LAMPIRAN A
PERHITUNGAN NERACA MASSA
Kapasitas produksi : 12.000 ton/tahun Waktu produksi : 330 hari/tahun
Rate produksi : = 1.515,15 kg/jam
Yield produksi : 9,9505 % (dari perhitungan alur mundur) Maka,
Bahan baku yang dibutuhkan : = 15.226,94 kg/jam (kulit kakao)
A.1 Ekstraktor (EX–210)
a. Neraca Massa Masuk Alur 4
Kulit buah kakao mengandung (Riyadi, 2003) : - Pektin : 12,67 %
- Air : 5 %
- Padatan : 82,33 %
Sehingga komposisi bahan masuk ekstraktor
- Pektin : 12,67 % × 15.226,94 kg/jam = 1.929,25 kg/jam - Air : 5,00 % × 15.226,94 kg/jam = 761,35 kg/jam - Padatan : 82,33 % × 15.226,94 kg/jam =12.536,34 kg/Jam
Penambahan HCl sebagai pelarut dengan perbandingan antara massa kulit buah kakao terhadap massa HCl adalah sebesar 1 : 5. Sehingga jumlah larutan yang masuk :
Alur 5
Konsentrasi HCl dalam total pelarut adalah 0,73 % Jumlah HCl :
76.134,71 kg/jam × 0,73 % = 555,78 kg/jam
Larutan HCl yang tersedia adalah HCl 37 %, sehingga jumlah HCl 37 % yang diperlukan adalah = = 1.502,12 kg/jam
Air yang terkandung di dalam HCl 37 %, = 0,63 × 1.502,12 kg/jam = 946,33 kg/jam
Alur 6
Maka, air yang perlu ditambahkan untuk pengenceran HCl 37 % menjadi 0,73 % adalah = 76.134,71 kg/jam – 946,33 kg/jam = 74.632,59 kg/jam
Alur 8
Pektin*
Pektin terekstraksi Air
Cake Kulit Kakao HCl Alur 7 Air HCl : 37 % Alur 4 Pektin : 12,67 % Air : 5,00 %
Gambar A.1 Diagram Alir Ekstraktor (EX-210) b. Neraca Massa Keluar
Alur 8
Komposisi pektin yang terekstraksi adalah : 80 % × 1.929,25 kg/jam = 1.543,40 kg/jam
Sedangkan pektin yang tidak terekstraksi (Pektin*) adalah : = (1.929,25 – 1.543,40) kg/jam
= 385,85 kg/jam
Tabel A.1 Neraca Massa Total Ekstraktor (EX–210)
A.2 Rotary Drum Vacuum Filter 1 (RDVF–220) a. Neraca Massa Masuk
Alur 7 Fasa Padat :
Pektin* = 385,85 kg/jam Zat padat = 12.536,34 kg/jam 12.922,19 kg/jam
Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
Alur 4 Alur 7 Alur 8
Pektin* 1.929,25 0,00 385,85 Pektin terekstraksi 0,00 0,00 1.543,40 Air 761,35 75.578,93 76.340,27 Padatan 12.536,34 0,00 12.536,34 HCl 0,00 555,78 555,78 Jumlah 15.226,94 76.134,71 91.361,65
Fasa Cair :
Pektin = 1.543,40 kg/jam HCl = 555,78 kg/jam Air = 76.340,27 kg/jam 78.439,46 kg/jam
Gambar A.2 Diagram Alir Rotary Drum Vacuum Filter (RDVF-220)
b. Massa Neraca Keluar Alur 8
Jika 10% dari komponen berfasa cair terikut ke fasa padat, maka total jumlah larutan yang ikut padatan (X)
10% = 10% = X = 1.435,80 kg/jam Alur 9 Pektin terekstraksi Air HCl Alur 8 Pektin Pektin terekstraksi Air
Cake Kulit Kakao HCl
Alur 7
Pektin : 0,422 %
Pektin terekstraksi : 1,689 %
Air : 83,558 %
Cake Kulit Kakao : 13,721 %
Maka banyaknya larutan yang ikut padatan : HCl = = 10,17 kg/jam Air = = 1.397,37 kg/jam Pektin = = 28,25 kg/jam Alur 9 Fasa Cair
Pektin = ( – 28,25) kg/jam = 1.515,15 kg/jam HCl = (555,78 – 10,17) kg/jam = 545,61 kg/jam Air = (76.340,27 – 78.439,46) kg/jam = 74.942,90 kg/jam
