LAMPIRAN A
PERHITUNGAN NERACA MASSA
Kapasitas produksi = 800.000 kg/tahun = 101,9205 kg/jam
Waktu operasi = 330 hari = 7920 jam
1 hari = 24 jam
Basis perhitungan = 1 jam operasi
Untuk mencapai kapasitas produksi, dilakukan trial basis tandan kosong kelapa sawit.
Basis Tandan Kosong Kelapa Sawit = 75.000 kg/hari = 3125,0000 kg/jam Kemurnian furfural yang dihasilkan = 98 % x 101,9205kg/jam = 99,9654 kg/jam Furfural mengandung 2 % toluena = 2% x 101,9205 kg/jam = 1,9551 kg/jam Asumsi : Holoselulosa dan A-selulosa dianggap sama, maka holoselulosa tidak
diikutsertakan dalam perhitungan neraca massa dan sisanya dianggap air. Tabel A.1 Komposisi Tandan Kosong Kelapa Sawit
NO Parameter Kandungan (%) 1 Lignin 22,60 2 Α- selulosa 45,80 3 Holoselulosa 71,80 4 Pentosan 25,90 5 Kadar Abu 1,60
(Sumber : Purwito dan Firmanti, 2005)
Tabel A.2 Komposisi Tandan Kosong Kelapa Sawit yang digunakan dalam perhitungan Neraca Massa (Asumsi)
NO Parameter Kandungan (%) 1 Lignin 22,60 2 Α- selulosa 45,80 3 Pentosan 25,90 4 Kadar Abu 1,60 5 Air 4,1
1. MIXER PENGENCERAN (M-101)
Asam Sulfat yang digunakan , F3 = 60 % massa TKKS F3 = 0,6 x 3125,0000 = 1875,0000 kg/jam Kadar asam sulfat = 6 %
F3Asam Sulfat = 1875,0000kg / jam 100 6 = 112,5000 kg/jam F3Air = 1875,0000kg / jam 100 94 = 1762,5000 kg/jam
Pengenceran Asam Sulfat 36 % pada F2 dan F29 menjadi 6 % pada F3 : V1 N1 + V2 N2 = V3 N3 V1 (0,36) + 106,8750 = (1875,0000) (0,06) V1 = 36 , 0 8750 , 106 ) 06 , 0 )( ,0000 875 1 ( = 15,6250 kg/jam F2 = 15,6250 kg/jam
F2Asam Sulfat = 15,6250 kg / jam 100 36 = 5,6250 kg/jam F2Air = 15,6250 kg / jam 100 64 = 10,0000 kg/jam
Maka Air yang ditambahkan, F30:
2. MIXER (M-102)
Neraca Total : F4 + F1 = F5
Komponen pada alur 1, F1 :
F1Pentosan = 3125,0000kg / jam 100 90 , 25 = 809,3750 kg/jam F1Lignin = 3125,0000kg / jam 100 60 , 22 = 706,2500 kg/jam F1A-Selulosa = 3125,0000kg /jam 100 80 , 45 = 1431,2500 kg/jam F1Air = 3125,0000kg / jam 100 1 , 4 = 128,1250 kg/jam F1Abu = 3125,0000kg / jam 100 6 , 1 = 50,0000 kg/jam
Komponen pada alur 4, F4 = F3 F4Asam sulfat = 112,5000 kg/jam F4Air = 1762,5000 kg/jam
Komponen pada alur 5, F5 :
F5Pentosan = F1Pentosan + F4Pentosan = 809,3750 + 0 = 809,3750 kg/jam F5Lignin = F1Lignin + F4Lignin = 706,2500 + 0 = 706,2500 kg/jam F5A-Selulosa = F1A-Selulosa+ F4A-Selulosa = 1431,2500 + 0 = 1431,2500 kg/jam F5Air = F1Air + F4Air = 128,1250 +1762,5000
= 1890,6250 kg/jam F5Abu = F1Abu + F4Abu = 50,0000 + 0 = 50,0000 kg/jam F5Asam Sulfat = F1Asam Sulfat + F4Asam Sulfat = 0 + 112,5000 = 112,5000 kg/jam
3. REAKTOR I (R-201)
Untuk reaksi pembentukan pentosa dari pentosan, Konversi reaksi = 73%
Waktu Tinggal = 3 jam operasi (Wijanarko, dkk. 2006)
Massa Pentosan pada alur 6, F6Pentosan = 809,3750 kg/jam Laju Pentosan yang habis bereaksi =
100 73 n BM Massa = 100 73 130 132 809,3750 = 0,0344 kmol/jam Reaksi pembentukan pentosa :
(C5H8O4)130 + 130 H2O 130 C5H10O5
Pentosan Air Pentosa
0,0344 4,4761 4,4671 kmol/jam
590,8438 80,5696 671,4134 kg/jam
Pentosan yang bereaksi = mol pentosan x BM x n = 590,8438 kg/jam Mol air bereaksi = 130 x 0,0344 = 4,4761 kmol/jam Air yang bereaksi = 4,4761 x 18 = 80,5696 kg/jam
Untuk reaksi pembentukan glukosa dari selulosa, Konversi reaksi = 60%
Waktu Tinggal = 3 jam operasi (Wijanarko, dkk. 2006)
Massa selulosa pada alur 6, F6Selulosa = 1431,2500 kg/jam Laju selulosa yang habis bereaksi =
100 60 n BM Massa = 100 60 1000 162 1431,2500 = 0,0053 kmol/jam
Reaksi pembentukan Glukosa :
(C6H10O5)1000 + 1000 H2O 1000 C6H12O6
Selulosa Air Glukosa
0,0053 5,3009 5,3009 kmol/jam
858,7500 95,4167 954,1667 kg/jam
Selulosa yang bereaksi = mol Selulosa x BM x n = 858,7500 kg/jam Mol air bereaksi = 1000 x 0,0053 = 5,3009 kg/jam Air yang bereaksi = 5,3009 x 18 = 95,4167 kg/jam Total air bereaksi = 80,5696 + 95,4167 = 175,9863 kg/jam
Komponen pada alur 7,F7 :
F7Pentosan = F6Pentosan - Pentosan bereaksi = 809,3750 – 590,8438 = 218,5313 kg/jam F7Lignin = F6Lignin = 706,2500 = 706,2500 kg/jam F7A-Selulosa = F6A-Selulosa – Selulosa bereaksi = 1431,2500 -858,7500 = 572,5000 kg/jam F7Air = F6Air - Air bereaksi = 1890,6250 – 175,9863 = 1714,6387kg/jam F7Abu = F6Abu = 50,0000 = 50,0000 kg/jam
F7Asam Sulfat = F6Asam Sulfat = 112,5000 = 112,5000 kg/jam F7Pentosa = Pentosa terbentuk = mol x BM = 4,4761 x 150
= 671,4134 kg/jam
F7Glukosa = Glukosa terbentuk = mol x BM = 5,3009 x 180 = 954,1667 kg/jam
4. REAKTOR II (R-202)
Untuk reaksi pembentukan Furfural dari pentosa : Konversi reaksi = 64%
Waktu Tinggal = 1 jam
Massa Pentosa pada alur 7, F7Pentosa = 671,4134 kg/jam Laju Pentosa yang habis bereaksi =
100 64 BM Massa = 100 64 150 671,4134 = 2,8467 kmol/jam Reaksi dehidrasi : C5H10O5 C5H10O5 + 3 H2O
Pentosa Furfural air
2,8647 2,8647 8,5941 kmol/jam
429,7045 275,0109 154,6936 kg/jam
Pentosa yang habis bereaksi = mol x BM = 2,8647 x 150 = 429,7045 kg/jam Mol air terbentuk = 3 x 2,8647 = 8,5941 kmol/jam Air terbentuk = mol x BM = 8,5941 x 18 = 154,6936 kg/jam
Mol furfural yang terbentuk = 2,8647 kmol/jam Furfural yang terbentuk = mol x BM = 2,8647 x 96 = 275,0109 kg/jam
Komponen pada alur 8, F8 :
F8Pentosan = F7Pentosan = 218,5313 kg/jam F8Lignin = F7Lignin = 706,2500 kg/jam F8A-Selulosa = F7A-Selulosa = 572,5000 kg/jam F8Air = F7Air + Air terbentuk = 1714,6387 + 154,6936 = 2869,3324 kg/jam F8Abu = F7Abu = 50,0000 kg/jam F8Asam Sulfat = F7Asam Sulfat = 112,5000 kg/jam F8Pentosa = F7Pentosa - Pentosa bereaksi = 671,4134 – 429,7045 = 241,7088 kg/jam F8Furfural = Furfural terbentuk = 275,0109 kg/jam F8Glukosa = F7Glukosa = 954,1667 kg/jam
5. VAPORIZER (V-301)
Neraca Total F8 = F9 + F10
Misalkan air pada alur 10= 5 % dari alur 8 Neraca pada alur 9, F9 :
F9Pentosan = F8Pentosan = 218,5313 kg/jam
F9Air = F8Air - F10Air = 1869,3324 – 93,4666 = 1775,8657 kg/jam F9Pentosa = F8Pentosa = 241,7088 kg/jam
F9Furfural = F8Furfural = 275,0109 kg/jam
Neraca pada alur 10, F10:
