LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

(1)

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

Kapasitas produksi = 15000 ton/tahun

Satuan massa = kg/jam

Waktu operasi pertahun = 330 hari Sehingga kapasitas produksi :

= 15000 tahun ton x 1000 ton kg x hari 330 tahun 1 x jam 24 hari 1

=

1.893,9394 kg/jam

Tabel LA.1 Komposisi Sabut Kelapa Sawit

NO Komposisi % 1 Selulosa 59,6 0,596 2 Lignin 28,5 0,285 3 Lemak 1,9 0,019 4 Protein 3,6 0,036 5 Abu 5,6 0,056 6 Impuritis 0,8 0,008

Untuk basis bahan baku 1000 kg/jam dihasilkan glukosa sebanyak 715,4037 kg/jam, maka untuk kapasitas produksi 15000 ton/tahun di peroleh kapasitas bahan baku sebanyak 2.647,3716 kg/jam. Dengan faktor pengalinya:

Faktor pengali : x1000kg/ jam kg/jam

715,4037

kg/jam 1.893,9394

= 2.647,3716 kg/jam Berikut ini adalah perhitungan neraca massa pada setiap peralatan proses.

(2)

LA.1 Hammer Mill (HM-01)

Neraca massa total : F1 + F2 = F3 Neraca massa komponen : a. Selulosa F1 Selulosa = 0,596 x F1 = 0,596 x 2.647,3716 kg/jam = 1.577,8335 kg/jam F3 Selulosa = F1 Selulosa = 1.577,8335 kg/jam b. Lignin F1 Lignin = 0,285 x F1 = 0,285 x 2.647,3716 kg/jam = 754,5009 kg/jam F3 Lignin = F1 Lignin = 754,5009 kg/jam c. Lemak F1 Lemak = 0,019 x F1 = 0,019 x 2.647,3716 kg/jam = 50,3001 kg/jam F3 Lemak = F1 Lemak 3 2 1 F1 Selulosa Lignin Lemak Protein Abu Impuritis F3 Selulosa Lignin Lemak Protein Abu H2O Impuritis F 2 H2O

(3)

d. Protein F1 Protein = 0,036 x F1 = 0,036 x 2.647,3716 kg/jam = 95,3054 kg/jam F3 Protein = F1 Protein = 95,3054 kg/jam e. Abu F1 Abu = 0.056 x F1 = 0,056 x 2.647,3716 kg/jam = 148,2528 kg/jam F3 Abu = F1 Abu = 148,2528 kg/jam f. Impuritis F1 Impuritis = 0,008 x F1 = 0,008 x 2.647,3716 kg/jam = 21,1790 kg/jam F3 Impuritis = F1 Impuritis = 21,1790 kg/jam g. H2O

Air yang masuk pada alur 2 (F2) adalah sebanyak 1:2 dari alur 1 (F1). F2 H2O = ½ x F1

= ½ x 2.647,3716 kg/jam = 1.323,6858 kg/jam F3 H2O = F2 H2O

(4)

Tabel LA.2 Neraca Massa Hammer Mill (HM-01)

Komponen Alur Masuk Alur Keluar

Alur 1 (kg/jam) Alur 2 (kg/jam) Alur 3 (kg/jam)

Selulosa 1.577,8335 - 1.577,8335 Lignin 754,5009 - 754,5009 Lemak 50,3001 - 50,3001 Protein 95,3054 - 95,3054 Abu 148,2528 - 148,2528 Impuritis 21,1790 - 21,1790 H2O - 1.323,6858 1.323,6858 Sub Total 2.647,3716 1.323,6858 3.971,0574 Total 3.971,0574 3.971,0574

LA.2 Reaktor Hidrolisa (RH-01)

HCl 37%

Reaksi : (C6H10O5)n + H2O n(C6H12O6)

Konversi : 99.5%

Neraca massa total : F3 + F4 = F5 Neraca massa komponen : a. Lignin F5 Lignin = F3 Lignin = 754,5009 kg/jam 5 4 3 F5 C₆H₁₂O₆ Lignin Lemak Protein Abu Impuritis H₂O F3 Selulosa Lignin Lemak Protein Abu H2O Impuritis F4 HCl 37% H2O 63%

(5)

b. Lemak F5 Lemak = F3 Lemak = 50,3001 kg/jam c. Protein F5 Protein = F3 Protein = 95,3054 kg/jam d. Abu F5 Abu = F3 Abu = 148,2528 kg/jam e. Impuritis F5 Impuritis = F3 Impuritis = 21,1790 kg/jam f. HCl

HCl yang ditambahkan pada alur 4 (F4) sebanyak 10% dari alur 1 (F1).

F4 = 0,1 x F1 = 0,1 x 2.647,3716 kg/jam = 264,7372 kg/jam F4 HCl = 37% x F4 = 0,37 x 264,7372 kg/jam = 97,9527 kg/jam F5 HCl = F4 HCl = 97,9527 kg/jam g. Selulosa

Mencari BM Selulosa : (C6H10O5)n = (C6H10O5)1000

Derajat polimerisasi selulosa (n) = 1.000 (Weilen, tanpa tahun) Maka : C = 6 x 1.000 x 12 = 72.000

H = 10 x 1.000 x 1 = 10.000 O = 5 x 1.000 x 16 = 80.000

Total = 162000 kg/kmol

Sehingga BM selulosa = 162.000 kg/kmol

N3 Selulosa =

Selulosa BM

Selulosa F2

(6)

= kg/kmol 162.000 kg/jam 1.577,8335 = 0,00974 kmol/jam r = ∂ Selulosa X.N2 = 1 kmol/jam 0,00974 x 0,995 = 0,00969 kmol/jam

Banyaknya air yang masuk ke dalam reaktor hidrolisa : F4 H2O = F4 – F4 HCl

= 264,7372 kg/jam – 97,9527 kg/jam = 166,7844 kg/jam

Total air yang masuk = F4 H2O + F3 H2O

= 166,7844 kg/jam + 1323,6858 kg/jam = 1490,4702 kg/jam

= 82,8039 kmol/jam

Air yang bereaksi = 0,0097 x 1000 = 9,6910 kmol/jam

HCl 95%

(C6H10O5)n + H2O n(C6H12O6) M 0,00974 82,8039

R 0,00969 9,6910 9,6910 S 4,86986E-05 73,1129 9,6910

F5 Selulosa = 4,86986E-05 kmol/jam x BM Selulosa = 4,86986E-05 kmol/jam x 162000 kg/kmol = 7,8892 kg/jam

F5 H2O = 73,1129 kmol/jam x BM H2O = 73,1129 kmol/jam x 18 kg/kmol

(7)

F5 C6H12O6 = 9,6910 kmol/jam x BM C6H12O6 = 9,6910 kmol/jam x 180 kg/kmol = 1.744,3825 kg/jam

Tabel LA.3 Neraca Massa Reaktor Hidrolisa (RH-01)

Selulosa 1577,8335 - 7,8892 Lignin 754,5009 - 754,5009 Lemak 50,3001 - 50,3001 Protein 95,3054 - 95,3054 Abu 148,2528 - 148,2528 Impuritis 21,1790 - 21,1790 H2O 1323,6858 166,7844 1316,0319 C6H12O6 - - 1744,3825 HCl - 97,9527 97,9527 Sub Total 3971,0574 264,7372 4235,7945 Total 4235,7945 4235,7945 LA.3 Cooler (C-01) .

Neraca massa total : F5 = F6 Neraca massa komponen : a. Selulosa F6 Selulosa = F5 Selulosa = 7,8892 kg/jam 6 5 F6 Selulosa Lignin Lemak Protein Abu Impuritis H₂O HCl C₆H₁₂O₆ HMF F5 C₆H₁₂O₆ Lignin Lemak Protein Abu Impuritis H₂O HCl Selulosa

(8)

b. Lignin F6 Lignin = F5 Lignin = 754,5009 kg/jam c. Lemak F6 Lemak = F5 Lemak = 50,3001 kg/jam d. Protein F6 Protein = F5 Protein = 95,3054 kg/jam e. Abu F6 Abu = F5 Abu = 148,2528 kg/jam f. Impuritis F6 Impuritis = F5 Impuritis = 21,1790 kg/jam g. H2O F6 H2O = F5 H2O = 1.316,0319 kg/jam h. HCl F6 HCl = F5 HCl = 97,9527 kg/jam i. HMF (Hidroksi Metil Furfural)

Hidroksi metil furfural terbentuk beberapa saat setelah reaksi terjadi yang berasal dari 1% glukosa yang terbentuk. Terbentuknya HMF menyebabkan perubahan warna pada produk.

F6 HMF = 1% x F6 C6H12O6 = 0,01 x 1.744,3825 kg/jam = 17,4438 kg/jam j. C6H12O6 F6 C6H12O6 = F5 C6H12O6 – F6 HMF = 1.744,3825 kg/jam – 17,4438 kg/jam = 1.726,9387 kg/jam

(9)

FP - 102

Tabel LA.4 Neraca Massa Cooler (C-01)

Alur 5 (kg/jam) Alur 6 (kg/jam)

Selulosa 7,8892 7,8892 Lignin 754,5009 754,5009 Lemak 50,3001 50,3001 Protein 95,3054 95,3054 Abu 148,2528 148,2528 Impuritis 21,1790 21,1790 H2O 1316,0319 1316,0319 C6H12O6 1744,3825 1726,9387 HCl 97,9527 97,9527 HMF - 17,4438 Total 4235,7945 4235,7945

LA.4 Filter Press (FP-01)

Asumsi : Semua bahan padatan dapat dipishkan dari cairan, dan cairan yang terikut bersama padatan sebanyak 0.1%.

