam pipa (V)

V= ft A Q ft _dtk f 0882 , 0 3 , 0 3 = = 3,4 ft_dtk

2. Perhitungan bilangan reynold (NRe) : NRe = . . ; µ ρV D dimana µ camp = 8,72.10-4 1b/ft dtk = ₄ 10 . 72 , 8 3355 , 0 x 3,4 1988 , 72 − x = 94484,09 (turbulen)

Direncanakan - panjang pipa lurus (L) = 10 meter - tinggi pemompaan = 32,0 ft - 3 elbow 900

- =

D Le

……….. (Peter Tabel 1 hal 484 ) Le = 32 x 3 x 0,3355 = 32,2 ft

- 1 Gate value open : =7...

D Le

……(Peter Tabel 1, hal 484) Le = 7 x 1 x 0,3355 = 2,34 ft

L = 32,2 ft + 2,34 ft = 34,54 ft - Dipilih pipa komersial steel

ε =0,00015………….…. (Peter, 2003 ) 4 3355 , 0 00015 , 0 10 . 47 , 4 − = = ε

Maka dari Fig 14-1 Peter, halaman 482 diperoleh : F = 0,0055

(31)

1. Friksi sepanjang pipa lurus : FL = 3355 , 0 2 , 32 54 , 34 3,4 0055 , 0 2 . . . . 2 2 2 x x x x D gc L V F = = 0,4 Ibf ft/1bm

2. Friksi karena sambungan FLe = 3355 , 0 2 , 32 32,2 3,4 0055 , 0 2 . . . . 2 2 2 x x x x D gc Le V F ₌ = 0,3 bfft _bm 1 1

3. Friksi karena kontraksi dengan K=0,5 Fc = 2 , 32 2 3,4 5 , 0 . 2 . 2 2 x x gc V K = = 0,089 lbfft_lbm

∑

F = FL + FLe + FC = 0,4 + 0,3 + 0,089 = 0,78 1bfft1bm

4. Penentuan kerja pompa (W)

Berdasarkan Persamaan Bernaully : F gc V gc g W = ∆ +∆Η + +Σ . 2 . 2 α δ ρ ………(Geankoplis, 1997) Dimana : 0 = ∆Ρ = ∆Ρ ρ maka ik ft V =3,4 _det ∆ ΔZ diperkirakan 16,4 ft Maka : Ws =16,4 + 0,78 2 , 32 2 4 , 3 2 + x = 17,35 ft.1br1bm Efisiensi pompa, η= 70 % Wp = η W (Geankoplis, 2003) = 0,7 17,35

(32)

= 24,78 ft.lbf/lbm. 5. Penentuan daya pompa (p) P = /s.hp) (550ft.lbf x Ws ρxQf = p) ft.lbf/s.h (550 /detik ft 0,3 x lb/ft 72,1988 x 17,35 3 3 = 0,6 Hp (Digunakan daya 1 Hp) LC-10 Cooler (CO – 01)

Fungsi = Untuk mendinginkan larutan sebelum masuk tangki fermentasi Type = Shell and tube HE

Kapasitas = 35943 jam kg = 79240,75 1b_jam 1. Q pendingin = 2513931,78 jam kj = 2380910,32 btujam W pendingin = 3455,4 jam kg = 7617,85 1bmjam 2. Menentukan t∆ ∆ = LMTD =t t t F t t 0 6 , 35 113 2 1 1786 , 82 ln 6 , 35 113 ln 1 ₂ = − = ∆ − ∆ ∆ ∆

3. Menentukan Temperatur Klorik

Temperatur klorik fluida panas (Tc) dan fluida dingin (tC) Tc = 1400F 2 86 194 = + tC = 97,70F 2 113 4 , 82 + ₌ Pemilihan ukuran HE ;

4. Menentukan luas perpindahan panas (AB) ; AO = t UD Q ∆ .

Dari Tabel 8 Kern diperoleh UD = 5-75 BTUJAM

2

ft F0

Trial UD = 50 BTUjam

2 ft F0 AO = ₂ ₀ ₀ 579,44 2 F 1786 , 82 F . Btu/jam.ft 50 Btu/jam 2380910,32 ft x =

(33)

Berdasarkan Tabel 9-10 Kern, ukuran 34 OD 14 BWG : diperoleh : OD = 34 in = 0,75 in = 0,0625 ft

ID = 0,584 in = 0,0484 ft a’t = 0,268

a” = 0,1963

5. Menghitung jumlah pipa (Nt): Nt = L a A . '' 0 ………(Kern, 1950) Jika digunakan panjang pipa tube (L) = 16 ft, maka Nt = buah x ft 185 16 1963 , 0 44 , 579 2 =