F10lignin = F8lignin = 706,2500 kg/jam F10selulosa = F8selulosa = 572,5000 kg/jam
F10abu = F8abu = 50,0000 kg/jam F10asam sulfat = F8asam sulfat = 112,5000 kg/jam F10glukosa = F8glukosa = 954,1667 kg/jam F10Air = 5 % F8Air = 93,4666 kg/jam
6. KOLOM EKSTRAKSI (V-302)
Ekstraksi Countercurrent 2 tahap: Air-Furfural-Toluena
Umpan (L) = F12Air + F13Furfural = 1775,8657 + 275,0109 = 2050,8767 kg/jam Air (L’) = F12Air = 1775,8657 kg/jam
Pelarut (V’) =
0,25 1775,8657
= 8203,5066 kg/jam
F13Toluena = pelarut – F20toluena = 8201,5515 0,25
1777,4246
= 8203,5066 -8201,5515= 1,9551 kg/jam Furfural pada umpan, XAo =
1775,8657
275,0109
= 0,1341 Yo = 0 (Tidak ada furfural pada pelarut L)
Konstanta Kesetimbangan sistem Air-Furfural-Toluena , K= 5,64 pada 25oC (Perry, 1999)
Setelah dilakukan ekstraksi, E = ' ' * L V K = 8657 , 1775 ) 5066 , 203 8 )( 64 , 5 ( = 26,0536 Untuk Ekstraksi countercurrent 2 tahap,
2 0 2 1 1 E E X X A A
2 0 2 0536 , 26 0536 , 26 1 1 A A X X = 0,0014 % Furfural terekstraksi = (1- 0,0014) 100 = 99,8583 % Maka, Alur 15:
F15Furfural = 99,8583 % F10Furfural = 0,9986 x 275,0109 = 274,6213 kg/jam F15Toluena = 8203,5066 kg/jam F15total = 8478,1279 kg/jam Alur 31 : F31Pentosan = 218,5313 kg/jam F31Air = 1775,8657 kg/jam F31Pentosa = 241,7088 kg/jam
F31Furfural = F12Furfural - F15Furfural = 0,3896 kg/jam
7. KOLOM DESTILASI (T-301)
Umpan masuk, F16 :
KOMP BM F (kg/jam) N (kmol/jam) Fraksi Mol
Furfural 96 274,6213 2,8606 0,03
Toluena 92 8203,5066 89,1686 0,97
Neraca Total N16 = N20 + N23
Neraca Furfural : 2,8606 = 0,02 N20 + 0,98 N23 ...(1) Neraca Toluena : 89,1686 = 0,98 N20 + 0,02 N23 ...(2) Persamaan (1) dan (2) dieleminasi
2,8606 = 0,02 N20 + 0,98 N23 x 0,02 89,1686 = 0,98 N20 + 0,02 N23 x 0,98 0,0572 = 0,0004 N20 + 0,0196 N23 87,3280 = 0,9604 N20 + 0,0196 N23 - 87,3280 = -0,96 N20 N20 = 96 , 0 87,3280 N20 = 90,9666 kmol/jam N23 = N16 - N20 = 87,3280 - 90,9666 = 0,9209 kmol/jam
Destilat keluar, N20 = 90,9666 kmol/jam
F20Furfural = 2% .F20 = 1,8293 kmol/jam = 174,6559 kg/jam F20Toluena = 0,98 % .F20 = 89,1473 kmol/jam = 8210,5515 kg/jam Total F20 = 8376,2075 kg/jam
Bottom, F23 = 1,0626 kmol/jam
F23Furfural = 0,98% .F23 = 1,0413 kmol/jam = 99,9654 kg/jam F23Toluena = 0,02 % .F23 = 0,0213 kmol/jam = 1,9551 kg/jam Total F23 = 88,3311 kg/jam
Penentuan titik gelembung (buble point) umpan :
Tekanan Uap ditentukan dengan rumus ln P (kPa) = A – B / (T + C) Data Bilangan Antoine :
K = Pa dengan : P = 1 atm P
Trial T = 114,732 °C (387,882 K)
Tabel A.4 Trial Titik Didih Umpan Masuk Kolom Distilasi
Komponen Yif Pi Ki Xif = Yif/Ki αif = Ki/Khk
Toluena 0,9676 113,7701 1,1228 0,8629 4,9053
Furfural 0,0324 23,1934 0,2289 0,1358 1,0000
total 1 0,9987
Oleh karena xi = yif/Ki= 1,0033 ≈ 1, maka bubble point umpan adalah 114,732 °C atau 387,882 K
Penentuan titik embun (dew point) distilat : Trial T = 113,3°C (386,45K)
Tabel A.5 Trial Titik Embun Distilat
Komponen Yid Pi Ki Yid/Ki αid
Toluena 0,98 109,3308 1,0790 0,9082 4,9546 Furfural 0,02 22,0665 0,2178 0,0918 1,0000 total 1 1,0001 Oleh karena i i K y d
= 1,0001 ≈ 1, maka dew point destilat adalah 113,3°C (386,45K)
Penentuan titik gelembung (bubble point) bottom : Trial T = 160,6°C (433,75K)
Tabel A.6 Trial Titik Gelembung Bottom
Komponen A B C
Toluena 13,932 3056,96 217,625 (kPa, oC) (Smith, dkk, 2005) Furfural 16,7802 5365,88 5,6168 (kPa,K) (Reklaitis,1983)
Komponen Xib Pi Ki Xib.Ki αib
Toluena 0,0200 347,1008 3,4256 0,0685 3,6045
Furfural 0,9800 96,2976 0,9504 0,9314 1,0000
total 1 0,9999
yi = Ki.Xib = 1
Oleh karena Ki.xi = 0,9999 ≈ 1, maka bubble point bottom adalah 160,6°C (433,75K)
Menghitung laju refluks distilat (R) :
Laju refluks distilat dihitung dengan menggunakan metode Underwood :
Φ α .x α q 1 i Fi i
Φ α .x α 1 R i Di i Dm (Geankoplis, 1997)Umpan masuk dalam keadaan jenuh (q = 0), maka 1 – q = 1 sehingga:
Φ α .x α q 1 i Fi i = 1 (Geankoplis,1997) Trial = 1,5325Tabel A.7 Penentuan nilai
komponen xi,f αi
Φ α .x α i Fi i =1 Toluena 0,8629 4,9053 1,2550 Furfural 0,1358 1,0000 -0,2550 total 0,9987 1,0000 komponen xi,d αi
Φ α .x α i Fi i Toluena 0,98 4,9546 1,4189 Furfural 0,02 1 -0,0376total 1,0000 1,3813
Φ α .x α 1 R i Di i Dm RDm + 1 = 1,3813 RDm = 0,3813 RD = 1,5 RDm (Geankoplis,1997) RD = 1,5 . 0,3813 RD = 0,5720 Refluks distilat : L = RD x D = 0,5720 x 90,9666 = 52,0297 kmol/jam Maka,Alur 21 , F21 = L :Total F21 = 52,0297 kmol/jam = 4790,8970 kg/jam
F21Furfural = 0,98% .F19 = 1,0406 kmol/jam = 99,8971 kg/jam F21Toluena = 0,02 % .F19 = 50,9891 kmol/jam = 4690,9999 kg/jam
F19 = F21 + F20 Total F19 = 52,0297 + 90,9666 = 142,9964 kmol/jam = 13.167,1044 kg/jam F19Furfural = 1,0406 + 1,8193 = 2,8599 kmol/jam = 274,5530 kg/jam F19Toluena = 50,9891 + 89,1473 = 140,1364 kmol/jam = 12.892,5514 kg/jam F17(Vd) = F19
Total F17 = 142,9964 kmol/jam = 13.167,1044 kg/jam F17Furfural = 2,8599 kmol/jam = 274,5530 kg/jam F17Toluena = 140,1364 kmol/jam = 12.892,5514 kg/jam
Menghitung laju bottom pada reboiler :
Vd = ((q-1) x F umpan) + Vb , dengan q = uap jenuh = 1
Vd = 0 + Vb Vb = Vd Vb = F17 Vb = 235,0255 kmol/jam Lb = Vb + B atau Lb = Ld + (q x F) dengan q = 0 Maka Lb = Ld Lb = 236,0881 kmol/jam F18 (Lb)
Total F18 = 236,0881 kmol/jam = 22.645,5707 kg/jam F18Furfural = 231,3663 kmol/jam = 22.211,1686 kg/jam F18Toluena = 4,7218 kmol/jam = 434,4021 kg/jam
F22 (Vb)
Total F22 = 235,0255 kmol/jam = 22.543,6502 kg/jam F22Furfural = 230,3250 kmol/jam = 22.111,2032 kg/jam F22Toluena = 4,7005 kmol/jam = 432,4470 kg/jam
9. FILTER PRESS
F 10 Lignin = 706,2500 kg/jam
F 10selulosa = 572,5000 kg/jam
F10abu = 50,0000 kg/jam
f 10asam sulfat = 12,5000 kg/jam F 10glukosa = 954,1667 kg/jam
F 10air = 93,4666 kg/jam
Diinginkan Glukosa, air dan Asam sulfat pada alur 26 hanya 5%dari umpan
F glukosa 26 = 5% F10glukosa
F asam sulfat 26 = 5% F 10asam sulfat Fair 24 = 5% F10air
F25 Lignin = F 10 Lignin = 706,2500 kg/jam F25selulosa = F 10selulosa = 572,5000 kg/jam
F25abu = F 10abu = 50,0000 kg/jam