Neraca massa total : F6 = F7 + F8 Neraca massa komponen : a. Selulosa F7 Selulosa = F6 Selulosa = 7,8892 kg/jam 7 8 6 F7 Selulosa Lignin Lemak Protein Abu Impuritis H2O HCl C6H12O6 HMF F8 H2O HCl C6H12O6 HMF F6 Selulosa Lignin Lemak Protein Abu Impuritis H2O HCl C6H12O6 HMF

(10)

b. Lignin F7 Lignin = F6 Lignin = 754,5009 kg/jam c. Lemak F7 Lemak = F6 Lemak = 50,3001 kg/jam d. Protein F7 Protein = F6 Protein = 95,3054 kg/jam e. Abu F7 Abu = F6 Abu = 148,2528 kg/jam f. Impuritis F7 Impuritis = F6 Impuritis = 21,1790 kg/jam g. H2O F7 H2O = 0,1% x F6 H2O = 0,001 x 1.316,0319 kg/jam = 1,3160 kg/jam

F8 H2O = F6 H2O – F7 H2O

= 1.316,0319 kg/jam – 1,3160 kg/jam = 1.314,7159 kg/jam h. HCl F7 HCl = 0,1% x F6 HCl = 0,001 x 97,9527 kg/jam = 0,0980 kg/jam F8 HCl = F6 HCl – F7 HCl = 97,9527 kg/jam – 0,0980 kg/jam = 97,8548 kg/jam i. HMF F7 HMF = 0,1% x F6 HMF = 0,001 x 17,4438 kg/jam

(11)

= 0,0174 kg/jam F8 HMF = F6 HMF – F7 HMF = 17,4438 kg/jam – 0,0174 kg/jam = 17,4264 kg/jam j. C6H12O6 F7 C6H12O6 = 0,1% x F6 C6H12O6 = 0,001 x 1.726,9387 kg/jam = 1,7269 kg/jam F8 C6H12O6 = F6 C6H12O6 – F7 C6H12O6 = 1.726,9387 kg/jam – 1,7269 kg/jam = 1.725,2118 kg/jam

Tabel LA.5 Neraca Massa Filter Press (FP-01)

Selulosa 7,8892 7,8892 - Lignin 754,5009 754,5009 - Lemak 50,3001 50,3001 - Protein 95,3054 95,3054 - Abu 148,2528 148,2528 - Impuritis 21,1790 21,1790 - H2O 1.316,0319 1,3160 1.314,7159 C6H12O6 1.726,9387 1,7269 1.725,2118 HCl 97,9527 0,0980 97,8548 HMF 17,4438 0,0174 17,4264 Sub Total 4.235,7945 1.080,5857 3.155,2089 Total 4.235,7945 4.235,7945

(12)

LA.5 Reaktor Netralisasi (RN-01)

Reaksi : HCl + NaOH NaCl + H2O

Konversi : 100% terhadap HCl Neraca massa total : F8 + F9 = F10 Neraca massa komponen : a. C6H12O6 F10 C6H12O6 = F8 C6H12O6 = 1.725,2118 kg/jam b. HMF F10 HMF = F8 HMF = 17,4264 kg/jam c. NaOH F10 HCl = F8 HCl – (r.ԏ.M) 0 = 97,8548 kg/jam – (r x 1 x 36,458) r = 2,6840 kmol/jam F10 NaOH = F9 NaOH – (r.ԏ.M)

0 = F9 NaOH – (2,6840 kmol/jam x 1 x 40 kg/kmol) F9 NaOH = 107,3617 kg/jam 10 9 8 F10 H2O NaCl C6H12O6 HMF F9 NaOH 37% H2O 63 % F8 H2O HCl C6H12O6 HMF

(13)

107,3617 kg/jam = 0,37 x F9 F9 = 290,1667 kg/jam d. NaCl F10 NaCl = F8 NaCl + (r.ԏ.M) = 0 + (2,6840 kmol/jam x 1 x 58,45 kg/kmol) = 156,8822 kg/jam e. H2O F10 = F8 + F9 = 3.155,2089 kg/jam + 290,1667 kg/jam = 3.445,3756 kg/jam F10 H2O = F10 – (F10 NaCl + F10 C6H12O6 + F10 HMF) = 3.445,3756 kg/jam – (156,8822 kg/jam + 1.725,2118 kg/jam + 17,4264 kg/jam) = 1.545,8551 kg/jam F9 H2O = F9 – F9 NaOH = 290,1667 kg/jam – 107,3617 kg/jam = 182,8050 kg/jam

Tabel LA.6 Neraca Massa Reaktor Netralisasi (RN-01)

H2O 1.314,7159 182,8050 1.545,8551 C6H12O6 1.725,2118 - 1.725,2118 HCl 97,8548 - - HMF 17,4264 - 17,4264 NaOH - 107,3617 - NaCl - - 156,8822 Sub Total 3.155,2089 290,1667 3.445,3756 Total 3.445,3756 3.445,3756

(14)

LA.6 Dekanter (DK–01)

Asumsi : Semua NaCl dapat dipisahkan, tetapi C6H12O6, H2O dan HMF terikut sebanyak 0.1% bersama NaCl.

Neraca massa total : F10 = F11 + F12

Densitas dari : ρH2O = 1 gr/cm3 ρHMF = 1.29 gr/cm3 ρC6H12O6 = 1.54 gr/cm3 ρNaCl = 2.16 gr/cm3 Neraca massa komponen :

a. C6H12O6 F11 C6H12O6 = 0,1% x F10 C6H12O6 = 0,001 x 1.725,2118 kg/jam = 1,7252 kg/jam F12 C6H12O6 = F10 C6H12O6 – F11 C6H12O6 = 1.725,2118 kg/jam – 1,7252 kg/jam = 1.723,4866 kg/jam b. H2O F11 H2O = 0,1% x F10 H2O = 0,001 x 1.545,8551 kg/jam = 1,5459 kg/jam F12 H2O = F10 H2O – F11 H2O 12 11 10 F11 H2O NaCl C6H12O6 HMF F12 H2O C6H12O6 HMF F10 H2O NaCl C6H12O6 HMF

(15)

TDL -101 = 1.545,8551 kg/jam - 1,5459 kg/jam = 1.544,3093 kg/jam c. HMF F11 HMF = 0,1% x F10 HMF = 0,001 x 17,4264 kg/jam = 0.0174 kg/jam F12 HMf = F10 HMF – F11 HMF = 17,4264 kg/jam - 0.0174 kg/jam = 17,4090 kg/jam d. NaCl F11 NaCl = F10 NaCl = 156,8822 kg/jam

Tabel LA.7 Neraca Massa Tangki Dekanter (DK-01)

Alur 10 (kg/jam) Alur 11 (kg/jam) Alur 12 (kg/jam)

H2O 1.545,8551 1,5459 1.544,3093 C6H12O6 1.725,2118 1,7252 1.723,4866 HMF 17,4264 0,0174 17,4090 NaCl 156,8822 156,8822 - Sub Total 3.445,3756 160,1707 3.285,2048 Total 3.445,3756 3.445,3756

LA.7 Tangki Decolorizing (TDL-01)

14 13 12 F13 -Karbon Aktif F14 -H2O -C6H12O6 -Karbon Aktif F12 H2O C6H12O6 HMF

(16)

Asumsi : HMF yang menyebabkan warna, habis terserap oleh karbon aktif. Neraca massa total : F12 + F13 = F14

Neraca massa komponen : a. C6H12O6 F14 C6H12O6 = F12 C6H12O6 = 1.723,4866 kg/jam b. H2O F14 H2O = F12 H2O = 1.544,3093 kg/jam c. Karbon aktif

Karbon aktif yang ditambahkan pada alur 13(F13) adalah 2.2% dari alur 1(F1).

F13 Karbon aktif = 2,2% x F1

= 0,022 x 2647,3716 kg/jam = 58,2422 kg/jam

F14 Karbon aktif = F13 Karbon aktif + F12 HMF = 58,2422 kg/jam + 17,4090 kg/jam = 75,6511 kg/jam

Tabel LA.8 Neraca Massa Tangki Decolorizing (TDL-01)

H2O 1.544,3093 - 1.544,3093 C6H12O6 1.723,4866 - 1.723,4866 HMF 17,4090 - - Karbon aktif - 58,2422 75,6511 Sub Total 3.285,2048 58,2422 3.343,4470 Total 3.343,4470 3.343,4470

(17)

FP - 102 LA.8 Filter Press (FP-02)

Asumsi : Semua karbon aktif dapat dipisahkan, tetapi cairan C6H12O6 dan H2O terikut sebanyak 0.1% bersama karbon aktif.

Neraca massa total : F14 = F15 + F16 Neraca massa komponen:

a. C6H12O6 F15 C6H12O6 = 0,1% x F14 C6H12O6 = 0,001 x 1.723,4866 kg/jam = 1,7235 kg/jam F16 C6H12O6 = F14 C6H12O6 – F15 C6H12O6 = 1.723,4866 kg/jam- 1,7235 kg/jam = 1.721,7631 kg/jam b. H2O F15 H2O = 0,1% x F14 H2O = 0,001 x 1.544,3093 kg/jam = 1,5443 kg/jam

F16 H2O = F14 H2O – F15 H2O

= 1.544,3093 kg/jam – 1,5443 kg/jam = 1.542,7650 kg/jam

c. Karbon aktif

F15 Karbon aktif = F14 Karbon aktif = 75,6511 kg/jam F15 H2O C6H12O6 Karbon aktif F16 H2O C6H12O6 16 15 14 F14 H2O C6H12O6 Karbon Aktif

(18)

EV - 101

Tabel LA.9 Neraca Massa Filter Press (FP-02)

H2O 1.544,3093 1,5443 1.542,7650

C6H12O6 1.723,4866 1,7235 1.721,7631

Karbon aktif 75,6511 75,6511 -

Sub Total 3.343,4470 78,9189 3.264,5281

Total 3.343,4470 3.343,4470

LA.9 Evaporator (EV-01)

Fungsi : Untuk memekatkan larutan C6H12O6.