Dari Tabel 9 Kern diperoleh untuk 34 ”OD.1 in square pitch Nt = 185 buah

n = 1 pass

ID shell = 19 14 in = 19,25 in

Sehingga luas perpindahan panas terkoreksi (A) A = Nt . a” . L ……….(Kern, 1950) = 185 x 0,1963 x 16

= 581,05 ft2

6. Koefisien perpindahan panas , UD terkoreksi ;

UD = 49,86 2 1786 , 82 05 , 581 2380910,32 . t x ft A Q jam BTU = = ∆ F 0 Fluida Panas dalam Shell Fluida Dingin Cair dalam Tube 1. luas Penampang, AS AS = 1 144 15 . 25 , 0 . 25 , 19 144 . . x pt B C ID = = 0,5013 ft2 2. Kecepatan massa, Gs Gs= 2 5013 , 0 lbm/jam 2380910,32 ft As W = = 4749472,1 b_ft _jam 2 1

3. Bilangan Reynold, Res : Res= µ Gs ID, 1. Luas Penampang, t∆ A_T= 0,34 1 144 268 , 0 . 185 . 144 . . ' ₌ ₌ x n t a Nt ft2 2. Kecepatan Massa, Gt gt = 34 , 0 7617,85 = At W = 22405,44 b_ft _jam 2 1

3. Bilangan Reynold, Ret Ret = µ gt x ID µ = 0,75 p= 1,815 1b_ftjam

(34)

Dimana : µ =₂_,₁₄₅₆1b_ftjam Res = 1456 , 2 4749472,1 25 , 19 x = 42611548,25 lbm/jam.ft2 4. JH = 170 (Fig 28 Kern ) 5. 2 1 .       k CP µ =………. ? CP = 0.83 BTU_jamft2 k=0,0089 (Kern, 1950) 8489 , 5 0089 , 0 1456 , 2 83 , 0 12 =       x 6. ho =JH 14 , 0 2 1 .                   w k cp K D µ µ µ =170 x 5,4 x 5,8489 x 1 = 111,7347 BTUhari ft F 0 7. UC = hio ho hio ho + . = 7642 , 252 7347 , 111 7642 , 252 7347 , 111 + x = 77,4832 BTUhari ft F 0 8. Faktor Kotoran (Rd) Rd = UD UC UD UC . − = 86 , 49 4832 , 77 86 , 49 4832 , 77 x − =0,007 = 815 , 1 22405,44 0484 , 0 x = 597,47 4. hi = 326,4 BTUhi ft F 0 2 5. hio = hi x 0625 , 0 0484 , 0 4 , 326 x ODID = = 252,7642 BTUharift F 0

Karena Rd Rancang > Rd ketentuan (0,002) maka Perancangan HE dapat diterima, dan bisa dilanjutkan ke pengecekan Pressure Drop.

PRESSURE DROP

(35)

1. Res = 42611548,25 lbm/jam.ft2 f = 0,005 – (Fig 29 Kern) S = 1,035 ρ = 62,5 x 1,035 = 64,6875 2. Jumlah Lewatan (N+1) = 12,8 15 16 00 , 12 x ₌ 3. D L . 2 8 10 . 18 , 4 2 . 2 s G 4.f. Fp ρ × × = ∆ = 0484 , 0 6875 , 64 10 . 18 , 4 2 12 ) 4749472,1 ( 005 , 0 4 2 8 2 x x x x x x 9 , 3 = ∆Fp Psi psia 7 , 1 144 Fp p ΔP = ×ρ = 1. Ret = 597,47 f = 0,00032 (Fig 26 Kern) S = 1 2. e D L ' . 2 8 10 . 18 , 4 2 . 2 t G 4.f. Fa ρ × × = ∆ =

(

)

) 0484 , 0 ( ) 5 , 62 .( 10 . 18 , 4 2 24 22405,44 00032 , 0 4 2 8 2 × x x x = 0,0097 ft 3. 0,099 ft /s 5 , 62 3600 44 , 22405 3600 Gt V = × = × = ρ ft g 2 0,98 0,005 2 099 , 0 3 ' 2 2 V 3 1 F = × × =         × × =

(

)

psia F Fa 0063 , 0 144 5 , 62 ) 005 , 0 0097 , 0 ( 144 1 Pa = × + = × + ∆ = ∆ ρ Kesimpulan :