Tabel A.2 Neraca Massa Total Rotary Drum Vacuum Filter 1 (RDVF–220)
Komponen Masuk (Kg/Jam) Keluar (Kg/Jam)
Alur 7 Alur 8 Alur 9
Pektin* 385,85 385,85 0,00 Pektin terekstraksi 1.543,40 28,25 1.515,15 Air 76.340,27 1.397,37 74.942,90 Padatan 12.536,34 12.536,34 0,00 HCl 555,78 10,17 545,61 Jumlah 91.361,65 14.357,99 77.003,66
A.3 Vaporizer (V–310) a. Neraca Massa Masuk
Alur 9
Pektin = 1.515,15 kg/jam HCl = 545,61 kg/jam Air = 74.942,90 kg/jam 77.003,66 kg/jam
Gambar A.3 Diagram Alir Vaporizer (V-310)
b. Neraca Massa Keluar Alur 10
Pektin dipekatkan dalam Vaporizer dengan menguapkan total pelarut sebanyak 50 % (HCl diasumsikan teruapkan semuanya) sehingga jumlah air yang menguap sebanyak :
= (50 % × (545,61 + 74.942,90)) kg/jam – 545,61 kg/jam Alur 12 Pektin terekstraksi Air Alur 9 Pektin terekstraksi : 1,9676 % Air : 97,3238 % HCl : 0,7085 % Alur 10 Air HCl
= 37.198,64 kg/jam
Sedangkan HCl yang menguap sebanyak = 545,61 kg/jam Alur 12
Fasa Cair (Larutan Pektin Pekat) : Pektin = 1.515,15 kg/jam Air = 37.744,25 kg/jam
Tabel A.3 Neraca Massa Total Vaporizer (V–310)
Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
Alur 9 Alur 10 Alur 12
Pektin terekstraksi 1.515,15 0,00 1.515,15
Air 74.942,90 37.198,64 37.744,25
HCl 545,61 545,61 0,00
Jumlah 77.003,66 37.744,25 39.259,41
A.4 Mixer (M–320)
a. Neraca Massa Masuk Alur 13
Pektin = 1.515,15 kg/jam Air = 37.744,25 kg/jam 39.259,41 kg/jam
Alur 14
Pembentukan Endapan Pektin dilakukan dengan penambahan larutan Isopropil alkohol dengan perbandingan Pektin dan Isopropil alkohol 1:2 sehingga jumlah Isopropil alkohol yang ditambahkan sebanyak 2 × 1.515,15 kg/jam = 3.030,30 kg/jam.
Gambar A.4 Diagram Alir Mixer (M-320)
b. Neraca Massa Keluar Alur 15
Terdapat 2 % Pektin yang tidak terendapkan, maka
Pektin tidak terendapkan (Pektin**) = 0,02 × 1.515,15 kg/jam = 30,30 kg/jam
Endapan Pektin = 1.515,15 kg/jam – 30,30 kg/jam = 1.484,85 kg/jam
Isopropil alkohol = 3.030,30 kg/jam Air = 37.744,25 kg/jam
Tabel A.4 Neraca Massa Total Mixer (M–320)
Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
Alur 13 Alur 14 Alur 15
Pektin** 0,00 0,00 30,30 Endapan Pektin 1.515,15 0,00 1.484,85 Air 37.744,25 0,00 37.744,25 Alur 15 Endapan Pektin Air Isopropil Alkohol Pektin** Alur 14 Isopropil Alkohol Alur 13 Pektin terekstraksi : 3,8863 % Air : 99,1137 %
Isopropil Alkohol 0,00 3.030,30 3.030,30
Jumlah 39.259,41 3.030,30 42.289,71
A.5 Rotary Drum Vacuum Filter 2 (RDVF–330) a. Neraca Massa Masuk
Alur 15 Fasa Padat :
– Endapan pektin = 1.484,85 kg/jam Fasa Cair :
– Pektin ** = 30,30 kg/jam – Isopropil alkohol = 3.030,30 kg/jam – Air = 37.744,25 kg/jam
40.804,86 kg/jam
Gambar A.5 Diagram Alir Rotary Drum Vacuum Filter (RDVF-330) b. Neraca Massa Keluar
Alur 16