Kepekatan : 78%

Neraca massa total : F16 = F17 + F18 Neraca massa komponen :

a. C6H12O6 F18 C6H12O6 = F16 C6H12O6 = 1.721,7631 kg/jam b. H2O F18 H2O = 22% x F16 H2O = 0.22 x 1.542,7650 kg/jam = 339,4083 kg/jam

F17 Uap Air = F16 H2O – F18 H2O

= 1.542,7650 kg/jam – 339,4083 kg/jam = 1.203,3567 kg/jam 17 18 16 F17 Uap air F18 H2O C6H12O6 F16 H2O C6H12O6

(19)

CR-101

Tabel LA.10 Neraca Massa Evaporator (EV-01)

H2O 1.542,7650 - 339,4083 C6H12O6 1.721,7631 - 1.721,7631 Uap air - 1.203,3567 - Sub Total 3.264,5281 1.203,3567 2.061,1714 Total 3.264,5281 3.264,5281 LA.10 Crystallizer (CR-01)

Neraca massa total : F18 = F19 Neraca massa komponen : a. C6H12O6.H2O C6H12O6.H2O = 18 ₆ ₁₂ ₆ 6 12 6 2 6 12 6 _xF _C _H _O O H C BM O .H O H C BM = x1.721,7631kg/jam 180 198 = 1.893,9394 kg/jam b. H2O Komposisi H2O dalam C6H12O6.H2O : = F19 C6H12O6.H2O – F18 C6H12O6 = 1.893,9394 kg/jam – 1.721,7631 kg/jam = 172,1763 kg/jam F19 H2O = F18 H2O – Komposisi H2O dalam C6H12O6.H2O = 339,4083 kg/jam – 172,1763 kg/jam = 167,2320 kg/jam 19 18 F 19 H2O C6H12O6H2O F18 H2O C6H12O6

(20)

RD - 101

Tabel LA.11 Neraca Massa Crystallizer (CR-01)

H2O 339,4083 167,2320

C6H12O6 1.721,7631 -

C6H12O6.H2O - 1.893,9394

Total 2.061,1714 2.061,1714

LA.11 Rotry Dryer (RD-01)

Pengurangan air sampai 89% Neraca massa total : F19 = F20 + F21 Neraca massa komponen :

a. C6H12O6.H2O F21 C6H12O6.H2O = F19 C6H12O6.H2O = 1.893,9394 kg/jam b. H2O F20 H2O = 86% x F19 H2O = 0.86 x 167,2320 kg/jam = 143,8195 kg/jam

F21 H2O = F19 H2O – F20 H2O

= 167,2320 kg/jam – 143,8195 kg/jam = 23,4125 kg/jam

Tabel LA.12 Neraca Massa Rotary Dryer (RD-01)

H2O 167,2320 143,8195 23,4125 C6H12O6.H2O 1.893,9394 - 1.893,9394 Sub Total 2.061,1714 143,8195 1.917,3519 Total 2.061,1714 2.061,1714 21 20 19 F21 H2O C6H12O6.H2O F20 H2O F19 H2O C6H12O6

(21)

LA.12 Rotary Cooler (RC-01)

Neraca massa total : F21 = F22

Neraca massa komponen : a. C6H12O6.H2O F22 C6H12O6.H2O = F21 C6H12O6.H2O = 1.893,9394 kg/jam b. H2O F22 H2O = F21 H2O = 23,4125 kg/jam

Tabel LA.13 Neraca Massa Rotary Cooler (RC-01)

H2O 23,4125 23,4125 C6H12O6.H2O 1.893,9394 1.893,9394 Total 1.917,3519 1.917,3519 F21 H2O C6H12O6.H2O 22 21 F 22 H2O C6H12O6.H2O RC-01

(22)

LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Kapasitas produksi = 15.000 ton/tahun

Basis perhitungan = 1 hari produksi (24 jam) Suhu refrensi = 25oC = 298 K

Basis perhitungan = kJ/jam

Neraca panas ini menggunakan rumus-rumus perhitungan sebagai berikut : - Perhitungan panas yang masuk dan keluar

Q =

∫

1 2 T T n..Cp.dT (Smith, 2005) Q =

∫

1 2 T T F.Cp.dT (Reklaitis,1999) - Perhitungan panas penguapan

Q = n.HVL (Smith, 2005) - Untuk sistem yang melibatkan perubahan fasa persamaan yang digunakan adalah

: dT Cp ΔH dT Cp Cp.dT 1 b 1 2 b 1 T T v VL T T T T 1

∫

=

∫

+ + (Reklaitis, 1983) - Perhitungan energy untuk sistem yang melibatkan reaksi:

- = +

∫

−

∫

2 1 2 1 T T T T out out r (T) N Cp.dT N Cp.dT rΔ dT dQ (Reklaitis, 1983) LB.1 KAPASITAS PANAS

LB.1.1 Kapasitas Panas Gas dan Cairan

Cp = A + BT + CT2 + DT3 + ET4       − + − + − + − + − =

∫

Cp.dT a(T T ) _2(T b _T ₎ _3(T c _T ₎ _4(T d _T ₎ _5(T d _T ₎ 5 1 5 2 4 1 4 2 3 1 3 2 2 1 2 2 1 2 T T 2 1

(23)

Dalam hubungan ini :

Cp = Kapasitas panas cairan, J/mol, K

T = Suhu, K

A,B,C,D = Konstanta

Tabel LB.1 Kapasitas Panas Gas dan Cairan

Senyawa A B C D E

H2O(g) 34,0471 -9,65064E-03 3,29983E-05 -2,04467E-08 4,30228E-12 HCl(g) 30,3088 -7,60900E-03 1,32608E-05 -4,33363E-09 - H2O(l) 18,2964 4,72118E-01 -1,3387E-03 1,31424E-06 - HCl(l) 17,7227 9,04261E-01 -5,64496E-03 1,13383E-05 - (Reklaitis, 1983)

LB.1.2 Estimasi Cps Dengan Metode Hurst dan Harrison

Perhitungan estimasi kapasitas panas padatan, Cps (J/mol.K), menggunakan metode Hurst dan Harrison dengan rumus :

∑

= = n 1 i Ei NiΔ Cps

Dimana : CpS = Kapasitas panas padatan pada 298,15 K (J/mol.K)

n = Jumlah unsur atom yang berbeda dalam senyawa Ni = Jumlah unsur atom i dalam senyawa

= Nilai dari kontribusi unsur atom i pada Tabel LB.2

Tabel LB.2 Kontribusi Unsur Atom dengan Metode Hurst dan Harrison

Nilai Konstribusi Atom ∆E (J/mol.K)

C 10,89 O 13,42 H 7,56 S 12,36 N 18,74 Na 26,19

(24)

Berdasarkan rumus diatas maka didapatlah kapsitas panas padatan T = 298,15.K :

 Selulosa (C6H10O5)

Cps = 6.∆EC + 10.∆EH + 5.∆EO

Cps = 6 (10,89) + 10 (7,56) + 5 (13,42) Cps = 65,34 + 75,6 + 67,1

Cps = 208,04 J/mol.K

 Glukosa (C6H12O6)

Cps = 6.∆EC + 12.∆EH + 6.∆EO

Cps = 6 (10,89) + 12 (7,56) + 6 (13,42) Cps = 65,34 + 90,72 + 80,52

 Lignin (C9H10O2(OCH3))

Cps = 10.∆EC + 13.∆EH + 3.∆EO

Cps = 10 (10,89) + 13 (7,56) + 3 (13,42) Cps = 108,9 + 98,28 + 40,26

 Hidroksi Metil Furfural (C6H6O3)

Cps = 6.∆EC + 6.∆EH + 3.∆EO

Cps = 6 (10,89) + 6 (7,56) + 3 (13,42) Cps = 65,34 + 45,36 + 40,26

 Natrium Hidroksida (NaOH) Cps = 1.∆ENa + 1.∆EH + 1.∆EO

Cps = 1 (26,19) + 1 (7,56) + 1 (13,42) Cps = 26,19 + 7,56 + 13,42

(25)

LB.1.3 Perhitungan Cp dengan menggunakan metode Chuch dan Swanson

Perhitungan estimasi kapasitas panas (Cp) dengan menggunakan metode Chueh and Swanson, dimana kontribusi elemen atomnya dapat dilihat pada tabel berikut :

Tabel LB.3 Nilai Gugus pada Perhitungan Cp dengan Metode Chueh and Swanson

Gugus Cp (J/mol.K)

-CH2- 30,38

-CH- 20,92

-COOH 79,91

-NH2 58,58

(Perry & Green, 1999)

Berdasarkan gugus diatas maka didapatlah kapsitas panas T = 298,15.K :  Protein

Cp = 1 (-NH2) +16 (-CH2-) + 1 (-COOH) + 1 (-CH-)

Cp = 1 (58,58) + 16 (30,38) + 1 (79,91) + 1 (20,92) Cp = 58,58 + 468,08 + 79,91 + 20,92

Cp = 627,49 J/mol.K

 Kapasitas panas abu

Cp = 0,180 + 7,78 x 10-5 T (Reklaitis, 1983)

Untuk nilai kapasitas panas (Cp) komponen yang lainnya, dapat dilihat pada tabel dibawah ini :

Tabel LB.4 Kapasitas panas (Cp), dalam kJ/kg.K

Komponen Cp (kJ/kg.K)

Lemak 2,0408

Impuritis 1,9958

NaCl 0,8698

(26)

LB.1.4 Perhitungan estimasi ∆H f o (kJ. mol -1) dengan menggunakan metode Joback yang didasarkan pada kontribusi gugusnya dengan rumus :

∆Ho f = 68,29

∑

= n 1 i Ei NiΔ

Keterangan : n = nilai atom yang terdapat dalam molekul Ni = nilai grup atom i yang terdapat dalam molekul

Hi = nilai dari unsur i

Nilai gugus fungsi dapat dilihat pada tabel di bawah ini :

Tabel LB.5 Nilai Gugus pada Perhitungan ∆Hf o dengan Metode Joback

Gugus Hof298,15 (kJ/kmol.K) -CH2- -20,64 -OH- -208,04 -CH- 29,89 O -CH 2,09 -O- -132,22

(Perry & Green, 1999)

Berdasarkan rumus dan gugus diatas maka didapatlah kapsitas panas padatan T = 298,15.K :  ∆Ho f Selulosa (C6H10O5) ∆Ho f = 68,29 + 5 (-CH-) + 3 (-OH-) + 2 (-O-) + 1 (-CH2-) ∆Ho f = 68,29 + 5 (29,89) + 3 (-208,04) + 2 (-132,22) + 1 (-20,64) ∆Ho f = 68,29 + 149,45 – 624,12 – 264,44 – 20,64 ∆Ho f = -691,46 kJ/kmol.K  Glukosa (C6H12O6) ∆Ho f = 68,29 + 6 (-OH-) + 1 (COH) + 4 (-CH-) + 1 (-CH2-) ∆Ho f = 68,29 + 6 (-208,04) + 1 (2,09) + 4 (29,89) + 1 (-20,64) ∆Ho f = 68,29 – 1248,24 + 2,09 + 119,56 – 20,64 ∆Ho f = 1.078,94 kJ/kmol.K

(27)

2

3

Untuk nilai panas pembentukan (ΔH0f298) dapat dilihat pada tabel di bawah ini :

Tabel LB.6 Panas Pembentukan (∆Hof298)