Karena ∆Pa < 10 Psi maka perancangan alat HE layak untuk diteruskan

LC-11 Pompa Cooler (PO– 02)

Fungsi = Untuk memompa bahan dari cooler ke fermentor Kapasitas (M) = 35943 kg/jam = 22,01 lb/detik

ρcampuran = 1172,4939 kg/m3 = 72,1988 lb/ft 3 Laju alir (Qf) = ρ M = ₃ lb/ft 72,1988 lb/detik 22,01 = 0,3 ft3/detik Diameter pipa optimum (Diopt) :

Diopt = 3,9 . Qf0,45 . ρ0,13………….…. (Timmerhaus, 2004) Dimana : ρ camp = 1172,4939 ₃ m kg = 72,1988 1b/ ft3 Diopt = 3,9x (0,3)0,45x (72,1988)0,13 = 3,95711 in Dari App. 5, Perry, 1997 dipilih : Nominal size pipa = 4 in

(36)

Schedule = 40 in

2. Perhitungan bilangan reynold (NRe) : NRe = . . ; µ ρV D dimana µ camp = 8,72.10-4 1b/ft dtk = ₄ 10 . 72 , 8 3355 , 0 x 3,4 1988 , 72 − x = 94484,09 (turbulen)

- =

D Le

- 1 Gate value open : =7...

D Le

ε =0,00015………….…. (Peter, 2003 ) 0,3355 4 00015 , 0 =₄_,₄₇_.₁₀− = ε

3.Friksi yang terjadi : (F)

(37)

FL = 3355 , 0 2 , 32 812 , 23 3,4 0055 , 0 2 . . . . 2 2 2 x x x x D gc L V F = = 0,2 Ibf ft/1bm

2. Friksi karena sambungan FLe = 3355 , 0 2 , 32 ,472 1 2 3,4 0055 , 0 2 . . . . 2 2 2 x x x x D gc Le V F ₌ = 0,25 bfft _bm 1 1

∑

F = FL + FLe + FC = 0,2 + 0,25 + 0,089 = 0,54 bfft _bm 1 1

Berdasarkan Persamaan Bernaully : F gc V gc g W = ∆ +∆Η + +Σ . 2 . 2 α δ ρ ………(Geankoplis, 1997) Dimana : 0 = ∆Ρ = ∆Ρ ρ maka ik ft V =3,4 _det ∆ ΔZ diperkirakan 16,4 ft Maka : Ws =16,4 + 0,54 2 , 32 2 4 , 3 2 + x = 17,11 ft.1br1bm Efisiensi pompa, η= 70 % Wp = η W (Geankoplis, 2003) = 0,7 17,11 = 24,45 ft.lbf/lbm.

(38)

5. Penentuan daya pompa (P) P = /s.hp) (550ft.lbf x Ws ρxQf = p) ft.lbf/s.h (550 /detik ft 0,3 x lb/ft 72,1988 x 17,11 3 = 0,6 Hp (Digunakan daya 1 Hp) LC-12 Fermentor (TF-01)

Fungsi = Sebagai tempat terjadi fermentasi Kapasitas (W) = 37689,9726 jam

Kg

Densitas Campuran (ρcampuran) = 1265,078 kg/m3 = 78,978 lb/ft3 Waktu tinggal = 24 jam

a. Menghitung volume bahan :

VB = W 29,79m / jam kg/m 1265,078 kg/jam 37689,9726 3 3 = = ρ

maka volume tangki (Vt) :

Vt = laju alir x waktu tinggal = 37689,9726 kg/jam x 24 jam = 904559,34 kg Vt = m jam jam 30364,52 / / m 79 , 29 kg 904559,34 3 3 = = 30,36452 m/jam Karena : Vt = 1,1775 D3 Maka : D = 3 1775 , 1 30,36452 = 2,951 m = 9,6817 ft H = 1,5 x 2,951 m = 4,4265 m = 14,52 ft = 174,24 in b. Menghitung tebal shell (Ts)

Ts = C pr F f R p_R _i + − 60, . 2 .

(39)

Dimana : Pr = Popr + (Poprn x 0,05 ) = 14,7 + 0,735 Pr = 15,435 Psi Ri = .D 2 1 = 2,951 1,47 2 1 = x m = 57,8741 in Hs = .D 4 1 = 2,951 4 1 x = 0,73 m = 28,7401 in

F = 18750 (bahan kontruksi carbon steel, SA 240 grade C) E = 80 % C = Faktor korosi = 0,125 in Maka : Ts = 0,125in 435 , 15 6 , 0 8 , 0 18750 2 57,8741 435 , 15 + − x x x x = 0,15 in

Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama, yaitu 0,15 .