f 25asam sulfat = F 10asam sulfat = 5,6250 kg/jam F25glukosa = F 10glukosa = 47,7083 kg/jam
F25air = 5 % .F 10air = 4,6733 kg/jam
F 26asam sulfat = F 10asam sulfat - F 25asam sulfat = 106,8750 kg/jam F 26glukosa = F 10glukosa - F 25glukosa = 906,4583 kg/jam F 26air = F 10air - F 25air = 88,7933 kg/jam
FILTER PRESS 10 26 25 Lignin A-Selulosa Abu Glukosa Asam Sulfat Air Glukosa Asam Sulfat Air Lignin A-Selulosa Abu Asam Sulfat Glukosa Air
10. FLASH DRUM I
Asumsi : F27Air = 70% F26Air
Neraca Total F26 = F27 + F28
Komponen pada alur 27, F27 :
F27Air = 88,7933kg / jam 100
70
= 62,1553 kg/jam
F27Asam Sulfat = F26Asam Sulfat = 106,8750 kg/jam F26asam sulfat = 106,8750 kg/jam
F26glukosa = 906,4583 kg/jam F26 air = 88,7933 kg/jam F27asam sulfat = 106,8750 kg/jam F27 air = 62,1553 kg/jam
F28 glukosa = 906,4583 kg/jam F28air = 26,6380 kg/jam Komponen pada alur 28, F28 :
F28Air = F26Air – F27Air = 88,7933 – 62,1553 = 26,6380 kg/jam F28Glukosa = F26Glukosa = 906,4583 kg/jam
FLASH DRUM 27 28 Glukosa Asam Sulfat air 26 Asam Sulfat air Glukosa Air
MIXING POINT 33 13 Toluena 34 Toluena Toluena 11. DRIFTLOSS POINT F33 + F32 = F20 F20Furfural = 174,6559 kg/jam F20Toluena = 8201,5515 kg/jam Total F20 = 8376,2075 kg/jam
F32 merupakan zat yang hilang dari F20 akibat penguapan dan driftloss. Asumsi kehilangan yang terjadi sebesar 2% dari F20 dimana 2% dari F20 adalah furfural.Sehingga alur F32 hanya terdiri dari furfural dan F33 hanya terdiri dari toluena. Maka, F32 = F20Furfural = 174,6559 kg/jam F32Furfural = 174,6559 kg/jam F33 = F20 – F32 = 8376,2075 kg/jam - 174,6559 kg/jam = 8201,5515 kg/jam F33Toluena = 8201,5515 kg/jam 12. MIXING POINT F33 + F34 = F13 F33Toluena = 8201,5515 kg/jam F13Toluena = 8203,5066 kg/jam
Maka, Toluena tambahan yang diperlukan, F34 adalah :
F34Toluena = F13Toluena - F33Toluena = 8203,5066 kg/jam - 8201,5515 kg/jam = 1,9551 kg/jam
Satuan Operasi : J/jam Temperatur Referensi : 250C
Perhitungan neraca panas menggunakan rumus sebagai berikut:
Perhitungan beban panas pada masing-masing alur masuk dan keluar. Q = H =
T Tref dT x Cp x n (Smith,Van Ness, 1975)Perhitungan Cpl (kkal/g0C) dengan menggunakan metode Chueh dan swanson dimana konstribusi gugusnya adalah:
Tabel LB.1 Kapasitas Panas Liquid
Gugus Harga -CH2- 7,26 -CH (ring) 4,4 -CH ( not ring) 5 -O- 8,4 -OH- 10,7 -C- 1,76 -C=O H 12,66 -CH2OH 17,5 (Sumber : Lyman, 1982) Perhitungan C
ps padatan (J/mol.K) dengan menggunakan metode Hurst dan Harrison, dimana nilai kontribusi unsur atom :
Tabel LB.2 Tabel Kontribusi Unsur Atom dengan Metode Hurst dan Harrison Unsur Atom Ei
C 10.89
H 7.56
O 13,42
(Sumber: Perry, 1999) Rumus metode Hurst dan Harrison :
CpS = Ei n i i
. 1 Dimana : CpS = Kapasitas panas padatan pada 298,15 K (J/mol.K) n = Jumlah unsur atom yang berbeda dalam senyawa N
i = Jumlah unsur atom i dalam senyawa
= Nilai dari kontribusi unsur atom i pada tabel LB.2 Ei Persamaan umum untuk menghitung kapasitas panas gas dengan
menggunakan metode Rihani dan Doraiswany, dimana kontribusi gugusnya adalah :
Tabel LB.3 Kapasitas Panas Gas Cpg T°K = a + bT + cT2 + dT3 [ J/mol K ]
Gugus a b x102 c x104 d x106 -CH2- 0,3945 2,1363 -0,1197 0,002596 -CH (ring) -3,5232 3,4158 -0,2816 0,008015 -O- 2,8461 -0,0100 0,0454 -0,002728 -OH- 6,5128 -0,1347 0,00414 -0,001623 -C=O H 3,5184 0,9437 0,0614 -0,006978 -C- -5,8307 4,4541 -0,4208 0,012630 (Sumber : Lyman, 1982)
Perhitungan Hvb (kkal/mol) dengan menggunakan metode Sastri, dimana kontribusi gugusnya adalah sebagai berikut :
Tabel LB.4 Panas Laten [ kkal/mol ] Gugus Hvo (kkal/mol)
-CH2- 1,68 -CH (ring) 1,44 -O- 2,9 -OH- 9,8 -C=O H 5,7 -C- -1,62 (Sumber : Lyman, 1982) (Sumber : Lyman, 1982) Hvb = Hvo n c b T T 1 (Sumber : Lyman, 1982)
Perhitungan panas penguapan
Q = n. Hvl (Smith,Van Ness, 1975)
Perhitungan Hfo(kkal/mol) dengan menggunakan metode Verma dan Doraiswamy, dimana kontribusi gugusnya adalah
Tb/Tc N >0,71 0,41
Tabel LB.5 Kapasitas Panas Penguapan Gugus Harga -CH2- -4,94 -CH -1,29 -C- 0,62 -O- -24,2 -OH- -43,8 -CHO- -29,71 (Sumber :Reid, 1977) Perhitungan ∆H f 0
(kkal/mol) dengan menggunakan metode Benson et al, dimana kontribusi gugusnya adalah:
Tabel LB.6 Tabel Kontribusi Gugus dengan Metode Benson et al Gugus ∆H -CH2- -20,64 -OH -208,04 -CH- 29,89 O || -CH 2,09 (Sumber: Perry, 1999)
Rumus metode Benson et al :
Hi n i i f
. 29 , 68 1 0 298 Dimana : 0 298 fn = jumlah grup atom yang berbeda dalam molekul N
i = jumlah grup atom i di dalam molekul
∆Hi = nilai dari kontribusi gugus atom pada tabel LB.6 Menghitung 0 298 f selulosa : Hi n i i f
. 29 , 68 1 0 298 0 298 f = 68,29 + 5.( -CH- ) + 3.( -OH- ) + 2.( -O- ) + 1. ( -CH 2- ) 0 298 f = 68,29 + 5.(29,89) + 3.(-208,04) + 2.(-132,22) + 1.(-20,64)] 0 298 f = 68,29 + 149,45 + -624,12 + -264,44 + -20,64 0 298 f = -691460 J/mol Menghitung 0f298 glukosa : Hi n i i f
. 29 , 68 1 0 298 0 298 f = 68,29 + 6.(-OH-) + 1(COH) + 4. (CH) + 1. (-CH2-) 0 298 f = 68,29 + 6.(-208,04) + 1.(2,09) + 4.(29,89) + 1.(-20,64) 0 298 f = 68,29 – 1248,24 + 2,09 + 119,56 – 20,64 0 298 f = -1078940 J/molPerhitungan panas reaksi Hr25oC Hf25oC (C5H8O4)n = -68061000 J/mol Hf25oC C5H10O5 = -879900 J/mol Hf25oC C5H4O2 = -240030 J/mol Hf25oC H2O = -242760 J/mol Reaksi I : (C5H8O4)n + n H2O C5H10O5 ; n = 130 Hr25oC =
tan 0 25 . 0 250 0 . reak C f i produk C f i
=
f C C O
f C
C H O
n 0f C H2O
25 4 8 5 0 25 5 10 5 0 250 1. 0 130. 0 . 130 =
130.
879900
J/mol
1.
68061000
130.
242760
J/mol= -14767200 J/mol Reaksi II : (C6H10O5)1000 + 1000 H2O 1000C6H12O6 Hr25oC =
tan 0 25 . 0 250 0 . reak C f i produk C f i
=
f C C O
f C
C H O
f C H2O
0 25 1000 5 10 6 0 25 6 12 6 0 250 1. 0 1000. 0 . 1000 =
1000.
1078940
J/mol
1.
691460
1000.
242760
J/mol = -835488540 J/molReaksi III : 130 C5H10O5 Asam 130 C5H4O2 + 390 H2O
Hr25oC =
tan 0 25 . 0 250 0 . reak C f i produk C f i
=
0
5 10 5
25 2 0 25 2 4 5 0 250 390. 0 130. 0 . 130f C C O f C O f C C H O =
130.
240030390
242760
J/mol
130.