Komponen ∆Hof298 (kJ/kmol)

H2O -285,8509

HCl -167,4437

NaOH -469,4448

NaCl -407,1116

LB.2 PERHITUNGAN NERACA PANAS

LB.2.1 Hammer Mill (HM-01)

Panas masuk

Tabel LB.7 Perhitungan Panas Masuk pada Hammer Mill (HM-01)

Alur Komponen F (kg/jam)

∫

303 298 Cp.dT (kJ/kg) Q (kJ/jam) 1 Selulosa 1.577,8335 6,4210 1.013,2492 Lignin 754,5009 6,8354 5.157,2846 Lemak 50,3001 10,2038 513,2518 Protein 95,3054 9,1002 867,2980 1 HM-01 T = 30⁰C P = 1 atm Q1 Selulosa Lignin Lemak Protein Abu Impuritis T = 30⁰ P = 1 atm Q 3 Selulosa Lignin Lemak Protein Abu H2O Impuritis T = 30⁰C P = 1 atm Q2 H 2 O P = 1 atm T = 30⁰C

(28)

Tabel LB.7 Perhitungan Panas Masuk pada Hammer Mill (HM-01)…..(Lanjutan) Abu 148,2528 4,2575 631,1914 Impuritis 21,1790 9,9788 211,3416 H2O 1.323,6858 20,8180 27.556,4878 Total 45.068,1042 Panas keluar

Tabel LB.8 Perhitungan Panas Keluar pada Hammer Mill (HM-01)

∫

303 298 Cp.dT (kJ/kg) Q (kJ/jam) 3 Selulosa 1.577,8335 6,4210 1.013,2492 Lignin 754,5009 6,8354 5.157,2846 Lemak 50,3001 10,2038 513,2518 Protein 95,3054 9,1002 867,2980 Abu 148,2528 4,2575 631,1914 Impuritis 21,1790 9,9788 211,3416 H2O 1.323,6858 20,8180 27.556,4878 Total 45.068,1042

Tabel LB.9 Neraca Panas pada Hammer Mill (HM-01)

Masuk (kJ/jam) Keluar (kJ/jam)

Umpan 45.068,1042 -

Produk - 45.068,1042

(29)

3 4 5 LB.2.2 Reaktor Hidrolisa (RH-01) Reaksi : HCl 37%

(C6H10O5)1000 + H2O (C6H12O6)1000

Panas masuk

Tabel LB.10 Perhitungan Panas Masuk pada Reaktor Hidrolisa (RH-01)

∫

303 298 Cp.dT (kJ/kg) Q (kJ/jam) 3 Selulosa 1.577,8335 0,6421 1.013,1249 Lignin 754,5009 7,4335 5.157,2846 Lemak 50,3001 10,2038 513,2518 Protein 95,3054 10,5284 867,2980 Abu 148,2528 3,9629 631,1914 Impuritis 21,1790 9,3512 211,3416 H2O 1.323,6858 20,8180 27.556,4878 4 HCl 97,9527 11,9711 1.172,5976 H2O 166,7844 20,8180 3.472,1175 Total 49.712,8193 Steam T = 140⁰C P = 3,57 atm Kondensat T = 100⁰C P = 1 atm Q5 C 6H12O6 Lignin Lemak Protein Abu Impuritis H 2O HCl Selulosa T = 135⁰C P = 1 atm Q 3 Selulosa Lignin Lemak Protein Abu H 2 O Impuritis T = 30⁰C P = 1 atm Q4 HCl 95% H2_{O 5%} T = 30⁰C P = 1 atm RH-01 T = 135oC P = 1 atm

(30)

Panas Keluar

Tabel LB.11 Perhitungan Panas Keluar pada Reaktor Hidrolisa (RH-01)

∫

408 298 Cp.dT (kJ/kg) Q (kJ/jam) 5 Selulosa 7,8892 141,2617 111,4437 Lignin 754,5009 150,3779 113.460,2613 Lemak 50,3001 224,4836 11.291,5385 Protein 95,3054 200,2044 19.080,5558 Abu 148,2528 95,5469 14.165,0894 Impuritis 21,1790 1,9958 4.649,5147 H2O 1.316,0319 464,4625 611.247,4729 HCl 97,9527 417,9002 40.934,4696 C6H12O6 1.744,3825 144,5767 252.197,0141 Total 1068140,3539 Panas reaksi (QR)

Panas reaksi pada suhu 25OC (293 K) r = 0,0097 Kmol/jam

HCl 37%

Reaksi : (C6H10O5)1000 + 1000 H2O 1000(C6H12O6) QR = [ΔHR 298KProduk - ΔHR 298KReaktan] x r

= [[1000 x ΔHOf C6H12O6] - [ΔHOf C6H10O5 + (1000 x ΔHOf H2O)]] x 0,0097 Kmol/jam

= [[1000 x -1078,94] – [(1 x -691,46 ) + (1000 x -285,8508)]] x 0,0097 = -7679,1369 kJ/jam

Panas yang diserap (Q) adalah :

Panas masuk = 49.712,8193 + (-7.679,1369 kJ/jam) = 42.033,6823 kJ/jam

QSteam = Panas keluar – Panas Masuk

= 1068140,3539 kJ/jam – 42.033,6823 kJ/jam = 1026106,6716 kJ/jam

(31)

5 6 Kondisi steam masuk pada T = 140oC ; P = 3,5658 atm Kondisi kondesat T = 100oC ; P = 1 atm

H (140oC) = 2734 kJ/kg (Reklaitis, 1983) HV (100oC) = 2660 kJ/kg (Reklaitis, 1983) HL (100oC) = 419 kJ/kg (Reklaitis, 1983)

Maka jumlah steam yan dibutuhkan : MSteam = C) 100 H C 100 (H C) 100 H C 140 (H Q o L o V o V o L − + − = kJ/kg) 419 kJ/kg (2660 kJ/kg) 2660 kJ/kg (2734 kJ/jam 16 1026106,67 − + − = 444,2426 kg/jam

Tabel LB.12 Neraca Panas pada Reaktor Hidrolisa (RH-101)

Umpan 49.712,8193 - Produk - 1068140,3539 Steam 1026106,6716 - Panas reaksi -7679,1369 - Total 1068140,3539 1068140,3539 LB.2.3 Cooler (C-01) C-01 T = 40⁰C Air pendingin bekas

T = 40⁰C Air pendingin T = 30⁰C Q6 Selulosa Lignin Lemak Protein Abu Impuritis H 2O HCl C 6H12O6 HMF T = 50⁰C P = 1 atm Q5 C 6H12O6 Lignin Lemak Protein Abu Impuritis H 2O HCl Selulosa T = 135⁰C P = 1 atm

(32)

Panas masuk :

Tabel LB.13 Perhitungan Panas Masuk pada Cooler (C-01)

∫

408 298 Cp.dT (kJ/kg) Q (kJ/jam) 5 Selulosa 7,8892 141,2617 111,4437 Lignin 754,5009 150,3779 113.460,2613 Lemak 50,3001 224,4836 11.291,5385 Protein 95,3054 200,2044 19.080,5558 Abu 148,2528 95,5469 14.165,0894 Impuritis 21,1790 1,9958 4.649,5147 H2O 1.316,0319 464,4625 611.247,4729 HCl 97,9527 417,9002 40.934,4696 C6H12O6 1.744,3825 144,5767 252.197,0141 Total 1068140,3539

Tabel LB.14 Perhitungan Panas Keluar pada Cooler (C-01)

∫

323 298 Cp.dT (kJ/kg) Q (kJ/jam) 6 Selulosa 7,8892 32,1049 80,2623 Lignin 754,5009 34,1768 25.786,4230 Lemak 50,3001 51,0190 2566,2588 Protein 95,3054 45,5010 4.336,4900 Abu 148,2528 21,3691 3.168,0295 Impuritis 21,1790 49,8942 1056,7079 H2O 1.316,032 104,3902 137380,8521 HCl 97,9527 64,3398 6.302,2638 C6H12O6 1.726,9387 32,8583 56.744,3282 HMF 17,4438 29,9524 522,4841 Total 238666,4607

(33)

Panas yang diserap air pendingin (Q) adalah :

Qair pendingin = Qout – Qin

= 238.666,4607 Kj/jam – 1068140,3539 Kj/jam = -829.473,8932 Kj/jam

Kondisi air pendingin masuk pada T = 30oC ; P = 1 atm Kondisi air pendingin keluar pada T = 40oC ; P = 1 atm

H (40oC) = 167,5 kJ/kg (Reklaitis, 1983) H(30oC) = 125,8 kJ/kg (Reklaitis, 1983)

Maka, jumlah air pendingin yang dibutuhkan : MAir pendingin = C) 30 (H C) 40 (H Q o o − = kJ/kg 125,8 -kJ/kg 167,5 kJ/kg 32 829.473,89 = 19.891,4603 Kg/jam

Tabel LB.15 Neraca Panas pada Cooler (C-01)

Umpan 1068140,3539 -

Produk - 238.666,4607

Steam -829.473,8932 -

(34)

8

9

10

LB.2.4 Rektor Netralisasi (RN-01)

Reaksi :

HCl + NaOH NaCl + H2O

Panas masuk

Tabel LB.16 Perhitungan Panas Masuk pada Reaktor Netralisasi (RN-01)

∫

323 298 Cp.dT (kJ/kg) Q (kJ/jam) 8 H2O 1.314,7159 104,3902 137.243,4712 HCl 97,8548 64,3398 6.295,9615 C6H12O6 1.725,2118 32,8583 56.687,5839 HMF 17,4264 29,9524 521,9616 9 NaOH 107,3617 5,8953 633,0313 H2O 182,8050 20,8180 3.805,6343 Total 205.187,6437 Q10 H2O NaCl C6H12O6 HMF T = 60 P = 1 atm Q9 NaOH 95% H2O 5 % T = 30oC P = 1 atm Q8 H2O HCl C6H12O6 HMF T = 50oC P= 1 atm Steam T = 140⁰C P = 3,57 atm Kondensat T = 100⁰C P = 1 atm RN-01 T = 60oC P = 1 atm

(35)

Panas Keluar

Tabel LB.17 Perhitungan Panas Keluar pada Reaktor Netralisasi (RN-01)