Perhitungan tinggi total tangki Htot = H + (2 OA) OD OA SF A Ro = Lo ID t a Di mana : OA = Tinggi tutup = Sf + b + ts

Dari Tabel 5.4 Brownel and Young dan Tabel 5-7 Sf = 2,5 in

Icr = 0,75 in

(40)

r = 102 in

Maka tinggi tutup (OA) : b = r- BC2 −AB2 AB = Ri−I_cr =57,8741 −0,75=57,1241in BC = r- Icr = 102 – 0,75 = 101,25 in AC = BC2 −AB2 (101,25)2 −(57,1241)2 = 83,5966 in b = 102 in - 83,5966 in = 18,4033 in Jadi : OA = (2,5 + 18,4033 + 0,15) = 21,0533 in Sehingga : Htot = 174,24 + (2 x 21,0533) = 216,34 in c. Penentuan Pengadukan Da/Dt = ; Da = 1/3 × 2,763 m = 0,921 m W/Da = ; W = 1/5 x 0,921 m = 0,1842 m L/Da = ; L = ¼ × 0,921 m = 0,23025 m E/Da = ; E = ¼ × 2,763 m = 0,691 m J/Dt = ; J = 1/12 × 2,763 m = 0,23 m Dimana : Dt = Diameter tangki Da = Diameter impeller W = Lebar pengaduk

L = Panjang daun pengaduk

E = Jarak pengaduk dari dasar tangki J = Lebar baffle

Perhitungan pengadukan menggunakan rumus : P = 550 n3 5 x gc x Da x x K_T ρ_m Dimana :

(41)

K T = konstanta pengaduk = 6,3 n = kecepatan pengaduk = 35 rpm = 0,5833 rps D a= diameter pengaduk = 3,9921 ft ρ _m= densitas bahan = 64,635 lb/ft 3

gc = konstanta gravitasi = 32,2 lbm ft / lbf det2 Sehingga daya, P = 550 2 , 32 64,635 3,9921 5833 , 0 3 , 6 3 5 x x x x = 4,61 Hp Efisiensi motor penggerak 80 %

Daya motor penggerak = 5,76Hp 8

, 0

,61

4 ₌

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

Massa air pendingin yang dibutuhkan, m = 350,3 kg

ρ_air= 1035,3242 kg/m3 waktu tinggal air pendingin ; 10 menit Penentuan volume jaket, Vj

Vj = ρ pendingin air x 60 10 menit = 1265,078 350,3 x 60 10 menit = 0,056 m3 Penentuan R 1 Vj = {(π x R12) – π (R2 + Ts)2}x H 0,056 = {(π x R12) – π (4,14+ 0,15)2}x 4,14 R 1 = 5,256 m

Penentuan tebal jaket : R1= R2+ tp+ tj j tj j = R1 – (R2+ tp) = 5,256 – (4,14 +0,15) = 1,01 m

LC-13 Tangki Penyimpan Saccharomyces Cerevisae (TP – 02)

Fungsi : Untuk menyimpan Saccharomyces Cerevisae yang masuk ke fermentor.

(42)

head dan tutup bawah plat datar. Kapasitas (M) : 1506,0117 kg/jam = 3320,1533 lb/jam Densitas (ρ) : 50,3334 lb/ft3

1. Menentukan volume bahan (Vb) dalam 1 jam operasi

Vb = x jam ft M 1 lb/ 3334 , 50 lb/jam 3320,1533 3 = ρ = 65,9 ft3

2. Menentukan Volume Tangki (Vt) Jika tangki hanya berisi 85 %, maka : Vt = 65,9 85 100 x = 77,53 ft3 Volume tangki (VT) Vt = 14π D2x1,5D………….. (Brownell, 1959) = 1,1775 D3 D = 3 65,84 1775 , 1 77,53 = = 3 ₆₅_,₈₄ _{= 4,01 m} = 157,87 in H = 1,5 x 4,01 m = 6,015 m = 19,735 ft = 236,81 in 3. Menentukan tebal shell (tS)

ts = C p FE xR Pr i + − 60, 2 ………….… (Brownell, 1959 ) Dimana :

Pr = Tekanan rancangan = 1,05 x 14,7 = 15,435 Psi Ri = 12 x D = 12 x 157,87 = 78,935 in F = faktor stress (18750 psi). carbon steel SA 240 grade M E = Efesiensi sambungan (0,8)

C = Faktor kotoran (0,125) Maka :

(43)

tS = 0,125in 435 , 15 6 , 0 8 , 0 18750 2 78,935 435 , 15 + − x x x x

= 0,16 in (tebal plat yang dipakai 1/6 in) 4. Tebal tutup

Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama yaitu 1/6 in.