Jika 10 % dari komponen berfasa cair terikut dengan endapan pektin, maka banyaknya larutan yang terikut dengan endapan pektin (X)
Alur 17 Air Isopropil Alkohol Pektin** Alur 15 Endapan Pektin : 3,51 % Air : 89,25 % Isopropil Alkohol : 7,17 % Pektin** : 0,07 % Alur 16 Pektin Padatan Air Isopropil Alkohol
10 % = 10 % =
X = 164,98 kg/jam
Larutan yang terkandung pada endapan pektin :
- Air =
= 152,61 kg/jam - Isopropil alkohol =
= 12,25 kg/jam
Endapan Pektin = 1.484,85 kg/jam
Alur 17
Air = (37.744,25 – 152,61) kg/jam = 37.591,65 kg/jam Isopropil alkohol = (3.030,30 – 12,25) kg/jam = 3.018,05 kg/jam Pektin** = 30,30 kg/jam
Tabel A.5 Neraca Massa Total Rotary Drum Vacuum Filter 2 (RDVF–330)
Komponen Masuk (kg/jam) Keluar(kg/jam)
Alur 15 Alur 16 Alur 17
Pektin** 30,30 0,00 30,30
Endapan Pektin 1.484,85 1.484,85 0,00
Air 37.744,25 152,61 37.591,65
Isopropil Alkohol 3.030,30 12,25 3.018,05
A. 6 Tangki Destilasi (TD–350) a. Neraca Massa Masuk
Alur 17
Air = 37.591,65 kg/jam
Isopropil alkohol = 3.018,05 kg/jam Pektin** = 30,30 kg/jam +
= 40.640,00 kg/jam
TD-350
Steam masuk, 150oC Kondensat keluar, 100oC
Gambar A.6 Diagram Alir Tangki Destilasi (TD-350)
b. Neraca Massa Keluar Alur 18
Diinginkan hanya 2 % Air yang menguap dan hanya 2 % Isopropil Alkohol yang tidak teruapkan. Dengan asumsi tidak ada Pektin yang terdapat pada produk atas tangki destilasi, maka,
Alur 17 Pektin** Air : 92,50 % Isopropil Alkohol : 7,43 % Alur 19 Air Isopropil Alkohol Alur 18 Pektin** Air Isopropil Alkohol
Air = (100 – 2) % × 37.591,65 kg/jam = 36.839,81 kg/jam
Isopropil Alkohol = 2 % × 3.018,05 kg/jam = 60,36 kg/jam
Pektin = 30,30 kg/jam
Alur 19
Air = (37.591,65 – 36.839,81) kg/jam = 751,83 kg/jam
Isopropil Alkohol = (3.018,05 – 60,36) kg/jam = 2.957,69 kg/jam
A.7 Rotary Dryer (RD–340) a. Neraca Massa Masuk
Alur 21
Endapan Pektin = 1.484,85 kg/jam
Air = 152,61 kg/jam
Isopropil alkohol = 12,25 kg/jam
Alur 21 Endapan Pektin : 90,01 % Air : 9,25 % Isopropil Alkohol : 0,74 % Alur 22 Air Isopropil Alkohol Alur 23 Endapan Pektin
Gambar A.7 Diagram Alir Rotary Dryer (RD-340)
b. Neraca Massa Keluar Alur 22
Diinginkan Isopropil Alkohol menguap 100 % dan kandungan air dalam produk = 2 %. Maka,
2% = × 100 %
X = massa air yang menguap
2% = × 100 %
X = 122,31 kg/jam
Komposisi uap :
Air = 122,31 kg/jam Isopropil alkohol = 12,25 kg/jam
Alur 19
Endapan Pektin = 1.484,85 kg/jam
Air = (152,61 – 122,31) kg/jam = 30,30 kg/jam
Tabel A.7 Neraca Massa Total Rotary Dryer (RD–340)
Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
Alur 21 Alur 22 Alur 23
Endapan Pektin 1.484,85 0,00 1.484,85
Air 152,61 122,31 30,30
Jumlah 1.649,71 134,56 1.515,15
Total produk pektin = 1.515,15 kg/jam = 1.515,15 kg/jam = 12.000 ton/tahun
Keterangan :
Pektin* = Pektin yang tidak terekstraksi (masih berada di dalam cake kulit kakao).