∫

333 298 Cp.dT (kJ/kg) Q (kJ/jam) 10 H2O 1.545,8551 146,3371 226.215,9039 NaCl 156,8822 30,4449 4.776,2604 C6H12O6 1.725,2118 46,0017 79.362,6174 HMF 17,4264 41,9333 730,7463 Total 311.085,5280 Panas reaksi (QR)

Panas reaksi pada suhu 25OC (293 K)

r = 2.6840 Kmol/jam Reaksi : HCl + NaOH NaCl + H2O QR = [ΔHR 298KProduk - ΔHR 298KReaktan] x r QR = [ΔHOf NaCl+ ΔHOf H2O] - [ΔHOf HCl + ΔHOf NaOH] QR = [[(1 x -407,1116) + (1 x -285,8509)] – [(1 x -167,4437 ) + (1 x469,4448)]] x 2.6840 Kmol/jam QR = -150,5049 kJ/jam

Panas masuk = 205.187,6437 kJ/jam + (-150,5049 kJ/jam) = 205.037,1389 kJ/jam

QSteam = Panas keluar – Panas Masuk

= 311.085,5280 kJ/jam – 205.037,1389 kJ/jam = 106.048,3892 kJ/jam

Kondisi steam masuk pada T = 140oC ; P = 3,5658 atm Kondisi kondesat T = 100oC ; P = 1 atm

H (140oC) = 2734 kJ/kg (Reklaitis, 1983) HV (100oC) = 2660 kJ/kg (Reklaitis, 1983)

(36)

12 13

14

HL (100oC) = 419 kJ/kg (Reklaitis, 1983) Maka jumlah steam yan dibutuhkan :

MSteam = C 100 H C 100 (H C) 100 H C 140 (H Q o L o V o V o L − + − = kJ/kg) 419 kJ/kg (2660 kJ/kg) 2660 kJ/kg (2734 kJ/jam 92 106.048,38 − + − = 45,8092 Kg/jam

Tabel LB.18 Neraca Panas pada Reaktor Netralisasi (RN-101)

Umpan 205.187,6437 - Produk - 311.085,5280 Steam 106.048,3892 - Panas reaksi -150,5049 - Total 311.085,5280 311.085,5280 LB.2.5 Tangki Decolorizing (TDL-01) Steam T = 140oC P = 3.565 atm Kondensat T = 100oC P = 1 atm Q12 H2O C6H12O6 HMF T = 60oC P = 1 atm Q13 Karbon Aktif T = 30o_C P = 1 atm Q14 H2O C6H12O6 Karbon Aktif T = 80oC P = 1 atm TDL-01 T = 80oC P = 1 atm

(37)

Panas masuk :

Tabel LB.19 Perhitungan Panas Masuk pada Tangki Decolorizing (TDL-01)

Alur Komponen F (kg/jam)

∫

333 298 Cp.dT (kJ/kg) Q (kJ/jam) 12 H2O 1.544,3093 146,3371 225.989,6880 C6H12O6 1.723,4866 46,0017 79.283,2548 HMF 17,4090 41,9333 730,0155 13 Karbon aktif 58,2422 3,5146 204,6956 Total 306.207,6539

Tabel LB.20 Perhitungan Panas Keluar pada Tangki Decolorizing (TDL-01)

∫

353 298 Cp.dT (kJ/kg) Q (kJ/jam) 14 H2O 1.586,5222 230,5270 356.004,9795 C6H12O6 1.723,4866 72,2883 124.587,9718 Karbon aktif 75,6511 267,2384 2.924,6848 Total 483.517,6361

QSteam = Qout – Qin

= 483.517,6361 Kj/jam – 306.207,6539 Kj/jam = 177.309,9821 Kj/jam

H (140oC) = 2734 kJ/kg (Reklaitis, 1983) HV (100oC) = 2660 kJ/kg (Reklaitis, 1983) HL (100oC) = 419 kJ/kg (Reklaitis, 1983) Maka, jumlah air pendingin yang dibutuhkan :

M Steam = C 100 H C 100 (H C) 100 H C 140 (H Q o L o V o V o L − + −

(38)

16 17 18 = kJ/kg) 419 kJ/kg (2660 kJ/kg) 2660 kJ/kg (2734 kJ/jam 21 177.309,98 − + − = 76,5918 Kg/jam

Tabel LB.21 Neraca Panas pada Tangki Decolorizing (TDL-01)

Umpan 306.207,6539 Produk 483.517,6361 Steam 177.309,9821 Total 483.517,6361 483.517,6361 LB.2.6 Evaprator (EV-01) Kondensat T = 100oC P = 1 atm Steam T = 140oC P = 3.565 atm Q17 Uap air Q16 H2O C6H12O6 T = 80oC P = 1 atm Q18 H2O C6H12O6 T = 120oC P = 1 atm EV-01 T = 120 oC P = 1 atm

(39)

Panas masuk

Tabel LB.22 Perhitungan Panas Masuk pada Evaporator (EV-01)

∫

353 298 Cp.dT (kJ/kg) Q (kJ/jam) 16 H2O 1.542,7650 230,5270 355.648,9745 C6H12O6 1.721,7631 72,2883 124.463,3838 Total 480112,3583 Panas keluar

Tabel LB.23 Perhitungan Panas Keluar pada Evaporator (EV-101)

∫

393 298 Cp.dT (kJ/kg) Q (kJ/jam) 17 Uap air 1.203,3567 178,8167 135.840,0093 18 C6H12O6 1.721,7631 124,8617 214.982,2084 H2O 339,4083 400,2262 215.180,2320 Total 566.002,5380

= 566.002,5380 Kj/jam – 480.112,3583 Kj/jam = 85.890,1797 Kj/jam

H (140oC) = 2734 kJ/kg (Reklaitis, 1983) HV (100oC) = 2660 kJ/kg (Reklaitis, 1983) HL (100oC) = 419 kJ/kg (Reklaitis, 1983) Maka, jumlah steam yang dibutuhkan :

M Steam = C 100 H C 100 (H C) 100 H C 140 (H Q o L o V o V o L − + − = kJ/kg) 419 kJ/kg (2660 kJ/kg) 2660 -kJ/kg (2734 7 85.890,179 − + = 37,1016 Kg/jam

(40)

CR-101

18

19

Tabel LB.24 Neraca Panas pada Evaporator (EV-01)

Umpan 489.833,8310 - Produk - 497.862,8844 Steam 3.5574 - Total 1437255,2931 1437255,2931 LB.2.7 Crystallizer (CR-01) Panas masuk

Tabel LB.25 Perhitungan Panas Masuk pada Crystallizer (CR-101)

∫

393 298 Cp.dT (kJ/kg) Q (kJ/jam) 18 H2O 339,4083 400,2262 215.180,2302 C6H12O6 1.721,7631 124,8617 214.982,2084 Total 430.162,4386

Air pendingin bekas T = 40oC P = 1 atm Q19 H2O C6H12O6H2O T = 30oC P = 1 atm Q18 H2O C6H12O6 T = 120oC P = 1 atm Air pendingin T = 30oC P = 1 atm CR-101 T = 30oC P = 1 atm

(41)

Panas keluar

Tabel LB.26 Perhitungan Panas Keluar pada Crystallizer (CR-01)

∫

303 298 Cp.dT (kJ/kg) Q (kJ/jam) 19 C6H12O6.H2O 1.893,9394 6,6839 12.658,9773 H2O 167,232 20,8180 3.481,4351 Total 16.140,4124

Panas yang diserap air pendingin adalah :

QAir pendingin = Qout – Qin

= 16.140,4124 Kj/jam – 430.162,4386 Kj/jam = -414.022,0262 Kj/jam

Kondisi air pendingin masuk pada T = 40oC ; P = 1 atm

Kondisi air pendingin keluar T = 30oC ; P = 1 atm H (30oC) = 125,8 kJ/kg (Reklaitis, 1983) H (40oC) = 167,5 kJ/kg (Reklaitis, 1983)

Maka, jumlah air pendingin yang dibutuhkan : mAir pendingin = C) 30 H C 40 (H Q o o − = kJ/kg) 125,8 kJ/kg (167,5 kJ/jam 62 414.022,02 − = 9.928,5858 Kg/jam

Tabel LB.27 Neraca Panas pada Crystallizer (CR-01)

Umpan 430.162,4386 -

Produk - 16.140,4124

Air pendingin -414.022,0262 -

(42)

RD - 101 19 20 21 LB.2.8 Rotary Dryer (RD-01) Panas masuk

Tabel LB.28 Perhitungan Panas Masuk pada Rotary Dryer (RD-101)

∫

303 298 Cp.dT (kJ/kg) Q (kJ/jam) 19 C6H12O6.H2O 1.893,9394 6,6839 215.202,6136 H2O 167,2320 20,8180 8.373,4909 Total 223.575,1045 Panas keluar

Tabel LB.29 Perhitungan Panas Keluar pada Rotary Dryer (RD-101)

∫

383 298 Cp.dT (kJ/kg) Q (kJ/jam) 21 C6H12O6.H2O 1.893,9393 111,7183 12.658,9773 H2O 176,5095 20,8180 487,4009 Total 13.146,3782

Panas yang diserap (Q)

QUdara panas = Qout – Qin

= 13.146,3782 Kj/jam – 223.575,1045 Kj/jam = 252.756,4338 Kj/jam

Udara panas bekas T = 85o_C P = 1 atm Q20 H2O T = 100oC P = 1 atm Udara panas T = 120oC P = 1 atm Q19 H2O C6H12O6H2O T = 30oC P = 1 atm Q21 H2O C6H12O6H2O T = 110oC P = 1 atm RD-101 T = 85o_C P = 1 atm RD-01

(43)

Maka, untuk memenuhi kebutuhan panas ini digunakan udara panas dengan temperature masuk 120oC (383 K), 1 atm dan keluar pada temperatur 50oC (323 K), 1 atm. Udara pengering terdiri dari N2 dan O2 dengan perbandingan mol 79:21 dimana Cp N2 = 0,25 kal/groC; Cp O2 = 0,23 kal/groC

ƩXi.Cpi = (0,79 mol x 28 gr/mol) x 0,25 +(0,21 mol x 32 gr/mol) x 0,23 = 7,076 kal/groC

= 29,71 J/groC

= 2,972 x 10-2 kJ/groC Udara panas yang diperlukan adalah : mUdara panas = C 85) (110 x C kJ/gr 10 x 2,972 kJ/jam 38 252.756,43 o o 2 − − = 340.183,6256 gr/jam = 340,1836 kg/jam