5. Menghitung tebal plat datar (tp) tP = D       F C Pr = 157,87 18750 435 , 15 125 , 0 x = 1,6 in

6. Menghitung tinggi total bejana/tangki (Htot)

Htot = H + D ……… (Brownell, 1959 ) Htot = 236,81 + 157,87

= 394,68 in

LC-14 Tangki Penyimpan (NH4)2SO4 (TP – 03)

Fungsi : Untuk menyimpan (NH4)2SO4 yang masuk ke fermentor. Tipe : Tangki silinder vertikal dengan tutup atas standar dishead

head dan tutup bawah plat datar. Kapasitas (M) : 120,48 kg/jam = 265,61 lb/jam Densitas (ρ) : 110,435 lb/ft3

2. Menentukan Volume Tangki (Vt) Jika tangki hanya berisi 85 %, maka : Vt = 2,4

85 100

x = 2,823 ft3

(44)

Volume tangki (VT) VT = 14π D2x1,5D………….. (Brownell, 1959) = 1,1775 D3 D = 3 2,39 1775 , 1 2,823 = = 3 ₂_,₃₉_{= 1,338 m} = 52,68 in H = 1,5 x 1,338 m = 2,00 m = 6,56 ft = 78,75 in 3. Menentukan tebal shell (tS)

ts = C p fE xR Pr i + − 60, 2 ……….… (Brownell, 1959 ) Dimana :

Pr = Tekanan rancangan = 1,05 x 14,7 = 15,435 Psi Ri = 12 x D = 12 x 52,68 = 26,34 in F = faktor stress (18750 psi). carbon steel SA 240 grade M E = Efesiensi sambungan (0,8) C = Faktor kotoran (0,125) Maka : tS = 0,125in 435 , 15 6 , 0 8 , 0 18750 2 26,34 435 , 15 + − x x x x

Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama yaitu 1/6 in

5. Menghitung tebal plat datar (tp) tP = D       F P C = 26,34 18750 435 , 15 125 , 0 x

(45)

= 0,26 in

Htot = H + D ……… (Brownell, 1959 ) Htot = 2,00 m + 1,338 m

= 3,338 m = 10,96 ft = 131,5 in

LC-15 Tangki Penyimpan H2SO4 (TP – 04)

Fungsi : Untuk menyimpan H2SO4 yang masuk ke fermentor.

Tipe : Tangki silinder vertikal dengan tutup atas standar dishead head dan tutup bawah plat datar.

Kapasitas (M) : 120,48 kg/jam = 265,61 lb/jam Densitas (ρ) : 114,493 lb/ft3

2. Menentukan Volume Tangki (Vt) Jika tangki hanya berisi 85 %, maka : Vt = 2,45 85 100 x = 2,72 ft3 Volume tangki (VT) VT = 14π D2x1,5D………….. (Brownell, 1959) = 1,1775 D3 D = 3 2,39 1775 , 1 2,72 = = 3 ₂_,₃₉_{= 1,338 m} = 52,68 in H = 1,5 x 1,338 m = 2,00 m = 6,56 ft = 78,75 in 3. Menentukan tebal shell (tS)

(46)

ts = C p fE xR Pr i + − 60, 2 ……….… (Brownell, 1959 ) Dimana :

Pr = Tekanan rancangan = 1,05 x 14,7 = 15,435 Psi Ri = 12 x D = 12 x 52,68 = 26,34 in F = faktor stress (18750 psi). carbon steel SA 240 grade M E = Efesiensi sambungan (0,8) C = Faktor kotoran (0,125) Maka : tS = 0,125in 435 , 15 6 , 0 8 , 0 18750 2 26,34 435 , 15 + − x x x x

Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama yaitu 1/6 in

5. Menghitung tebal plat datar (tp)

tP = D       F P C = 26,34 18750 435 , 15 125 , 0 x = 0,26 in

Htot = H + D ……… (Brownell, 1959 ) Htot = 2,00 m + 1,338 m

= 3,338 m = 10,96 ft = 131,5 in

LC-16 Pompa H2SO4 (PO– 03)