879900
J/mol = 11493300 J/molNilai kapasitas panas (Cp) untuk masing-masing komponen : 1. Pentosan (C5H8O4)n
Cpl = 520 (- CH (ring)) + 130 (-CH(not ring)) +130(-O-) + 390 (-OH) = 8203 kal/mol0C = 26502 J/ mol0C Gugus A B x 10-2 C x 10-4 D x 10-6 390(-OH) 390(6,5218) 390(-0,1347) 390(0,0414) 390(-0,001623) 650(-CH=) 650(-3,5232) 650(3,4158) 650(-0,2816) 650(0,008015) 130(-O-) 130(2,8461) 130(-0,0100) 130(0,0454) 130(-0,002728) Total 476,85 1666,49 -123,84 3,2478 Cpg = 476,85 + 1666,49.10-2T-123,84.10-4T2 + 3,2478.10-6T3 Cpg = 18602,598 J/ mol0C 2. Pentosa (C5H10O5)
Cpl = 4(- CH (ring)) + 4(-OH) +1(-O-) + 1 (-CH2) Cpl = 319,452 J/mol0C
Gugus A B x 10-2 C x 10-4 D x 10-6 4 (-OH) 4(6,5218) 4(-0,1347) 4(0,0414) 4(-0,001623) 4 (-CH=) 4(-3,5232) 4(3,4158) 4(-0,2816) 4(0,008015) 1 (-O-) 1(2,8461) 1(-0,0100) 1(0,0454) 1(-0,002728) 4 (-CH2) 1(0,3945) 1(2,1363) 1(-0,1197) 1(0,002596) Total 15,199 15,2507 -1,0351 0,025436 Cpg = 15,199 + 15,2507.10-2T-1,0351.10-4T2 + 0,025436.10-6T3 Cpg = 218,93 J/mol0C 3. Selulosa
Cp = 6.∆Ec + 10.∆EH + 5.∆Eo
Cp = 6.(10,89)+ 10.(7,56)+ 5.(13,42) Cp = 65,34+ 75,6 + 67,1
Cp = 208,04 J/mol0K 4. Glukosa
Cp = 6.∆Ec + 12.∆EH + 6.∆Eo
Cp = 6.( 10,89) + 12.( 7,56) + 6.( 13,42) Cp = 299,775 kJ/mol.K
5. Furfural (C5H4O2)
Cpl = 162,238 J/mol0C (Reklaitis, hal 658) Cpg = 95,065 J/mol0C (Reklaitis, hal 642) 6. Asam Sulfat (H2SO4)
Cpl = 185,56 J/mol0C 7. Air (H2O)
Cpl = 74,878 J/mol0C (Reklaitis, hal 660) Cpg = 33,594 J/mol0C (Reklaitis, hal 644) 8. Abu (CaCO3)
Cp = 82,34 + 4,975.10-2 – 12,87.10-5 T2 J/mol0C (Himmelblau, 1996) 9. Lignin
Nilai panas laten penguapan/entalpi penguapan (Hvl) untuk komponen : 1. Pentosa (C5H10O5)
Hvl = 123,40 J/mol 2. Furfural (C5H4O2)
Hvl = 43124,2 J/mol (Reklaitis, hal 638) 3. Air (H2O)
Hvl = 40656,2 J/mol (Reklaitis, hal 640) 4. Asam Sulfat (H2SO4)
Hvl = 20983,5 J/mol (Perry, 1997)
Berat molekul komponen (gr/mol) Titik didih (0C)
Pentosa 150 153 Pentosan 132 143 Asam Sulfat 98 320 Furfural 96 161 Air 18 100 Toluena 92 110,64 Steam
Saturated steam pada 473,15 kPa 2000C, Hvl (2000) = 1938,6 kJ/kg (Reklaitis, 1983)
Air pendingin
H(28oC) = 117,3 kJ/kg (Reklaitis, 1983)
H(60oC) = 251,1 kJ/kg (Reklaitis, 1983)
LB.1 Heater I
Panas Alur masuk =
( ) ( ( )
1 r n s T H T H ns
=
(30) ( (25)
1 H H ns n s
=
NCpAsamSulfatdT
NCpAirdT
30N CpAbudT 25 30 25 30 25
N CpASelulosadT
30N CplignindT 25 30 25
N CpPentosandT 30 25Tabel LB.7 Perhitungan Panas Masuk pada Heater I
Komponen massa (kg) BM (kg/kmol) N (mol) ∫Cp dT Q(J/jam)
Pentosan 809,375 17160 47,16637529 132510 6250016,39 Asam sulfat 112,5 98 1147,959184 927,8 1065076,531 Air 1890,625 18 105034,7222 374,39 39323949,65 Lignin 706,25 1500 470,8333333 8500 4002083,333 A-Selulosa 1431,25 162000 8,834876543 87,26510067 770,976391 Abu 50 100,09 499,5504046 419,0286125 209325,9129 Total 50851222,8
Panas Alur Keluar =
( ) ( ( )
1 r n s T H T H ns
=
(100) ( (25)
1 H H ns n s
=
N CpAsamSulfatdT
NCpAirdT
100N CpAbudT 25 100 25 100 25 dT Cp N Pentosan
100 25
N CpASelulosadT
N CplignindT 100 25 100 25Tabel LB.8 Perhitungan Panas Keluar pada Heater I
Komponen massa (kg) BM (kg/kmol) N (mol) ∫Cp dT Q(J/jam)
Pentosan 809 17160 47,16637529 1987650 93750245,85 Asam sulfat 112,5 98 1147,959184 13917 15976147,96 Air 1891 18 105034,7222 5615,85 589859244,8 Lignin 706 1500 470,8333333 127500 60031250 A-Selulosa 1431,25 162000 8,834876543 1308,97651 11564,64586 Abu 50 100,09 499,5504046 6450,932813 3222566,097 Total 762851019,3
Banyak steam yang dibutuhkan adalah : m = Q Hvl = 711999796,5J/jam 1938600 J/kg = 367,2752kg/jam
Tabel LB.9 Neraca Panas Heater I
Komponen Masuk (J/jam) Komponen Keluar (J/jam)(J/jam)
Q5 50851222,8 Q6 762851019,3 Qsteam 711999796,5 - Total 762851019,3 Total 762851019,3 LB.2 Reaktor I (R-201) Reaksi I : (C5H8O4)130 + 130 H2O 130C5H10O5 r1 = 34,43 mol/jam Hr25oC = -14767200 J/mol r1Hr1 = -508456167 J/mol Reaksi II : (C6H10O5)1000 + 1000 H2O 1000C6H12O6 r2 = 5,3 mol/jam Hr25oC = -835488540 J/mol r2Hr2 = -4428862863J/mol
Panas Alur Masuk Reaktor I = Panas Alur Keluar Heater I = 762851019,3J/jam
Alur 7
Panas Alur Keluar (Q7) =
( ) ( ( )
1 r n s T H T H ns
=
(150) ( (25)
1 H H ns n s
150 100 100 25 150
150 143 143 25 15025 N CpPentosadT N CplPentosandT N.Hvl N CpgPentosan
dT Cp N dT Cp N dT Cp N dT Cp
N A Selulosa
Glukosa
lignin
Abu
150 25 150 25 150 25 150 25Tabel LB.10 Perhitungan Panas Keluar pada Reaktor I (R-201)
Komponen massa (kg) BM (kg/kmol) N (mol) ∫Cpl dT Hvl ∫Cpl dT Q(J/jam) Pentosan 218,5312 17160 12,73491841 3127236 29087,2 130218,186 41853836,42 Asam sulfat 112,5 98 1147,959184 23195 - - 26626913,27 Air 1714,6387 18 95257,70556 5615,85 40656,2 1679,7 4567773682 Lignin 706,25 1500 470,8333333 212500 - - 100052083,3 A-Selulosa 572,5 162000 3,533950617 2181,627517 - - 7709,76391 Abu 50 100,09 499,5504046 10980,75781 - - 5485442,008 Pentosa 671,4134 150 4476,089333 39931,5 - - 178736961,2 Glukosa 954,1667 180 5300,926111 3143613,674 - - 16664063810 Total 21584600439
Panas yang dibutuhkan :
Q = Q7 – Q6+ r1Hr1 + r2Hr2
= 21584600439 - 762851019,3+ (-508456167) + (-4428862863) = 15884430390 J/jam
Banyak steam yang dibutuhkan adalah : m = Q
Hvl
= 15884430390 J/jam 1938600 J/kg = 8193,7637 kg/jam
Tabel LB.11 Neraca Panas Reaktor I (R-201)
Komponen Masuk (J/jam) Komponen Keluar (J/jam)(J/jam)
Q6 762851019,3 Q7 21584600439
Qsteam 15884430390 r ∆Hr -4937319029
LB.3 Reaktor II (R-202)
Reaksi III : 130 C5H10O5 Asam 130 C5H4O2 + 390 H2O r3 = 2482,7 mol/jam
Hr25oC = 11493300 J/mol r3Hr3 = -28534415910 J/mol
Panas Alur Masuk Reaktor II = Panas Alur Keluar Reaktor I = 21584600439 J/jam
Alur 8
Panas Alur Keluar (Q8) =
( ) ( ( )
1 r n s T H T H ns
=
(150) ( (25)
1 H H ns n s
150 25 150 100 100 25 15025 NCpAsamSukfatdT N CplAirdT N.Hvl N CpgAir NCpfurfural
150143 143
25 150
25 NCpPentosadT N CplPentosandT N.Hvl NCpgPentosan
dT Cp N dT Cp N dT Cp N dT Cp
N A Selulosa
Glukosa
lignin
Abu
150 25 150 25 150 25 150 25Tabel LB.12 Perhitungan Panas Keluar pada Reaktor I (R-201)