Tabel LB.30 Neraca Panas pada Rotary Dryer (RD-01)

Umpan 16.140,4124 - Produk - 268.896,8462 Air pendingin 252.756,4338 - Total 268.896,8462 268.896,8462 LB.2.9 Rotary Cooler (RC-01) Panas masuk

Tabel LB.31 Perhitungan Panas Masuk pada Rotary Dryer (RD-01)

∫

383 298 Cp.dT (kJ/kg) Q (kJ/jam) 21 C6H12O6.H2O 1.893,9394 113,6270 215.202,6136 Q21 H2O C6H12O6H2O T = 110oC P = 1 atm 22 21 F22 H2O C6H12O6.H2O T = 30oC P = 1 atm RC-01

(44)

Tabel LB.31 Perhitungan Panas Masuk pada Rotary Dryer (RD-01)..(Lanjutan)

H2O 167,2320 20,8180 8.372,4909

Total 223.575,1045

Panas keluar

Tabel LB.32 Perhitungan Panas Keluar pada Rotary Dryer (RD-01)

∫

303 298 Cp.dT (kJ/kg) Q (kJ/jam) 22 C6H12O6.H2O 1.893,9394 6,6839 12.658,9773 H2O 23,4125 20,8180 487,4009 Total 13.146,3782

= 13.146,3782 Kj/jam – 223.575,1045 Kj/jam = -210.428,7263 Kj/jam

Kondisi masuk air pendingin pada T = 30oC ; P = 1 atm (Reklaitis, 1983) Kondisi air pendingin keluar pada T = 40oC ; P = 1 atm (Reklaitis, 1983) H (30oC) = 125,8 kJ/kg H (40oC) = 167,4 kJ/kg λ = H (30o C) – H (40oC) = 125,8 kJ/kg - 167,4 kJ/kg = -41,6 kJ/kg

Jumlah air pendingin yang diperlukan : mair pendingin = λ Q = kJ/kg 41,6 -kJ/jam 6 210.428,72 -= 5.058,3828 kg/jam

(45)

Tabel LB.33 Neraca Panas pada Rotary Dryer (RD-01)

Umpan 223.575,1045 -

Produk - 13.146,3782

Air pendingin -210.428,7263 -

(46)

LAMPIRAN C

PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT

LC.1 Gudang Bahan Baku (GBB-01)

Fungsi : Menyimpan bahan baku sabut kelapa sawit Bentuk bangunan : Gedung berbentuk persegi panjang ditutup atap Bahan : -Dinding = Batu bata

-Lantai = Beton -Atap = Asbes

Jumlah : 1 unit

Lama persediaan : 7 hari = 168 jam Kondisi operasi : -Temperatur = 30oC

-Tekanan = 1 atm Densitas sabut kelapa sawit = 1100 kg/m3

Laju bahan masuk = 2647,3716 kg/jam Faktor kelonggaran = 20%

 Perhitungan desain bagunan

Total massa bahan dalam bagunan = 2647,3716 kg/jam x 168 jam = 444758,4251 kg

Volume bahan dalam gudang = ₃

kg/m 1100 kg 1 444758,425 = 404,3258 m3 Volume gudang, Vg = (1+0,2) x 404,3258 m3 = 485,1910 m3

Bangunan diperkirakan dibangun dengan lebar 20 m dengan tinggi 5 m, sehingga: V = p x l x t P = x t l V P = m 5 x m 20 m 485,1910 3 P = 4,8519 m

(47)

Tinggi bangunan direncanakan 2 x tinggi tumpukan bahan baku =10 m. Jadi ukuran bangunan gedung yang digunakan adalah :

Panjang = 4,8519 m Lebar = 20 m Tinggi = 10 m

LC.2 Bucket Elevator (BE)

Ada 3 Bucket Elevator yang digunakan dalam pabrik glukosa yaitu :

1. BE-01 : Untuk mengangkut sabut kelapa sawit dari gudang bahan baku ke hammer mill.

2. BE-02 : Untuk mengangkut bahan baku campuran dari belt conveyer ke reaktor hidrolisa.

3. BE-03 : Untuk mengangkut glukosa dari belt conveyer ke storage tank. Bahan konstruksi : Malleable cast iron

 Perhitungan untuk BE-01

Laju padatan = 2.647,3716 kg/jam = 2,6474 ton jam Faktor kelonggaran = 20%

Kapasitas total padatan sabut sawit = (1+0,2) x 2.647,3716 kg/jam = 3.176,8459 kg/jam

= 0,8825 kg/s  Spesifikasi

Tinggi elevasi = 25 ft = 62 m (Tabel 21-9, Perry,1999) Ukuran bucket = 6 x 4 x 4¼ in

Jarak antar bucket = 12 in Kecepatan putaran = 43 rpm  Perhitungan daya

P = 0.07m0.63∆Z (Timmerhaus, 2003)

Dimana : P = Daya (kW)

m = Laju alir massa (kg/s)

∆Z = Tinggi elevator (m) = 25 ft = 7,62 m Maka : P = 0.07m0.63∆Z

(48)

= 0.07 (0,8825 kg/s) 0.63 (7,62 m) = 0,4930 Hp

Analog perhitungan dapat dilihat pada BE-01, sehingga diperoleh : Tabel LC.1 Spesifikasi Bucket Elevator

Bucket elevator Kapasitas (ton/jam) Daya (Hp) Jumlah (Unit) BE-01 2,6474 0,4930 1 BE-02 2,6474 0,4930 1 BE-03 1,9174 0,4023 1 LC.3 Hammer Mill (HM-01)

Fungsi : Untuk mengahancurkan dan menghaluskan sabut kalapa sawit menjadi bubur.

Jenis : Hunged hammer pulverized Bahan konstruksi : Malleable iron

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi : -Temperatur = 30oC -Tekanan = 1 atm Laju alir masuk : Laju bahan masuk + laju air

= 2.647,3716 kg/jam + 1.323,6858 kg/jam = 3.971,0574 kg/jam

Faktor kelonggaran = 20%

 Perhitungan desain bangunan

Kapasitas bahan masuk = (1+0,2) x 3.971,0574 kg/jam = 4.765,2688 kg/jam

= 4,7653 ton/jam  Spesifikasi hammer mill

Untuk kapasitas 4,7653 ton/jam digunakan spesifikasi hammer mill sebagai berikut :

Diameter = 3,5 m = 11,6 ft Panjang = 3,5 m = 11,6 ft Kecepatan putaran = 1200 rpm

(49)

 Perhitungan daya

Daya bersih, E = [{1,64L – 1}k + 1] [{1,64D}2.5 x Es] Dimana : L = Panjang mill

D = Diameter mill K = Konstanta (0,85)

Es = Daya skala laboratorium (0,6)0,6 Maka :

E = [{1,64L – 1}k + 1] [{1,64D}2.5 x Es]

= [{1,64 (11,6 ft) – 1}(0,85) + 1] [{1,64 (11,16 ft)}2.5 x (0,6)0,6] = 34,47 Hp

LC.4 Belt Conveyer (BLC)

Ada 2 Belt Conveyer yang digunakan dalam pembuatan glukosa yaitu :

1. BC-01 : Mengangkut sabut kelapa sawit dari hammer mill ke bucket elevator 2. BC-02 : Mengangkut glukosa yang keluar dari rotary cooler ke bucket

elevator. Tipe : Fla belt Bahan konstruksi : Karet  Perhitungan untuk BC-01

Laju alir : 3.971,0574 kg/jam Faktor kelonggaran : 20%

 Kapasitas belt conveyer (T)

Kapasitas total padatan sabut (T) = (1+0,2) x 3.971,0574 kg/jam = 4.765,2688 kg/jam

= 4,7653 ton/jam

 Spesifikasi belt conveyer (Perry, 1997)

- Lebar (L1) = 14 in

- Kecepatan belt conveyer (v) = 200 rpm - Tebal belt conveyer = 3 in

(50)

- Panjang belt conveyer (L) = 10 m - W = 0,5 lb/in

- Lo = 100 - ∆Z = 16,9 ft

 Perhitungan daya belt conveyer

P =

[

{

}

]

490 Z) x (T w.v)) (0,03)(w)( Lo)(T 0,03(L+ + + ∆ P = {[ }] 490 ) ft 9 , 16 )( ton/jam 7653 , 4 (( 200rpm)) x (0,5lb/in (0,5lb/im) 53ton/jam) 100)((4,76 8 0,03(32,80 + + P = 0,2153 Hp Total daya = 2 Hp + 0,2153 Hp = 2,2153 Hp

Analog perhitungan dapat dilihat pada BLC-01, sehingga diperoleh : Tabel LC.2 Spesifikasi Belt Conveyer

Belt conveyer Kapasitas (ton/jam) Daya (Hp) Total Daya (Hp) Unit BLC-01 4,7653 0,1253 2,2153 1 BLC-02 2,3008 1,0148 3,0148 1 LC.5 Reaktor Hidrolisa (RH-01)

Fungsi : Tempat terjadinya reaksi hidrolisa Jenis : Mixed flow reactor

Bentuk : Silinder vertikal dengan tutup dan alas berbentuk ellipsoidal serta dilengkapi dengan pengaduk dan jeket.