Fungsi = Untuk memompa H2SO4 ke fermentor Kapasitas (M) = 120,48 kg/jam = 0,0737 lb/detik ρcampuran = 1834 kg/m3 = 114,493 lb/ft3 Laju alir (Qf) = ρ M = ₃ kg/m 1834 kg/jam 120,48

(47)

= 0,0656 m3/s = 0,215 ft3/s Menghitung diameter pipa optimum (Diopt) :

Diopt = 3,9 . Qf0,45 . ρ0,13………….…. (Peter, 2003 ) Diopt = 3,9x (0,215)0,45x (114,493)0,13

= 2,1 in

Berdasarkan Tabel 13, halaman 888 Geankoplis diperoleh : Nominal size pipa = 2,5 in

Schedule = 40 in

Inside diameter (D) = 4,026 in = 0,3355 ft Outside diameter = 4,50 in = 0,375 ft Luas permukaan (A) = 12,7 m2 = 0,0882 ft2 1. Kecepatan aliran dalam pipa (V)

V= ₂ 3 ft 0882 , 0 /s ft 0,215 = A Qf = 2,43 ft_dtk

2. Perhitungan bilangan reynold (NRe) : NRe = . . ; µ ρV D dimana µ camp = 2 × 10-4 1b/ft dtk =

(

₄

)

10 2 3355 , 0 x 43 , 2 114,493 − x x = 466710,67 (turbulen)

- =

D Le

(48)

- Dipilih pipa komersial steel ε =0,00015………….…. (Peter, 2003 ) 0,33 4 00015 , 0 =₄_,₅₄₆_.₁₀− = ε

3.Friksi yang terjadi : (F)

1. Friksi sepanjang pipa lurus :

FL =

(

)

3355 , 0 2 , 32 13,076 2,43 0055 , 0 2 . . . . 2 2 2 x x x x D gc L V F = = 0,07 lbf ft/lbm 2. Friksi karena sambungan

FLe =

(

)

3355 , 0 2 , 32 376 , 10 2,43 0055 , 0 2 . . . . 2 2 2 x x x x D gc Le V f ₌ = 0,06 1bfft1bm

3. Friksi karena kontraksi Fc = 2 , 32 2 ) 43 , 2 ( 5 , 0 2 . 2 2 x x gc V K = = 0,045 lbfft_lbm

∑

F = FL + FLe + FC = 0,07 + 0,06 + 0,045 = 0,17 bfft _bm 1 1

Berdasarkan Persamaan Bernaully : F gc V gc g W = ∆ +∆Η + +Σ . 2 . 2 α δ ρ

………(Peter, persamaan1 hal 486) Dimana : 0 = ∆Ρ = ∆Ρ ρ maka ik ft V =2,43 _det ∆ ΔZ diperkirakan 16,4 ft Maka :

(49)

Ws =16,4 + 0,17 2 , 32 2 2,43 + x = 16,6 ft.1br1bm 5. Effesiensi pompa, η = 80 % W = η x Wp 16,6 = 0,8 x Wp Wp = 21 ft.lbf/lbm 6. Daya pompa: P = /s.hp) (550ft.lbf x Ws ρxQf = p) ft.lbf/s.h (550 /s ft 0,215 x lb/ft 114,493 x 16,6 3 3 = 0,74 Hp (Digunakan daya1 Hp)

LC-17 Rotary Drum Vacuum Filter (RDVF-01)

Fungsi : Untuk memisahkan partikel padat dan cair. Kapasitas : 34570,1186 kg/jam = 76214,065 lb/jam Padatan : 4550,5266 kg/jam = 10032,09 lb/jam Cairan : 2600,11662 kg/jam = 5732,2171 lb/jam Densitas campuran : 979,134 kg/m3 = 61,127 lb/ft3

Laju alir filtrat : ₃ lb/ft 61,127

lb/jam 76214,065

: (1246,8 ft3/jam)/2 = 623,41 ft3/jam = 77,731gpm Dari Tabel 19-13 Perry : edisi 6 dipilih :

1. Medium filtering 2. Konsenrasi solid 70 %

3. Laju aliran filtrat 0,01 -2 galon/menit.ft2

Dari Tabel 19- 9 Stanly M. Wallas diperoleh dimensi rotary drum vacuum filter : - Panjang drum = 20 ft

- Diameter = 10 ft - Luas permukaan = 620 ft2 Laju alir filtrat (Qf) :

(50)