Komponen massa (kg) BM (kg/kmol) N (mol) ∫Cpl dT Hvl ∫Cpg dT Q(J/jam) Pentosan 218,5313 17160 12,73492424 3127236 29087,2 130218,186 41853855,57 Asam sulfat 112,5 98 1147,959184 23195 - - 26626913,27 Air 1869,3324 18 103851,8 5615,85 40656,2 1679,7 4979875551 Lignin 706,25 1500 470,8333333 212500 - - 100052083,3 A-Selulosa 572,5 162000 3,533950617 2181,627517 - - 7709,76391 Abu 50 100.09 499,5504046 10980,75781 - - 5485442,008 Pentosa 241,7088 150 1611,392 39931,5 - - 64345299,65 Glukosa 954,1667 180 5300,926111 3143613,674 - - 16664063810 Furfural 275,0109 96 2864,696875 20279,75 - - 58095336,45 Total 21940406001
Panas yang dibutuhkan : Q = Q8 – Q7+ r3Hr3
= 21940406001- 21584600439 + (-28534415910) = 28178610348 J/jam
Banyak steam yang dibutuhkan adalah : m = Q
Hvl
= 28178610348 J/jam 1938600 J/kg = 14535,5465 kg/jam
Tabel LB.13 Neraca Panas Reaktor II (R-202)
Komponen Masuk (J/jam) Komponen Keluar (J/jam)(J/jam)
Q6 21584600439 Q7 21940406001
Qsteam 28178610348 r ∆Hr 28534415910
Total 6594009909 Total 6594009909
LB.4 Vaporizer (V-301)
Panas Masuk Vaporizer = Panas Keluar Reaktor II = 21940406001 J/jam
Panas Keluar Vaporizer = Panas Alur 9 + Panas Alur 10 Alur 9 Panas Alur 9 (Q9) =
( ) ( ( )
1 r n s T H T H ns
=
(170) ( (25)
1 H H ns n s
170 25 170 25 170 25 170Tabel LB.14 Perhitungan Panas Keluar Alur 9 pada Vaporizer (V-301) Komponen massa (kg) BM (kg/kmol) N (mol) ∫Cpl dT Hvl ∫Cpg dT Q(J/jam) Pentosan 219 17160 13 3127236 29087,2 502270,146 46591909,1 Air 1776 18 98659 5615,85 40656,2 2351,58 4797168707 Pentosa 242 150 1611,392 43499,77884 123,4 839,42395 71646682,43 Furfural 275 96 2865 13894,06232 43124,2 8438,923887 187514996,8 Total 5102922295 Alur 10 Panas Alur 10 (Q10) =
( ) ( ( )
1 r n s T H T H ns
=
(170) ( (25)
1 H H ns n s
170 25 170 25 170 25 17025 N CpAsamSulfatdT NCpSelulosadT NCpGlukosa N CpLignin dT Cp N Abu
170 25Tabel LB.15 Perhitungan Panas Keluar Alur 10 pada Vaporizer (V-301)
Komponen massa (kg) BM (kg/kmol) N (mol) ∫Cpl dT Q(J/jam)
Asam Sulfat 112,5 98 995 27314,432 27175072,65 Lignin 706 1500 470,8333333 250240 117821333,3 A-Selulosa 573 162000 3 2569,084564 7868 Abu 50 100.09 499,5504046 13060,902 6524578,881 Glukosa 954 180 4594 3701919,463 17007119831 Total 17158648684
Panas yang dibutuhkan : Q = Q9 + Q10- Q8
= 5102922295 + 17158648684 – 21940406001 = 321164978 J/jam
Banyak steam yang dibutuhkan adalah : m = Q
Hvl
= 321164978 J/jam 1938600 J/kg = 165,6685kg/jam
Tabel LB.16 Neraca Panas pada Vaporizer (V-301)
Komponen Masuk (J/jam) Komponen Keluar (J/jam)(J/jam)
Q8 21940406001 Q9 5102922295
Qsteam 321164978 Q10 17158648684
LB.5 Kondensor Subcooler
Panas Masuk Kondensor Subcooler = Panas Keluar Vaporizer Alur 9 = 5102922295J/jam Panas Alur 11 (Q11) =
( ) ( ( )
1 r n s T H T H ns
=
(90) ( (25)
1 H H ns n s
90 25 90 25 90 25 9025N CpFurfuraldT NCpAirdT N CpPentosandT N CpPentosadT
Tabel LB.17 Perhitungan Panas Keluar Alur 11 pada Kondensor Subcooler
Panas yang dilepaskan : Qc = Qout - Qin
= 4559875609– 5102922295 = -543046685,9J/jam
Jumlah air pendingin yang diperlukan (m) = Q/ λ =
kg J jam J / 133800 / 9 543046685, = 4058,644 kg/jam Tabel LB.18 Neraca Panas pada Kondensor Subcooler
Komponen Masuk (J/jam) Komponen Keluar (J/jam)(J/jam)
Q9 5102922295 Q11 4559875609 - Air Pendingin 543046685,9 Total 5102922295 Total 5102922295 Komponen Massa (kg) BM (kg/kmol) N (mol) ∫Cpl dT Hvl ∫Cpg dT Q(J/jam) Pentosan 219 17160 13 3127236 29087,2 -985937,694 27639695 Air 1776 18 98,659 5615,85 40656,2 -335,94 4532020119 Pentosa 242 150 1,611 43499,77884 123,4 -6765,77605 59391,724 Furfural 275 96 3 13894,06232 43124,2 -2421,287753 156403,7824 Total 4559875609
LB.6 Cooler I
Panas Masuk Cooler I = Panas Keluar Kondensor Subcooler = 4559875609 J/jam Panas Alur 12 (Q12) =
( ) ( ( )
1 r n s T H T H ns
=
(30) ( (25)
1 H H ns n s
30 25 30 25 30 25 3025N CpFurfuraldT NCpAirdT N CpPentosandT N CpPentosadT
Tabel LB.19 Perhitungan Panas Keluar Alur 12 pada Cooler I
Komponen massa (kg) BM (kg/kmol) N (mol) ∫Cpl dT Q(J/jam)
Pentosan 219 17160 13 132510 1687504,811 Air 1776 18 98659 374,39 36937019,97 Pentosa 242 150 1,611392 1597,26 2573,811986 Furfural 275 96 3 811,19 2323,813458 Total 38629422,4 Qc = Qout - Qin = 38629422,4 - 4559875609 = -4521246187J/jam
Jumlah air pendingin yang diperlukan (m) = Q/ λ =
kg J jam J / 133800 / 4521246187 = 33791,077 kg/jam Tabel LB.20 Neraca Panas pada Cooler I
Komponen Masuk (J/jam) Komponen Keluar (J/jam)(J/jam)
Q11 4559875609 Q12 38629422
- Air Pendingin 4521246187
LB.7 Heater II
Panas Alur Masuk (Q15) =
( ) ( ( )
1 r n s T H T H ns
=
(30) ( (25)
1 H H ns n s
dT Cp N dT Cp N Furfural
Toluena
30 25 30 25Tabel LB.21 Perhitungan Panas Masuk Alur 15 pada Heater II
Komponen massa (kg) BM (kg/kmol) N (mol) ∫Cpl dT Q(J/jam)
Furfural 274,6213 96 2860,638542 811,19 2320521,379 Toluena 8203,5066 92,13 89042,72875 118,7778673 10576305,42
Total 12896826,8
Panas Alur Keluar (Q15) =
( ) ( ( )
1 r n s T H T H ns
=
(114,732) ( (25)
1 H H ns n s
N CpFurfuraldT
114,732N CpToluenadT 25 732 , 114 25Tabel LB.22 Perhitungan Panas Keluar Alur 16 pada Heater II
Komponen Massa (kg) BM (kg/kmol) N (mol) ∫Cpl dT Q(J/jam)
Furfural 274,6213 96 2860,638542 14557,94022 41645004,87 Toluena 8203,5066 92,13 89042,72875 4998,853851 445111587,5
Total 486756592,4
Panas yang dibutuhkan : Q = Q16- Q15
= 486756592,4 - 12896826,8 = 473859765,6 J/jam
Banyak steam yang dibutuhkan adalah : m = Q
Hvl
= 473859765,6 J/jam 1938600 J/kg = 244,434 kg/jam
Tabel LB.23 Neraca Panas pada Heater II
Komponen Masuk (J/jam) Komponen Keluar (J/jam)(J/jam)
Q15 12896826,8 Q16 486756592,4
Qsteam 473859765,6 -
Total 486756592,4 Total 486756592,4
LB.8 KOLOM DESTILASI (T-301)
Untuk mengetahui suhu pada destilat, maka perlu perhitungan suhu umpan masuk sampai syarat Σ Ki.Xi = 1 terpenuhi. Hal ini telah dilakukan pada LAMPIRAN A. Oleh karena xi = yif/Ki= 1,0033 ≈ 1, maka suhu umpan adalah 114,732 °C atau 387,882 K dan titik embun (dew point) distilat adalah 113,3°C (386,45K). Oleh karena
i i
K y d
= 1,0001 ≈ 1, maka dew point destilat adalah 113,3°C (386,45K). Maka, suhu destilat (D) adalah 113,3°C dan suhu Ld 113,3°C.