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-285 grade C Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi : -Temperatur = 135oC atm -Tekanan = 1 atm Faktor kelonggaran : 20%

Umur alat : 10 tahun

Reaksi :

(51)

Tabel LC.3 Komposisi Bahan Masuk Reaktor Hidrolisa

Komposisi Massa

(kg/jam)

Densitas, ρ

(kg/m3) Xi Xi. ρ

Sabut kelapa sawit 2.647,3716 1100 0,6250 687,5 Air di hammer mill 1.323,6858 995,68 0,3125 311,15

Air di hidrolisa 166,7844 995,68 0,0394 39,2049

HCl 98 1.178,8570 0,0231 27,2611

Total 4.235,7945 - 1 1.065,1160

Waktu tinggal = 2 jam = 120 menit Densitas campuran, ρ = 1.065,1160 kg/m3

= 66,4929 lbm/ft3 Laju alir massa = 4.235,7945 kg/jam  Volume tangki

Volume larutan, V1 = 3,9768 m3/jam x 2 jam = 7,9735 m3 Volume tangki, Vt = (1+0,2) x 7,9735 m3 = 9,5444 m3  Diameter dan tinggi shell

Direncanakan :

-Tinggi shell : diameter (Hs : D = 5 : 4) -Tinggi head : diameter (Hh : D = 1 : 4) -Volume shell tangki (Vs)

Vs = 490 H ΠDi 4 1 s 2 Vs = ΠD3 16 5

-Volume tutup tangki (Vh) Vh = D3 24 Π -Volume tangki (V) V = Vs + 2Vh 9,5444 m3 = 3 D 96 34 Π Di = 2,0474 m = 80,6064 in

(52)

Hs = 2,5593 m  Diameter dan tinggi tutup

Diameter tutup = Diameter reaktor = 2,0491 m

Hh = D D Hh = 2,0474m 4 1 = 0.5119 m Ht = Hs + 2 Hh = 2,5593 m + (2 x 0.5119 m) = 3.5830 m

 Tebal shell tangki

Tinggi cairan dalam tangki =

3 3 m 9,5444 m 7,9735 _{x 2,5593 m = 2,1327 m} PHidrostatik = ρ x g x l = 1065,1160 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 2,1327 m = 22224,7094 = 22,2616 kPa

Po = Tekanan operasi = 101,3250 kPa

PDesain = (1+0,2) x (22,2616 kPa + 101,3250 kPa) = 148,3039 kPa

Join efficienc, E = 0,8 (Brownell, 1959) Allowable stress, S = 12.500 psia = 86184,5000 kPa (Brownell, 1959) Faktor korosi = 0,125 in/tahun

Tebal shell tangki :

t = _._.C 1,2P -2SE PD n + = ₍₁₀_x_0,125₎ kPa) (148,3039 1,2 -kPa)(0,8) 000 2(86.184,5 in) 64 kPa)(80,60 (148,3039 + = 1,3368 in

Tebal shell standar yang digunakan = 1 ½ in (Brownell, 1959)  Tebal tutup tangki

(53)

 Perencanaan sistem pengaduk

Jenis pengaduk : Turbin daun enam datar (six flate blade turbine) Jumlah baffle : 4 buah

Untuk turbin standar diperoleh :

Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 6,7172 ft = 1,3434 ft H/Da = 1 ; H = 1,3434 ft L/Da = 1/4 ; L = 1/4 x 1,3434 ft = 0,3359 ft W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 1,3434 ft = 0,2687 ft J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 x 6,7172 ft = 0,5598 ft Dimana ; Dt = Diameter tangki Da = Diameter impeller

H/Da = Tinggi turbin dari dasar tangki L = Panjang blade pada turbin W = Lebar balde pada turbin J = Lebar baffle

 Menentukan power motor yang dibutuhkan Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det Bilangan reynold : NRe = µ ρ 2 N(Da) = 00055 , 0 434) 0)(1)(21,3 (1.065,116 2 = 3495587,9025 P = = = 56,9772 ft.lbf/det = 0,1036 Hp Dimana : ԎT = 6 gc = 32,174 ft/det2 Daya motor (Pm) =

(54)

=

= 0,1295 Hp

Efisiensi motor = 80%  Menghitung jaket pemanas

Laju alir steam = 443,2426 kg/jam

Densitas steam = 930,8842 kg/m3 = 58,1131 lb/ft3

Laju steam =

= 0,4762 m3/jam

Ditetapkan jarak jaket = 5 in

Diameter dalam jaket = diameter dalam + (2 x jarak jaket) = 80,6064 in + (2 x 5 in)

= 90,6064 in

= 2,3014 m

 Tebal dinding jaket

Bahan : Carbon steel palte SA-285 grade C H jaket = 6,7172 ft PHidrostatik = = = 2,3073 psia PDesain = (1+0,2) [(14,7 psia x 1) + 2,3073] = 20,4087 psia = 140,7131 kPa Maka :

Tebal dinding jaket : t =

=

= 1,3324 in

(55)

Diameter luar jaket (D2) = D1 + (2 x tebal jaket)

= 90,6064 in + (2 x 1,3324 in)

= 93,2711 in

Luas yang dilalui steam (A) : A =

=

= 0,4963 m2

Kecepatan superficial steam (v) : V =

=

= 0,9594 m/jam

LC.6 Tangki (T)

Ada 2 tangki digunakan dalam pabrik glukosa yaitu :

3. T-01 : Menyimpan larutan asam klorida (HCl) untuk kebutuhan 7 hari Jenis : Silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal

4. T-02 : Menyimpan natrium hidroksia (NaOH) untuk kebutuhan 7 hari Jenis : Silinder vertikal dengan tutup datar dan alas kerucut.

5. T-02 : Menyimpan karbon akrif untuk kebutuhan 7 hari Jenis : Silinder vertikal dengan tutup datar dan alas kerucut. Bahan konstruksi : Stainless steel SA-285 grade C

Kondisi penyimpanan : -Temperatur = 30oC -Tekanan = 1 atm  Perhitungan untuk T-101

Laju alir massa HCl = 97,9527 kg/jam Densitas HCl = 1178,8570 kg/m3 Lama penyimpanan = 7 hari = 168 jam Faktor kelonggaran = 20%

(56)

Massa HCl dalam tangki = 97,9527 kg/jam x 168 jam

= 16456,0617 kg

Volume HCl dalam tangki =

= 13,9593 m3

Volume tangki = (1+0,2) x 13,9593 m3

= 16,7512 m3

 Diameter dan tinggi shell Direncanakan :

-Tinggi shell : diameter (Hs : D = 5 : 4) -Tinggi head : diameter (Hh : D = 1 : 4) -Volume shell tangki (Vs)

Vs =

-Volume tutup tangki (Vh)

Vh = -Volume tangki (V) V = Vs + 2Vh 16,7521 m3 = Di = 2,4697 m = 97,2303 in Hs = 3.0871 m

 Diameter dan tinggi tutup

Hh = = = 0,6174 m Ht = Hs + 2 Hh = 3,0871 m + (2 x 0.6174 m) = 4,3219 m

(57)

Tinggi cairan dalam tangki = x 3,0871 m = 2,5726 m PHidrostatik = ρ x g x l

= 1178,8570 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 2,5726 m

= 29720,2300

= 29,7202 kPa

Po = Tekanan operasi = 101,325 kPa

PDesain = (1+0,2) x (29,7202 kPa + 101,325 kPa) = 157,2543 kPa

Join efficienc, E = 0,8 (Brownell, 1959) Allowable stress, S = 12.500 psia = 86184,5000 kPa (Brownell, 1959) Faktor korosi = 0,125 in/tahun

Tebal shell tangki : t =

=

= 1,3610 in

Tebal shell standar yang digunakan = 1 ½ in (Brownell, 1959)  Tebal tutup tangki

Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell, maka tebal standar yang digunkan = 1 ½ in. (Brownell, 1959)

Analog perhitungan dapat dilihat pada (T-01), sehingga diperoleh : Tabel LC.4 Spesifikasi Tangki Penyimpanan

Tangki Waktu (hari) Volume tangki (m3) Diameter Tangki (m) Tinggi Tutup (m) Tinggi Tangki (m) Jumlah (unit) T-01 7 16,7512 2,4697 0,6174 4,3219 1 T-02 7 14,2583 2,3405 0,5851 4,0959 1 T-03 7 7,5752 1,8956 - 3,3173 1 LC.7 Cooler (C–01)

(58)

Jumlah : 1 unit

Tipe : Horizontal Shell and Tube Exchanger  Perhitungan LMTD :

Tabel LC. 5 Perhitungan LMTD Cooler

Fluida Panas

(0F) Temperatur Fluida Dingin (

0 F) Selisih (0F) 275 Temperatur Tinggi 104 171 122 Temperatur Rendah 86 36 153 Beda Temperatur 18 135 LMTD =

(Kern, 1965) Dimana: t1 = Temperatur fluida dingin masuk

t2 = Temperatur fluida dingin keluar T1 = Temperatur fluida panas masuk T2 = Temperatur fluida panas keluar Maka:

LMTD =

LMTD = 86,6415

 Faktor koreksi untuk fluida panas (R):

R = (Kern, 1965)

=

4,75

Faktor koreksi untuk fluida dingin (S):

S = (Kern, 1965)

=

0,2105

(59)

= 0,92 Maka,

∆t = FT x LMTD = 0,92 x 86,6415 = 77,9769

 Temperatur fluida rata – rata:

a. Fluida panas (Ta) = = = 198,5 b. Fluida dingin (ta) = = = 95  Penempatan fluida:

a. Fluida panas adalah campuran hasil reaksi berada dalam shell side. b. Fluida dingin adalah air pendingin berada dalam tube side.

Dari tabel 8, Kern, 1965, diperoleh harga UD 50-125 Btu / jam.ft .

Asumsi: UD 50 Btu / jam.ft . (Kern, 1965)

 Luas perpindahan panas, A:

A = Q (Kern, 1965)

UD . ∆t

Dimana: Q = Panas steam (kkal/jam)

UD = Koefisiem perpindahan panas (kkal/jam) ∆t = Beda temperatur (0

F) Q = 829473,8932 kJ/jam

= 786186,4664 Btu/jam

Sehingga luas permukaan (A): A = 786186,4664 Btu/jam

50 Btu /ft2 jam 0F x 86,641 0F A = 181,4803 ft2

 Ukuran tube:

Dari tabel 10, Kern, 1965, diperoleh ukuran tube: OD = 1 1/4 in

(60)

a’t = 0,985 in2 a’’ = 0,3271 ft2 / 1 in ft L = 10 ft  Jumlah tube: Nt = A L x a’’ (Kern, 1965) = 786186,4664 ft2 10 ft x 0,3271 ft2 / in ft = 55,4816 = 56 tubes Yang mendekati Nt = 58

Dari jumlah tube, diambil pendekatan pada tabel 9 kern untuk menentukan spesifikasi shell : 2 tubes pass. ID shell 17 ¼ , 16 BWG pada 1 9/16 in triangular pitch.

Pitch = 1.5625 in Shell ID = 13.15 in

 Koreksi design overall coefficient of heat transfer, UD

A koreksi = Nt x L x a’’ (Kern, 1965)

= 56 x 10 ft x 0,3271 ft2 / 1 in ft = 183,176 ft2 UDkoreksi = Q A koreksi x ∆t = 786186,4664 Btu/jam 183,176 ft2 x 86,6415 0F = 49,5372 Btu. Jam ft 0F

Karena UD mendekati asumsi, maka dari tabel 9 Kern diperoleh data sebagai berikut:

 Ukuran Shell

Dari tabel 9 Kern, 1965, diperoleh data – data sebagai berikut: Jumlah passes = 2 passes

Pitch, PT = 1 9/16 in triangular pitch Jumlah tube, NT = 73 tubes

(61)

= (1 – OD tube) = 1 – ¾ in = 1/4 in Baffle space = 2 in

SHELL SIDE: fluida panas, glukosa.