LAMPIRAN B
PERHITUNGAN NERACA PANAS
Basis perhitungan : 1 jam operasi Satuan panas : kilokalori (kkal) Suhu referensi : 25oC
Tabel B.1 Harga Cp Setiap Komponen Proses pada Suhu 25oC
Komponen Cp (kkal/kg.oC)
Pektin Air HCl
Isopropil Alkohol Cake Kulit Kakao
0,431 0,999 0,621 0,662 1,783 (Wikipedia, 2010)
4.9 Neraca Panas Tangki Ekstraktor (EX–210)
Alur 4
Alur 5 Alur 6
Gambar B.1 Diagram Alir Tangki Ekstraktor (EX–210)
Panas Masuk Q = m . Cp . dT
Jumlah panas masuk (Qmasuk) pada alur 4 adalah :
Tabel B.2 Neraca Panas Masuk pada Alur 4
Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tmasuk (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Pektin 1.929,25 0,431 30 25 4.157,54 Air 761,35 0,999 30 25 3.802,93
Cake Kulit Kakao 12.536,34 1,783 30 25 111.761,48
Total 15.226,94 – – – 119.721,95
Jumlah panas masuk (Qmasuk) pada alur 5 adalah :
Tabel B.3 Neraca Panas Masuk pada Alur 5
Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tmasuk (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Air 946,33 0,999 30 25 4.726,94 HCl 555,78 0,621 30 25 1.725,71 Total 1.502,12 – – – 6.452,64
Jumlah panas masuk (Qmasuk) pada alur 6 adalah :
Tabel B.4 Neraca Panas Masuk pada Alur 6
Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tmasuk (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Air 74.632,59 0,999 30 25 372.789,79 Total 74.632,59 – – – 372.789,79 Maka,
Total Panas Masuk Tangki Ekstraktor (EX–210) adalah,
Qmasuk= (119.721,95 + 6.452,64 + 372.789,79) kkal/jam = 498.964,39 kkal/jam
Panas Keluar Q = m . Cp . dT
Jumlah panas keluar (Qkeluar) Tangki Ekstraktor pada alur 7 adalah :
Tabel B.5 Neraca Panas Keluar Tangki Ekstraktor pada Alur 7
Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tkeluar (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Pektin 1.929,25 0,431 70 25 37.417,87 Air 76.340,27 0,999 70 25 3.431.876,94
Cake Kulit Kakao 12.536,34 1,783 70 25 1.005.853,33
HCl 555,78 0,621 70 25 15.531,37
Total 91.361,65 – – – 4.490.679,50
Untuk menghasilkan suhu 70 oC pada Tangki Ekstraktor (EX–210) diperlukan
pemanasan. Pemanas yang digunakan adalah superheated steam bersuhu 150oC dan
bertekanan 1 atm. Sedangkan kondensat yang terbentuk berupa saturated steam bersuhu 100oC dan bertekanan 1 atm.
Panas yang dilepas steam (Qsteam) :
Qsteam = Qkeluar– Qmasuk
= (4.490.679,50 – 498.964,39) kkal/jam Qsteam = 3.991.715,12 kkal/jam
Dari Tabel Steam Smith, 2004 diperoleh, Hv(150oC, 1 atm) = 664,01 kkal/kg
Hl(100oC, 1 atm) = 100,15 kkal/kg
ms =
ms
=
=
7.079,36 kg/jam4.10 Neraca Panas Vaporizer (V–310)
Gambar B.2 Diagram Alir Vaporizer (V–310)
Panas Masuk Q = m . Cp . dT
Jumlah panas masuk (Qmasuk) Vaporizer (V–310) pada alur 9 adalah :
Tabel B.6 Neraca Panas Masuk Vaporizer (V–310) pada Alur 9
Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tmasuk (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Pektin 1.929,25 0,431 70 25 29.386,36 Air 74.942,90 0,999 70 25 3.369.057,97 HCl 545,61 0,621 70 25 15.247,07 Total 77.003,66 – – – 3.413.691,41 Alur 9 Alur 10 Alur 12
Panas Keluar Q = m . Cp . dT
Jumlah panas keluar (Qkeluar) Vaporizer (V–310) pada alur 10 adalah :
Tabel B.7 Neraca Panas Keluar Vaporizer (V–310) pada alur 10
Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tkeluar (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Air 37.198,64 0,999 110 25 3.158.722,85 HCl 545,61 0,621 110 25 28.800,02 Total 37.744,25 – – – 3.187.522,87
Jumlah panas keluar (Qkeluar) Vaporizer (V–310) pada alur 12 adalah :
Tabel B.8 Neraca Panas Keluar Vaporizer (V–310) pada Alur 12
Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tkeluar (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Pektin 1.515,15 0,431 110 25 55.507,58 Air 37.744,25 0,999 110 25 3.205.053,30 Total 39.259,41 – – – 3.260.560,89 Maka,
Total Panas Keluar Vaporizer (V–310) melalui alur 10 dan alur 12 adalah, Qkeluar= (3.187.522,87 + 3.260.560,89) kkal/jam = 6.448.083,77 kkal/jam
Untuk menghasilkan suhu 110 oC pada Vaporizer (V–310) diperlukan
pemanasan. Pemanas yang digunakan adalah superheated steam bersuhu 150oC dan
bertekanan 1 atm. Sedangkan kondensat yang terbentuk berupa saturated steam bersuhu 100oC dan bertekanan 1 atm.