Neraca keseluruhan untuk sistem adalah : FHF + qr = DHD + BHB + qc
FHF = Panas Keluar Heater II = 486756592,4 J/jam
Menghitung DHD dan qc Panas masuk N Cp dT H Cp(g) dT 732 , 114 BP VL (l) BP 25 Lb senyawa
Tabel LB.24 Perhitungan Panas Masuk Kondensor (E-302)
Komponen Vd (Alur 17) BM (kg/kmol) N (mol) ∫Cpl dT Hvl ∫Cpg dT Q(J/jam) Furfural 276,3956 96 2879,1208 22177,9346 43124,2 -4465,01292 175157424,5 Toluena 12979,076 92,13 140877,8465 4640,15263 33460,5 551,9140856 575942242,2 Total 751099666,7
Panas keluar
N
CpldT H
CpgdT
N
CpldT H
CpgdT 3 , 113 BP VL BP 25 D senyawa 3 , 113 BP VL BP 25 Ld senyawaTabel LB.25 Perhitungan Panas Keluar Kondensor (Ld)
Komponen Ld (Alur 21) BM (kg/kmol) N (mol) ∫Cpl dT Hvl ∫Cpg dT Q(J/jam) Furfural 101,7397 96 1059,7885 22177,9346 43124,2 -4601,146 64330212,19 Toluena 4777,5245 92,13 51856,3388 4640,15263 33460,5 360,0219206 259290745,9 Total 323620958,1
Tabel LB.26 Perhitungan Panas Keluar Kondensor (DHD)
Komponen D (Alur 20) BM (kg/kmol) N (mol) ∫Cpl dT Hvl ∫Cpg dT Q Q(J/jam) (J/jam) Furfural 174,6559 96 1819,332292 22177,9346 43124,3 -4601,146 110435268,7 Toluena 8201,5515 92,13 89021,50765 4640,15263 33460,5 360,0219206 445123077 Total 555558345,7 Qin = Vd CpdT = 751099666,7J/jam Qout = Ld CpdT + D CpdT = 879179303,8 J/jam Panas yang dilepaskan :
Qc = Qout – Qin
= (879179303,8 –751099666,7) kJ/jam = 128079637,1 J/jam
Menghitung BHB dan qr
Untuk mengetahui suhu pada B, maka perlu perhitungan trial bubble point sampai syarat Σ Ki.Xi = 1 terpenuhi. Hal ini telah dilakukan pada LAMPIRAN A. Maka titik gelembung (bubble point) bottom adalah 160,6°C (433,75K). Oleh karena Ki.xi = 0,9999 ≈ 1, maka bubble point bottom adalah 160,6°C (433,75K)
Maka, suhu vapor bottom (Vb) adalah 160,60C BHB N CpldT H CpgdT 6 , 160 BP VL BP 25 B
Tabel LB.27 Panas Perhitungan Panas Keluar Reboiler (BHB)
Komponen B (Alur 23) BM (kg/kmol) N (mol) ∫Cpl dT Hvl ∫Cpg dT Q(J/jam) Furfural 99,9654 96 1041,30625 22177,9346 43124,3 -104,5715 67890734,07 Toluena 1,9551 92,13 21,22110062 4640,15263 33460,5 7036,674296 247795,1191 Total 68138529,19
FHF + qr = DHD + BHB + qc
486756592,4 + qr = 555558345,7 + 68138529,19 +128079637,1 qr = 8860645,366 J/jam
Tabel LB.23 Neraca Panas pada Kolom Destilasi
Komponen Masuk (J/jam) Komponen Keluar (J/jam)(J/jam)
FHF 486756592,4 DHD 555558345,7 qr 8860645,366 BHB 68138529,19 - qc 128079637,8 Total 495617237 Total 495617237 LB.9 Cooler II
Panas Masuk Cooler II = Panas Keluar Reboiler = 68138529,19J/jam Panas Alur 24 (Q24) =
( ) ( ( )
1 r n s T H T H ns
=
(30) ( (25)
1 H H ns n s
dT Cp N dT Cp N Furfural
Toluena
30 25 30 25Tabel LB.24 Perhitungan Panas Keluar Alur 24 pada Kondensor II
Komponen massa (kg) BM
(kg/kmol)
N (mol) ∫Cpl dT Q(J/jam)Q(J/jam)
Furfural 99,9654 96 1041,30625 811,19 844697,2169 Toluena 1,9551 92,13 21,22110062 118,7778673 2520,597074 Total 847217,814 Qc = Qout - Qin = 847217,814 - 68138529,19 = -67291311,38 J/jam
Jumlah air pendingin yang diperlukan (m) = Q/ λ = kg J jam J / 133800 / 8 67291311,3 = 502,924 kg/jam Tabel LB.20 Neraca Panas pada Kondensor II
Komponen Masuk (J/jam) Komponen Keluar (J/jam)(J/jam)
Q23 68138529,19 Q24 847218
- Air Pendingin 67291311,38
LAMPIRAN C
PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN
LC.1 Gudang Tandan Kosong Kelapa Sawit (G-101)
Fungsi : Menyimpan bahan baku Tandan Kosong Kelapa Sawit Bentuk : Prisma siku-siku dengan tutup limas sisi empat
Bahan : Beton
Jumlah : 1 unit
Lama penyimpanan : 7 hari Kondisi operasi :
- Temperatur (T) = 30oC - Tekanan (P) = 1 atm
Densitas Tandan Kosong Kelapa Sawit : 380 kg/m3
Laju alir massa : 75.000 kg/hari
Faktor kelonggaran : 20% (Perry dan Green, 1999)
Volume Gudang
Total massa bahan dalam gudang = 75.000 kg/hari x 7 hari = 525.000 kg
Volume bahan dalam gudang = 3
kg/m 380 kg 000 . 525 = 1381,5789 m3 Volume Gudang, Vg = (1+0,2) x 1381,5789 m3 = 1657,8947 m3 Gudang direncanakan berukuran : panjang (p) = lebar (l) = 2 x tinggi (t)
Volume gudang (V) = 2 t x 2t x t Tinggi gudang (t) = 3 4 V = 3 3 4 1657,8947 m = 7,4559 m Panjang gudang (p) = lebar gudang (l) = 2 x 7,4559 = 14,9118 m
LC.2 Tangki Penyimpanan H2SO4 (TK-101)
Fungsi : Untuk menyimpan larutan asam sulfat untuk kebutuhan 10 hari Bentuk : Tangki silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal Bahan : Carbon steel, SA – 285 Grade. C
Jumlah : 1 unit
Lama Penyimpanan : 10 hari Kondisi Operasi :
- Temperatur (T) = 30 0C - Tekanan ( P) = 1 atm
A. Volume Tangki
Kebutuhan larutan Asam Sulfat per jam = 312,5000 kg/jam
Total massa bahan dalam tangki = 312,5000 kg/jam×24 jam/hari×10 hari = 75.000 kg
Densitas Bahan dalam tangki = 1840 kg/m3 Total volume bahan dalam tangki =
3 kg/m 1840 kg 000 . 5 7 = 40,7609 m3
Faktor kelonggaran = 20 % (Perry dan Green, 1999) Volume tangki, VT = (1 + 0,2) x 40,7609 m3
= 1,2 x 40,7609 m3 = 48,9130 m3
Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (Hs : Dt) = 3 : 2 Volume silinder (Vs) = 4 1 Dt2 Hs (Hs : Dt = 3 : 2) Vs = 8 3 Dt3
Tinggi head (Hh) = 1/6 D (Brownell dan Young, 1959) Volume tutup (Vh) ellipsoidal = /4 D2Hh
= /4 D2(1/6 D) = /24 D3
Vt = Vs + Vh (Brownell dan Young, 1959) Vt = (3/8 D3)+ (/24 D3) Vt = 10/24 D3 m 3,3438 10 48,9130 24 10 Vt 24 (D) tangki Diameter 3 3 = 131,6438 in Tinggi silinder (Hs) = 3/2 D = 3/2 3,3438 m = 5,0156 m = 197,4657 in
Tinggi tutup ellipsoidal (Hh) = 1/6 D = 1/63,3438 m = 0,5573 m = 21,9406 in Tinggi Tangki (HT) = Hs + Hh = 5,5729 m = 219,4063 in
B. Tekanan Desain
Tinggi bahan dalam tangki Volume tangki = 10/24 D3
= 10/24 (3,3438 m) 3 = 48,9130 m3
Tinggi tangki = 5,5729 m Tinggi bahan dalam tangki =
tangki volume tangki tinggi tangki dalam bahan volume = 48,9130 5729 , 5 40,7609 = 4,6441 m
Tekanan hidrostatis = Densitas bahan g tinggi cairan dalam tangki = 1840 9,8 4,6441
= 83.742,6749 Pa = 12,1459 psia
Tekanan operasi = 101,325 kPa = 14,696 psia Faktor keamanan untuk tekanan = 5 %
P desain = (1 + 0,2) (12,1459 + 14,696) = 28,1840 psia
C. Tebal dinding tangki (bagian silinder)
- Faktor korosi (C) : 0,0042 in/tahun (Chuse dan Eber,1954) - Allowable working stress (S) : 12.650 lb/in2 (Brownell dan Young, 1959) - Efisiensi sambungan (E) : 0,8
- Umur alat (A) direncanakan : 10 tahun
) A C ( 0,6P SE R P (d) silinder Tebal
(Peters dan Timmerhaus, 2004)
dimana : d = tebal dinding tangki bagian silinder (in) P = tekanan desain (psi)
R = jari-jari dalam tangki (in) = D/2 S = stress yang diizinkan
E = efisiensi pengelasan
in 0,2256 10 0042 , 0 28,1840 6 , 0 80 , 0 650 . 12 /2 6438 , 31 1 28,1840 d Dipilih tebal silinder standar = 1/4 in
D. Tebal dinding head (tutup tangki)
- Faktor korosi (C) : 0,0042 in/tahun (Chuse dan Eber, 1954) - Allowable working stress (S) : 12.650 lb/in2 (Brownell dan Young, 1959) - Efisiensi sambungan (E) : 0,8