Qf = ₂ 620 gpm 77,731 ft = 0,12 gal/menit.ft2

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

Dari Tabel 19-26 Perry ed.6 untuk suatu larutan : Kapasitas = 4200- 10.000 b_ft jam 2 1 Tekanan = 6-20 Psi Power = >4 Hp Kapasitas filtrat (Qf) Qf = ((5732,2171 lb/jam x 24 jam/hari))/(620 ft2) = 221,89 lb/ft3/hari

Jika diambil 5 Hp, maka :

PRDVF’ = 0,005 Hp/ft2 x 620 ft2 = 3,1 Hp P = 8 , 0 Hp 1 , 3 = 3,875 Hp (Digunakan daya 4 Hp)

LC-18 Pompa Rotary Drum Vacuum Filter (PO– 04)

Fungsi = Untuk memompa bahan pada Rotary Drum Vacuum Filter ke kolom destilasi

Kapasitas (M) = 27419,4748 kg/jam = 16,79 lb/detik ρcampuran = 979,134 kg/m3 = 61,127 lb/ft3 Laju alir (Qf) = ρ M = ₃ lb/ft 61,127 lb/detik 16,79 = 0,2 ft3/detik Diameter pipa optimum (Diopt) :

Diopt = 3,9 . Qf0,45 . ρ0,13………….…. (Timmerhaus, 2004) Dimana : ρ camp = 979,134 ₃ m kg = 61,127 lb/ ft3 Diopt = 3,9x (0,2)0,45x (61,127)0,13 = 1,07 in Dari App. 5, Perry, 1997 dipilih :

(51)

Nominal size pipa = 1,5 in

Schedule = 40 in

2. Perhitungan bilangan reynold (NRe) : NRe = . . ; µ ρV D dimana µ camp = 8,72.10-4 1b/ft dtk = ₄ 10 . 72 , 8 3355 , 0 x 3,11 61,127 − x = 73246,94 (turbulen)

- =

D Le

ε =0,00015………….…. (Peter, 2003 ) 4 3355 , 0 00015 , 0 10 . 47 , 4 − = = ε

(52)

1. Friksi sepanjang pipa lurus : FL = 3355 , 0 2 , 32 54 , 34 3,11 0055 , 0 2 . . . . 2 2 2 x x x x D gc L V F = = 0,34 lbf ft/1bm 2. Friksi karena sambungan FLe = 3355 , 0 2 , 32 32,2 3,11 0055 , 0 2 . . . . 2 2 2 x x x x D gc Le V F ₌ = 0,31 bfft _bm 1 1

∑

F = FL + FLe + FC = 0,34 + 0,31 + 0,075 = 0,72 1bfft1bm

Berdasarkan Persamaan Bernaully : F gc V gc g W = ∆ +∆Η + +Σ . 2 . 2 α δ ρ ………(Geankoplis, 1997) Dimana : 0 = ∆Ρ = ∆Ρ ρ maka ΔV = 3,11 ft/detik ΔZ diperkirakan 16,4 ft Maka : Ws =16,4 + 0,72 2 , 32 2 11 , 3 2 + x = 17,27 ft.1br1bm Efisiensi pompa, η= 70 % Wp = η W (Geankoplis, 2003) = 0,7 17,27

(53)

= 24,6 ft.lbf/lbm. 5. Penentuan daya pompa (p) P = /s.hp) (550ft.lbf x Ws ρxQf = /s.hp) (550ft.lbf /dtk 2 , 0 lb/ft 61,127 x ft.lbf/lbm 17,27 3x ft3 = 0,3 Hp (Digunakan daya 1/2 Hp)

LC-19 Bak Penampungan Ampas (BP – 02)

Fungsi : Tempat penampungan ampas ubi kayu dari RDVF Tipe : Persegi

Kapasitas ampas ubi kayu yang akan di tampung (M) M = 7150,6432 kg/jam

Jumlah waktu penyimpanan 1 hari, maka :

M = 7150,6432 kg/jam x 24 jam x 1 hari = 171615,4368 kg Densitas ampas (ρ ) = 1009,3933 kg/m3 Volume (V) = ρ M = 3 3 170,018 / kg 3933 , 1009 kg 8 171615,436 m m = Direncanakan :

- Tinggi bak (t) = 3 meter - Panjang bak (P) = 2 x lebar Maka : V = P x L x t 170,018 m3 = 2 L2 x 3 L2 = 28,336 L = 5,3 m Sehingga : P = 2 x L = 2 x 5,3 m = 10,6 m

(54)

LC-20. Menara Destilasi (MD-01)

Fungsi : Memisahkan etanol dengan air Jenis : Sieve – tray

Bentuk : silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal Bahan konstruksi : Carbon steel SA – 285 grade A