 Menghitung flow area fluida panas yang mengalir pada shell side, as.

as = ID x C’’ x B 144 x PT (Pers. 7.1. Kern, 1956) =13,15 x 0,3125 x 2 144 x 1,5625 = 0,2402 ft2  Kecepatan massa, Gs Gs = Ws as Ws = 19891,4603 kg/jam = 12298,729 lb/jam Sehingga: Gs = 12298,729 lb/jam 0,2402 ft2 Gs = 51208,40208 lb/jam ft2 Th = 198,5 0F

Viskositas fluida panas, µ = 19 cP

= 19 cP x 2,4191 lb/ ft jam 1 cP

= 45,963 lb/ft jam D = 0,91 in = 0,0758 ft

 Menghitung bilangan reynold fluida pada shell side, Res

NRE = D x G µ

NRE = 0,91 ft x 51208,402 lb / jam ft2 45,98 lb / ft jam

(62)

= 1013,8535

Heat transfer faktor, JH = 7 (Fig. 28, Kern, 1965)  Menghitung koefisien perpindahan panas, h0

c = 0,65 Btu/lb ft

k = 0,164 Btu/jam ft2 (0F/ft)

h0 = JH . (Pers. 615, Kern, 1965)

dimana =

h0 = 36 x = 51,4903 Btu/jam ft20F

Temperatur pada dinding tube: TW = TC + h0 / (TH – TC) hi / + h0 / = 95 0F + 51,4903 Btu/ft2 jam 0F (198,5 – 95)0F (1343,9370 + 51,4903) Btu/ft2 jam 0F = 98,81 0F µW = 50 cP = = 0,8733

Koefisien koreksi, h0 = 51,4903 Btu/jam ft 0F x 0,8733 = 44,966 Btu/jam ft20F

 Friction factor, f Res = 11013,8535

Retnold umber yang diperoleh digunakan untuk menghitung friction factor f = 0,0001033 (Fig. 29, Kern, 1956)

s = 1 (Tabel 6, Kern, 1956)

 Jumlah lintasan

Jumlah sekat (bundle) yang dilalui (N + 1), dimana N, yaitu jumlah baffle dan L, yaitu panjang tube.

N1 + 1 = 73. L B

(63)

= 73 x 10 ft 2 ft = 360  Pressure drop ∆Ps = 0,0001033 x (51208,40208)2 x 1,0958 x 24 5,22 x 1010 x 0,0758 x 1 x 0,8733

= 2,0616 Psi (Pers. 7.44, Kern, 1965) TUBE SIDE: Fluida dingin, air

 Menghitung flow area fluida dingin yang mengalir pada tube side, at

at = Nt at

144 in2 / ft . n (Pers. 7.44, Kern, 1965) = 72,6114 x 0,985 in2

144 in2 / ft . 2 = 0,2483 ft2

 Menghitung laju alir massa fluida dingin pada tube side, Gt Gt = Wt at (Pers. 7.44, Kern, 1965) Wt = 26032,90939 kg/jam x 2,2046 lb/jam = 57292,152 lb/jam Sehingga: Gt = 57292,152 lb/jam 0,2483 ft2 Gt = 231102,0067 lb/ft2 jam

 Menghitung bilangan reynold fluida pada tube side, Ret

Pada temperatur rata – rata, tc = 95 0F diperoleh data sebagai berikut: µ = 0,7 cP = 0,7 cP x 2,42 lb/ ft jam cP = 1,6934 lb/ft jam D = 1,12in = 0,0933 ft NRe= Gt x D

(64)

µ

= 231102,0067 lb / jam ft2 x 0,0933 ft 1,6934 lb/ft jam

= 12737,6301

Heat transfer faktor, JH = 36

 Menghitung koefisien perpindahan panas inside fluida, h10 k = 0,066 Btu. ft2 jam (0F / ft)

c = 0,42 Btu/lb 0F ht = JH

= 40 x x 1

= 62,4998 Btu. ft2 jam 0F

Nilai ht yang diperoleh digunakan untuk menghitung heat transfer koefisien outside diameter, hio hio = hi x (ID / OD) = 62,4998 Btu. ft2 jam 0F x (1,12/ 1,25) = 26,82523 Btu. ft2 jam 0F  Friction factor, f NRet = 12737,6301

Reynold number yang diperoleh digunakan untuk menghitung friction factor

f = 0,00031 (fig. 26, Kern, 1965) s = 1  Pressure drop ∆Pt = f x Gt2 x L x n 5,22 x 1010 x De x s x (Pers. 7.47, Kern, 1965) = 0,00031 x (39490,8934)2 x 5 x 2 5,22 x 1010 x 0,11671 x 1 = 2,1531 Psi

 Persamaan velocity head: Gt = 231102,0067 lb/ft2 jam

(65)

∆Pr = = x 0,35 = 2,8 Psi

Total tube side preeure drop (∆PT) menjadi: ∆PT = ∆Pt + ∆Pt

= (2,1531 + 2,8) Psi = 4,9531 Psi

LC.8 Filter Press (FP)

Ada 2 Filter Press yang digunakan pada pembuatan glukosa yaitu :

3. FP-01 : Untuk memisahkan sisa selulosa, protein, lignin, lemak dan impuritis yang bercampur didalam larutan glukoa.

4. FP-02 : Untuk memisahkan karbon aktif yang bercampur didalam larutan glukosa.

Bahan : Carbon steel SA-333 Jenis : Plate and frame  Perhitungan untuk FP-01

Tabel LC.6 Komposisi Bahan Masuk Filter Press

Komposisi Massa (kg/jam) Densitas, ρ (kg/m3) Xi Xi. ρ Selulosa 7,8892 720 0,0019 1,3410 Lignin 754,5009 630 0,1781 112,2188 Lemak 50,3001 905,6 0,0119 10,7540 Protein 95,3054 1320 0,0225 29,7 Abu 148,2528 1547 0,0350 54,145 Impuritis 21,1790 2532 0,0050 12,66 H2O 1316,0319 995,68 0,3107 309,3509 C6H12O6 1726,9387 1544 0,4077 629,4907 HCl 97,9527 1178,86 0,0231 27,2611 HMF 17,4438 1285 0,0041 5,2919 Total 4235,7945 - 1 1192,2134

Laju alir massa masuk, G = 4235,7945 kg/jam = 9338,2326 lb/jam

(66)

Densitas campuran, g = 1192,2134 kg/m3 = 74,4273 lb/ft3

Porositas bahan, P = 0,6 (Brownell, 1959)

Tabel LC.7 Komposisi Filtrat Filter Press

Komposisi Massa (kg/jam) Densitas, ρ (kg/m3) Xi Xi. ρ H2O 1314,7159 995,68 0,4167 414,8810 C6H12O6 1725,2118 1544 0,5468 844,2316 HCl 97,8548 1178,86 0,0310 36,5608 HMF 17,4264 1285 0,0055 7,0971 Total 3155,2089 - 1 1302,7706

Tabel LC.8 Komposisi Cake Filter Press

Komposisi Massa (kg/jam) Densitas, ρ (kg/m3) Xi Xi. ρ Selulosa 7,8892 720 0,0073 5,2566 Lignin 754,5009 630 0,6982 439,8870 Lemak 50,3001 905,6 0,0465 42,1547 Protein 95,3054 1320 0,0882 116,4212 Abu 148,2528 1547 0,1372 212,2433 Impuritis 21,1790 2532 0,0196 49,6260 H2O 1,3160 995,68 0,0012 1,2126 C6H12O6 1,7269 1544 0,0016 2,4675 HCl 0.0980 1178,86 9,06478E-05 0,1069 HMF 0.0174 1285 1,61429E-05 0,0207 Total 1080,5857 - 1 869,3966 Densitas filtrat = 1302,7706 kg/m3 = 81,3291 lb/ft3 Densitas cake, ρc = 869,3966 kg/m3

(67)

= 54,2745 lb/ft3 Massa padatan tertahan , Mp = 869,3966 kg/jam

= 869,3966 kg/jam x = 1916,6891 lb/jam Tebal cake tiap frame, Wc = 1 in

Volume cake, Vc = = = 88,2868 ft3/jam = 88,2868 ft3/jam x = 2,5000 m3/jam Cake frame, S = = = 21,7098 lb/ft3 Jumlah frame, F = = = 25 unit Lebar, P = 1,55 ft = 04724 m Panjang, P = 2 x 1,55 ft = 3,1 ft x = 0,9449 m Luas filter, A = p x l = 3,1 ft x 1,55 ft = 4,8050 ft2

Analog perhitungan dapat dilihat pada (FP-01), sehingga diperoleh : Tabel LC.9 Spesifikasi Filter Press

Filter press Massa padatan Jumlah frame Lebar (m) Panjang (m) Luas (ft2) Jumlah (unit)

(68)

(lb/jam) (unit)

FP-01 1916,6891 25 0,4724 0,9449 4,8050 1

FP-02 173,9862 25 0,4724 0,9449 4,8050 1

LC.9 Reaktor Netralisasi (RN-01)

Fungsi : Untuk menetralkan larutan HCl yang terkandung dalam glukosa.

Jenis : Mixed flow reactor

Bentuk : Silinder vertikal dengan tutup dan alas berbentuk ellipsoidal serta dilengkapi dengan pengaduk dan jeket.

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-285 grade C Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi : -Temperatur masuk = 60oC -Tekanan = 1 atm Faktor kelonggaran : 20%

Umur alat : 10 tahun

Reaksi :

HCl + NaOH NaCl + H2O

Tabel LC.10 Komposisi Bahan Masuk Reaktor Netralisasi

Komposisi Massa (kg/jam) Densitas, ρ (kg/m3) Xi Xi. ρ H2O 1497,5209 995,68 0,4346 432,7690 C6H12O6 1725,2118 1544 0,5007 773,1311 HCl 97,8548 1178,86 0,0284 33,4817 HMF 17,4264 1285 0,0051 6,4994 NaOH 107,3617 1518 0,0312 47,3025 Total 3445,3756 - 1 1293,1837