- Umur alat (A) direncanakan :10 tahun
- (C A) 0,2P 2SE Di P (dh) head Tebal
(Peters dan Timmerhaus, 2004)
dimana : dh = tebal dinding head (tutup tangki) (in) P = tekanan desain (psi)
Di = diameter tangki (in) S = stress yang diizinkan E = efisiensi pengelasan
in 0,2254 10 0042 , 0 28,1840 2 , 0 8 , 0 12650 2 6438 , 131 28,1840 dh Dipilih tebal head standar = 1/4 in
LC. 3 Bucket Elevator
Fungsi : Transportasi tandan kosong kelapa sawit dari Crusher (CR-101) menuju mixer (M-101)
Bahan konstruksi : Baja karbon Jumlah : 1 unit
Bahan masuk (tandan kosong kelapa sawit) = 3125 kg/jam Densitas tandan koson kelapa sawit = 380 kg/m3
Direncanakan dalam 1 proses cukup ditempuh 1/12 jam kerja (5 menit)
Laju volumetric elevator =
menit jam x m kg jam kg / ft 2 , 16 1 / m 4 , 97 1 12 1 2 / 380 / 3125 3 3 3 Gross turning = RT = ML+C M = Berat material yang dibawa = 116,2 ft3/jam
L = Panjang Bucket Elevator = 10 m = 32,808 ft C = Faktor Material = 2
RT = (116,2)(32,808) = 3813,175 HP = Grossturningxkec fpm x 23,11hp 33000 200 175 , 3813 33000 ) ( LC.4 Crusher (CR-101)
Fungsi : Mengecilkan ukuran tandan kosong kelapa sawit sebelum masuk kedalam tangki pencampur
Jenis : Rotary Knife
Bahan Konstruksi : Baja karbon
Jumlah : 1 unit
Asumsi diameter awal umpan (tandan kosong kelapa sawit) = 2000µm Diameter proses akhir setelah proses = 100 µm
Dari persamaan 12.3 (Walas 1988)
i
i d d
W
W 10 1/ 1/
Dimana : di = diameter awal umpan d = diameter akhir umpan Wi = tegangan dari material
Berdasarkan Tabel 12.2 (Walas 1988) dipilih untuk semua material Wi = 13,81
Maka W 10x13,81
1/ 1001/ 2000
= 10,7220 hpLC.5 Pompa Asam Sulfat (P – 101)
Fungsi : Memompa asam sulfat menuju mixer pengenceran (M-101). Jenis : Pompa Sentrifugal
Jumlah : 1 unit
Bahan konstruksi : Commercial Steel Kondisi operasi :
Temperatur cairan = 30C = 303,15 K Tekanan = 1 atm = 101,3250 kPa
Densitas () = 1.840 kg/m3 = 114,8672 lbm/ft3 Viskositas () = 16,7000 cP = 1,1222.10-2 lbm/fts Laju alir volume, Q = = 0,0005 ft3/s
Desain pompa: Di,opt = 3 (Q) 0,36 (µ)0,18 (Timmerhaus,1991) = 3,9 (0,0005 ft3/s )0,45 (1,1222.10-2 lbm/ft3)0,13 = 0,0879 in
Dari Appendiks A.5 – 1 Geankoplis, 1997, dipilih pipa commercial steel: Ukuran nominal : 0,125 in
Schedule number : 40
Diameter Dalam (ID) : 0,2690 in = 0,0224 ft = 0,0068 m Diameter Luar (OD) : 0,4050 in = 0,0338 ft
Inside sectional area : 0,0004 ft2
Kecepatan linear, v = Q/A = = 1,2995 ft/s Bilangan Reynold : NRe = v D = = 298.170 (laminar)
maka harga f = = 0,0537 (Geankoplis,1997) Friction loss :
1 Sharp edge entrance= hc = 0,5
c g v A A . 2 1 2 1 2 = 0,5(1 – 0) x = 0,0131 ft.lbf/lbm 2 elbow 90° = hf = n.Kf. c g v . 2 2 = 3(0,75) x = 0,0590 ft.lbf/lbm 1 check valve = hf = n.Kf. c g v . 2 2 = 1(2,0) x = 0,0525 ft.lbf/lbm Pipa lurus 20 ft = Ff = 4f c g D v L . 2 . . 2 0,0597 lbm/s 114,8672 lbm/ft3 0,0597 ft3/s 0,0004 ft2 (114,8672)( 0,7220 )( 0,0068) 1,1222.10-2 1,29952 2(1)(32,174) 1,29952 2(32,174) 1,29952 2(32,174) 20 x 1,29952 16 298.170
= 4(0,0537) x = 5,0258 ft.lbf/lbm
1 Sharp edge exit = hex =
c g v A A . . 2 1 2 2 2 1 = (1 – 0) x = 0,0262 ft.lbf/lbm Total friction loss : F = 5,1767 ft.lbf/lbm Dari persamaan Bernoulli :
0 2 1 2 1 1 2 2 1 2 2 v g z z P P F Ws v (Geankoplis,1997) dimana : v1 = v2 P1 = P2 Z = 20 ft Ws = 0 + (20 ft) + 0 + 1,0079 ft.lbf/lbm Ws = -25,1767 lbf/lbm Effisiensi pompa, = 75 % Ws = x Wp 25,1767 = 0,75 x Wp Wp = 33,5689 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp = lbm/s x 33,5689 ft.lbf/lbm x = 0,0036 hpMaka dipilih pompa dengan daya motor = 1/8 hp
LC.6 Tangki pencampur H2SO4 dan air proses (M-101)
Fungsi : Mengencerkan asam sulfat 36% menjadi asam sulfat 6% Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-283 Grade C
Bentuk : tangki silinder vertikal berpengaduk marine propeller tiga daun dengan tutup berbentuk ellipsoidal.
Jumlah : 1 unit
Lama pencampuran : 15 menit = ¼ jam Kondisi operasi : Tekanan = 1 atm 1,29952 2(1)(32,174) 32,174 ft/s2 32,174 ft.lbm/lbf.s2 97,5000 (0,45359)(3600) 1 hp 550 ft.lbf/lbm
Temperatur = 300C
Laju alir massa total = 1.875,0000 kg/jam
Densitas Bahan = 1.028,1627 kg/m3 = 64,1882 lbm/ft3
Perhitungan :
Kapasitas tangki, Vt, dengan kebutuhan perancangan 1/4 jam. Vt = x t = x 1/4 jam = 0,4559 m3 Faktor kelonggaran = 20%
Vt = 1,2 0,4559 m3 = 0,5471 m3 = 547,0924 liter Diameter tangki, Dt
Tinggi silinder : Diameter (Hs : D) = 1 : 1 Tinggi head : Diameter (Hh : D) = 1 : 4
Vt = Vsilinder = ¼ Dt2 H, dimana H = D, maka: Dt = 3 4Vt
= (4 x 0,5471 m3/π)1/3 = 0,8866 m = 34,9056 in r = ½ Dt = ½ × 0,8866 m
= 0,4433 m = 17,4528 in Volume ellipsoidal head:
Ve = x Dt3 = x (0,8866m)3 = 0,0912m3 Tinggi silinder, Hs
Hs = Dt = 0,8866 m
Tinggi ellipsoidal head, Hh = ¼ Dt Hh = ¼ 0,8866 m = 0,2217 m Tinggi total tangki :
Ht = Hs + Hh
= 0,8866 m + 0,2217 m = 1,1083 m Tinggi cairan (Hc) :
Hc = (1 – 0,2)Hs = 0,8(0,8866) = 0,7093 m Tekanan desain (Pdesain) :
Po = 14,6960 psia Phidrostatis = ρgHc = (1.028,1627 kg/m 3 )×(9,8 m/s2)×( 0,7093 m) = 7.146,7445 N/m2 = 1,0365 psia FT ρc 1.875,0000 kg/jam 1.028,1627 kg/m3 π 24 π 24
Poperasi = Po + P = 14,6960 psia + 1,0365 psia = 15,7325 psia Pdesain = (1+fk)×Poperasi = (1 + 0,2) ×15,7325 psia = 18,8790 psia
Untuk bahan konstruksi Carbon steel, SA – 283, Gr. C: S = 12.650 psia E = 0,8 C = 0,05 in/tahun n = 10 tahun A = 0,5 in (Timmerhaus, 1991, hal. 538) Tebal dinding tangki, tt
Untuk cylindrical shells:
) A C ( 0,6P SE R P (d) silinder Tebal (Timmerhaus, 1991, hal. 537) = + (0,05 x 10) = 0,0746 in Tebal ellipsoidal head, te
) A C ( 0,2P 2SE Di P (dh) head Tebal (Timmerhaus, 1991, hal. 537) dimana : P = 18,8790 psia D = 34,9056 in Sehingga: dh= + (0,05 x 10) = 0,5306 in
Dari Brownell & Young (1959), dipilih tebal tangki 3/4 in. Tutup terbuat dari bahan yang sama dan tebal yang sama dengan dinding tangki. 18,8790 x 17,4528
12.650 x 0,85 – 0,6 x 18,8790
18,8790 x 34,9056 2 x 12.650 x 0,85 – 0,2 x 18,8790
Pengaduk
Jenis : Marine propeller tiga daun Kecepatan putaran (N) = 120 rpm = 2 rps
Efisiensi motor = 80 %
Pengaduk didesain dengan standar sebagai berikut :
Da : Dt = 1 : 3 (McCabe, 1994, Hal.235) W : Da = 1: 5 (McCabe, 1994, Hal.235) E : Da = 1: 1 (McCabe, 1994, Hal.235) Jadi:
Diameter impeller (Da) = 1/3 Dt = 1/3 0,8866 m = 0,2955 m = 0,9694 ft Lebar daun impeller (W) = 1/5 Da = 1/5 0,2955 m = 0,0591 m
Tinggi pengaduk dari dasar (E) = Da = 0,2955 ft
Viskositas = 9,2083 cP = 9,2 x 10-3 kg/m.s. Daya untuk pengaduk
Bilangan Reynold ( NRe)
NRe = = = 30.231.477,8943
Karena NRe >10.000, maka daya tidak bergantung pada bilangan Reynolds. Dari Tabel 9.2. (McCabe, 1994), untuk pengaduk jenis impeller, diperoleh kT = 0,32.