Jumlah : 1 unit

Dari data yang diperoleh dari Tabel 13-1 Perrys :

RD = 2 XHD = 0,45 RDM = RD/1,2 XHF = 0,25 = 1,66 XLF = 0,1 XLW = 0,5 D = 651,6855 kmol/jam XHW = 0,00025 W = 1170,834 kmol/jam XLD = 0,995 αLD = HK LK K K = 45 , 0 995 , 0 = 2,21 αLW = HK LK K K = 5 , 0 00025 , 0 = 0,05

(

2,21

) (

0,05

)

0,33 .α α αL,av = LD LW = × = (Geankoplis,2003) ) log( )] / )( / log[( ,av L LW HW HD LD m X X X X N α = (Geankoplis,2003) ) 33 , 0 log( )] 5 , 0 / 00025 , 0 )( 45 , 0 / 995 , 0 log[ = = 6,18

Dari Fig 11.7 – 3, Geankoplis, hal. 749, untuk 0,64 1= + R R dan 0,597 1= + m m R R diperoleh N N_m = 0,43; maka: N = 43 , 0 18 , 6 43 , 0 = m N = 14,37 Jumlah piring teoritis = 14,37

(55)

Maka jumlah piring yang sebenarnya = 85 , 0 14,37 = 16,91 piring ≈ 17 piring.

Jumlah piring total = 17 + 1 = 18 piring Penentuan lokasi umpan masuk

                    = 2 45 , 0 5 , 0 0,1 0,25 6885 , 651 834 , 1170 log 206 , 0 log s e N N (Geankoplis,2003) 1532 , 0 = s e N N Ne = 0,1532 Ns N = Ne + Ns 18 = 0,1532 Ns + Ns Ns = 7,0157 ≈ 8 Ne = 18– 8 = 10

Jadi, umpan yang masuk dari atas yaitu pada piring ke – 10. Design kolom direncanakan :

Tray spacing (t) = 0,45 m

Hole diameter (do) = 4,5 mm (Treybal, 1984) Space between hole center (p’) = 12 mm (Treybal, 1984)

Weir height (hw) = 5 cm

Pitch = triangular ¾ in

Data :

Suhu dan tekanan pada destilasi MD-01 adalah 368,5K dan 1 atm.

Tabel LC.1 Komposisi Bahan pada Alur Vd Kolom Destilasi MD-01

Komponen Alur Vd _Fraksi mol BM _{Fraksi mol} x BM (kmol/jam) (g/mol) Glukosa 0,2128 0,000154 180,16 0,02781055 Etanol 76,5618 0,055538 46,07 2,55864442 Air 1298,9758 0,942281 18,015 16,9752006 Pati 2,7929 0,002026 162,15 0,32851252 Total 1378,5433 1 19,8901681

Laju alir massa gas (G’) = 1378,5433 kmol/jam

(56)

ρv = K) K)(368,5 atm/kmol m (0,082 kg/kmol) (19,89 atm) (1 RT BM P 3 av = _{= 0,65 kg/m}3

Laju alir volumetric gas (Q) =

15 , 273 5 , 368 4 , 22 0,3829 × × = 11,57 m3/s

Tabel LC.2 Komposisi Bahan pada Alur Lb Kolom Destilasi MD-01

Komponen Alur Lb (kg/jam) Fraksi massa ρL (kg/m3) Fraksi massa x ρL Glukosa 38,3392 0,001605 1544 2,477609884 Etanol 17,6361 0,000738 789 0,582401035 H2O 23836,29 0,997657 998,23 995,8913263 Total 23892,27 1 998,9513372

Laju alir massa cairan (L’) = 6,63 kg/s Laju alir volumetrik cairan (q) =

9513 , 998

6,63

= 0,0066 m3/s

Surface tension (σ) = 0,04 N/m (Lyman, 1982) 2 o a o p' d 907 , 0 A A       = 2 a o 0,0120 0,0045 907 , 0 A A       = = 0,1275 2 / 1 2 / 1 V L 0,65 9513 , 998 11,57 0,0066 ρ ρ Q' q       =       = 0,0223 α = 0,0744t + 0,01173 = 0,0744 (0,45) + 0,01173 = 0,04521 β = 0,0304t + 0,05 = 0,0304 (0,45) + 0,05 = 0,06368 CF = 2 , 0 2 / 1 V L 0,02 σ β ) ρ / (q/Q)(ρ 1 αlog             + = 2 , 0 0,02 0,04 0,06368 0,0223 1 log 0,04521             ₊ = 0,1588