c 5 3 T g Da N k P (McCabe, 1994) = = 4,3754 ft.lbf/s = 0,0080 hp Daya motor (Pm) = = = 0,0099 hp Dipakai motor dengan daya 1/8 hp
LC.7 Pompa mixer (P – 102)
Fungsi : Memompa larutan asam sulfat dari mixer pengenceran (M-101) menuju mixer (M-102)
Jenis : Pompa Sentrifugal Jumlah : 1 unit N x Da2 x ρ µ 2 s-1 x (0,2955 m)2 x 1.875,0000 kg/m3 9,2.10-3 kg/m.s 0,32 x (2 s-1)2 x (0,9694 ft)5 x 64,1882 lbm/ft3 32,147 lbm.ft/lbf.s2 P 0,8 0,0080 0,8
Bahan konstruksi : Commercial Steel Kondisi operasi :
Temperatur cairan = 30C = 303,1500 K Tekanan = 1 atm = 101,3250 kPa
Laju alir massa (F) = 1.875,0000 kg/jam = 1,1482 lbm/s Densitas () = 1050,4000 kg/m3 = 65,5742 lbm/ft3 Viskositas () = 9,2425 cP = 0,0062 lbm/fts
Laju alir volume, Q = = 0,0175 ft3/s Desain pompa:
Di,opt = 3,9 (Q)0,45 ()0,13 (Timmerhaus,1991) = 3,9 (0,0175 ft3/s )0,45 (65,5742 lbm/ft3)0,13
= 1,0882 in
Dari Appendiks A.5 – 1 Geankoplis, 1997, dipilih pipa commercial steel: Ukuran nominal : 1,25 in
Schedule number : 40
Diameter Dalam (ID) : 1,3800 in = 0,1150 ft = 0,0351 m Diameter Luar (OD) : 1,6600 in = 0,1383 ft
Inside sectional area : 0,0104 ft2
Kecepatan linear, v = Q/A = = 1,6837 ft/s
Bilangan Reynold : NRe = v D = = 2.044,3000 (Turbulen)
Untuk pipa commercial steel diperoleh harga = 0,000046 (Geankoplis,1997) Pada NRe = 2.044,3000 dan /D = m m 0,0351 000046 , 0 = 0,0013 maka harga f = 0,0025 (Geankoplis,1997)
1,1482 lbm/s 65,5742 lbm/ft3 0,0175 ft3/s 0,0104 ft2 (1,0504)( 1,6837 )( 0,1150) 9,2425
Friction loss :
1 Sharp edge entrance= hc = 0,5
c g v A A . 2 1 2 1 2 = 0,5(1 – 0) x = 0,0220 ft.lbf/lbm 2 elbow 90° = hf = n.Kf. c g v . 2 2 = 3(0,75) x = 0,0991 ft.lbf/lbm 1 check valve = hf = n.Kf. c g v . 2 2 = 1(2,0) x = 0,0881 ft.lbf/lbm Pipa lurus 40 ft = Ff = 4f c g D v L . 2 . . 2 = 4(0,0025) x = 0,1915 ft.lbf/lbm
1 Sharp edge exit = hex =
c g v A A . . 2 1 2 2 2 1 = (1 – 0) x = 0,0441 ft.lbf/lbm Total friction loss : F = 0,4449 ft.lbf/lbm Dari persamaan Bernoulli :
0 2 1 2 1 1 2 2 1 2 2 v g z z P P F Ws v (Geankoplis,1997) dimana : v1 = v2 P1 = P2 Z = 75 ft Ws = 0 + (50 ft) + 0 + 0,4449 ft.lbf/lbm Ws = -75,4449 lbf/lbm Effisiensi pompa, = 75 % Ws = x Wp 75,4449 = 0,75 x Wp Wp = 100,5932 ft.lbf/lbm 1,6837 2 2(1)(32,174) 1,6837 2 2(32,174) 1,6837 2 2(32,174) 75 x 1,6837 2 (0,1150)(2)(32,174) 1,6837 2 2(1)(32,174) 32,174 ft/s2 32,174 ft.lbm/lbf.s2Daya pompa : P = m x Wp
= lbm/s x 100,5932 ft.lbf/lbm x = 0,2100 hp
Maka dipilih pompa dengan daya motor = 1/4 hp.
LC.8 Tangki pencampur H2SO4 dan tandan kosong kelapa sawit (M-102)
Fungsi : Mencampur larutan asam sulfat 6 % dengan TKKS yang telah dicacah
Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-283 Grade C
Bentuk : tangki silinder vertikal berpengaduk marine propeller tiga daun dengan tutup berbentuk ellipsoidal.
Jumlah : 1 unit
Lama pencampuran : 30 menit = ½ jam
Kondisi operasi :
Tekanan = 1 atm Temperatur = 300C
Laju alir massa total = 5.000 kg/jam
Densitas Bahan = 497,6449 kg/m3 = 31,00530 lbm/ft3
Perhitungan :
Kapasitas tangki, Vt, dengan kebutuhan perancangan 1/2 jam. Vt = x t = x 1/2 jam = 5,0237 m3 Faktor kelonggaran = 20%
Vt = 1,2 5,0237 m3 = 6,0284 m3 = 6.028,3953 liter Diameter tangki, Dt
Tinggi silinder : Diameter (Hs : D) = 1 : 1 Tinggi head : Diameter (Hh : D) = 1 : 4
Vt = Vsilinder = ¼ Dt2 H, dimana H = D, maka: Dt = 3 4Vt = (4 x 6,0284 m3/π)1/3 = 1,9729 m = 77,6740 in 1.875,0000 (0,45359)(3600) 1 hp 550 ft.lbf/lbm FT ρc 5.000 kg/jam 497,6449 kg/m3
r = ½ Dt = ½ × 1,9729 m = 0,9865 m = 38,8370 in Volume ellipsoidal head:
Ve = x Dt3 = x (1,9729 m)3 = 1,0047 m3 Tinggi silinder, Hs
Hs = Dt = 1,9729 m
Tinggi ellipsoidal head, Hh = ¼ Dt Hh = ¼ 1,9729 m = 0,4932 m Tinggi total tangki :
Ht = Hs + Hh
= 1,9729 m + 0,4932 m = 2,4662 m Tinggi cairan (Hc) :
Hc = (1 – 0,2)Hs = 0,8(1,9729) = 1,5783 m Tekanan desain (Pdesain) :
Po = 14,6960 psia
Phidrostatis = ρgHc = (497,6449 kg/m3)×(9,8 m/s2)×( 1,5783 m) = 7.697,4395 N/m2 = 1,1164 psia
Poperasi = Po + P = 14,6960 psia + 1,1164 psia = 15,8124 psia Pdesain = (1+fk)×Poperasi = (1 + 0,2) ×15,8124 psia = 18,9749 psia
Untuk bahan konstruksi Carbon steel, SA – 283, Gr. C: S = 12.650 psia E = 0,8 C = 0,05 in/tahun n = 10 tahun A = 0,5 in (Timmerhaus, 1991, hal. 538) Tebal dinding tangki, d
Untuk cylindrical shells:
) A C ( 0,6P SE R P (d) silinder Tebal (Timmerhaus, 1991, hal. 537) = + (0,05 x 10) π 24 π 24 18,9749 x 38,8370 12.650 x 0,85 – 0,6 x 18,9749
= 0,1149 in Tebal ellipsoidal head, dh
) A C ( 0,2P 2SE Di P (dh) head Tebal (Timmerhaus, 1991, hal. 537) dimana : P = 18,9749 psia D = 77,6740 in Sehingga: dh = + (0,05 x 10) = 0,5685 in
Dari Brownell & Young (1959), dipilih tebal tangki 3/4 in. Tutup terbuat dari bahan yang sama dan tebal yang sama dengan dinding tangki. Pengaduk
Jenis : Marine propeller tiga daun Kecepatan putaran (N) = 120 rpm = 2 rps
Efisiensi motor = 80 %
Pengaduk didesain dengan standar sebagai berikut :
Da : Dt = 1 : 3 (McCabe, 1994, Hal.235) W : Da = 1: 5 (McCabe, 1994, Hal.235) E : Da = 1: 1 (McCabe, 1994, Hal.235) Jadi:
Diameter impeller (Da) = 1/3 Dt = 1/3 1,9729 = 0,6576 m = 2,1571 ft Lebar daun impeller (W) = 1/5 Da = 1/5 0,6576 = 0,1315 m
Tinggi pengaduk dari dasar (E) = Da = 0,6576 m = 2,1571 ft
Viskositas campuran µc (pada 30oC): Viskositas larutan pada 30 0C adalah 9,2083 cp
Viskositas slurry pada 30oC didekati melalui persamaan berikut
(Perry & Green, 1999)
C = 1
18,9749 x 77,6740 2 x 12.650 x 0,85 – 0,2 x 18,9749
Qs = = = 0,8185 m3 s s c Q Q 5 , 2 ln µc = 724.923,8220 cP = 724,9238 kg/m.s Viskositas campuran = µc = 724.923,8220 cP = 724,9238 kg/m.s Daya untuk pengaduk
Bilangan Reynold ( NRe)
NRe = = = 0,5938
Dari Tabel 9.2 (McCabe, 1994), untuk pengaduk jenis impeller, diperoleh kT = 0,32.
c 5 3 T g Da N k P (McCabe, 1994) = = 115,4976 ft.lbf/s = 0,2100 hp Daya motor (Pm) = = = 0,2625 hp Dipakai motor dengan daya 3/8 hp
LC. 9 Screw Conveyor (SC-101)
Fungsi : Mengangkut campuran TKKS dan Asam sulfat ke dalam reaktor R-201
Jenis : horizontal screw conveyor
Bahan konstruksi : self lubricated bronze dengan motor penggerak V-belt Kondisi operasi : Temperatur = 30°C
Tekanan = 1 atm Jarak angkut : 5 m
Laju alir : 5.000 kg/jam = 1,3889 kg/s = 11.025 lb/jam Densitas campuran: 389,3472 kg/m3 = 24,2953 lb/ft3
Laju alir volumetrik : Q F 136.5865ft /jam
15614 . 81 83 . 11084 3 Perhitungan daya motor conveyer :
N x Da2 x ρ µ 2 s-1 x (0,6576 m)2 x 5.000 kg/m3 724,9238 kg/m.s 0,32 x (2 s-1)2 x (2,1571ft)5 x 31,0530 lbm/ft3 32,147 lbm.ft/lbf.s2 P 0,8 0,2100 0,8 V solid Vtotal 8,2237 m3 10,0473 m3 5.000 = 453,7921 ft3/jam 389,3472
![Tabel LB.3 Kapasitas Panas Gas Cpg T°K = a + bT + cT 2 + dT 3 [ J/mol K ]](https://thumb-ap.123doks.com/thumbv2/123dok/4253016.3129017/20.918.192.821.569.908/tabel-lb-kapasitas-panas-gas-cpg-t-mol.webp)