Untuk menghitung jumlah steam yang dibutuhkan digunakan rumus : F.Cp.(TF–T1) + S.(Hs–hs) = L.hl+ V.Hvl (Geankoplis, 1997)
Dimana,
F = Laju alir massa umpan (kg/jam) Cp = Kapasitas panas umpan (kkal/kg.oC)
TF = Suhu umpan masuk (oC)
T1 = Suhu produk keluar (oC)
S = Jumlah steam yang dibutuhkan (kg/jam) Hs = Entalpi superheated steam (kkal/kg)
hs = Entalpi kondensat (kkal/kg)
L = Laju alir produk bawah Vaporizer (kg/jam) hl = Entalpi produk bawah (kkal/kg)
V = Laju alir produk atas Vaporizer (kg/jam) Hvl = Panas laten produk atas Vaporizer (kkal/kg)
Cp umpan pada alur 9,
Cp = =0,983 kkal/kg.oC S.((664,01 – 100,15)kkal/kg) = [(39.259,41 kg/jam).(0)] + [(37.744,25 kg/jam).(643.28 kkal/kg)] – [(77.003,66 kg/jam).(0,983 kkal/kg.oC).(10–3 g/kg). ((70 –110)oC)] Maka,
Banyaknya steam yang dibutuhkan adalah : S = 48.442,9 kg/jam
4.11 Neraca Panas Kondensor (E–312)
Gambar B.3 Diagram Alir Kondensor (E–312)
Panas Masuk Q = m . Cp . dT
Jumlah panas masuk (Qmasuk) Kondensor (E–312) pada alur 10 adalah :
Tabel B.9 Neraca Panas Masuk Kondensor (E–312) pada Alur 10
Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tmasuk (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Air 37.198,64 0,999 110 25 3.158.722,85 HCl 545,61 0,621 110 25 28.800,02 Total 37.744,25 – – – 3.187.522,87 Panas Keluar Q = m . Cp . dT
Jumlah panas keluar (Qkeluar) Kondensor (E–312) pada alur 11 adalah:
Tabel B.10 Neraca Panas Keluar Kondensor (E–312) pada Alur 11
Komponen m Cp Tkeluar Treferensi Q
(kg/jam) (kkal/kg.oC) (oC) (oC) (kkal/jam)
Air 37.198,64 0,999 30 25 185.807,23
HCl 545,61 0,621 30 25 1.694,12
Total 37.744,25 – – – 187.501,35
Untuk menurunkan suhu fluida panas dari 110 oC hingga menjadi 30 oC sekaligus mengubah fasanya dari uap manjadi cairan, pada Kondensor (E–312) diperlukan kondensasi dengan bantuan air pendingin. Air pendingin yang digunakan adalah air bersuhu 28oC dan bertekanan 1 atm. Sedangkan air pendingin bekas yang terbentuk berupa air bersuhu 50oC dan bertekanan 1 atm.
Panas yang diserap air pendingin (Qw) :
Qw = Qkeluar– Qmasuk
= (187.501,35 – 3.187.522,87) kkal/jam Qw = – 3.000.021,53 kkal/jam
Maka banyaknya air pendingin yang diperlukan (mw) adalah :
mw =
mw
=
=
136.364,62 kg/jam4.12 Neraca Panas Cooler (E–316)
Gambar B.4 Diagram Alir Cooler (E–316)
Panas Masuk Q = m . Cp . dT
Jumlah panas masuk (Qmasuk) Cooler (E–316) pada alur 12 adalah :
Tabel B.11 Neraca Panas Masuk Cooler (E–316) pada Alur 12
Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tmasuk (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Pektin 1.515,15 0,431 110 25 3.205.053,32 Air 37.744,25 0,999 110 25 55.507,58 Total 39.259,41 – – – 3.260.560,90 Panas Keluar Q = m . Cp . dT
Jumlah panas keluar (Qkeluar) Cooler (E–316) pada alur 13 adalah:
Tabel B.12 Neraca Panas Keluar Cooler (E–316) pada Alur 13
Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tkeluar (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Pektin 1.515,15 0,431 30 25 188.532,55 Air 37.744,25 0,999 30 25 3.265,15 Total 39.259,41 – – – 191.797,70
Untuk menurunkan suhu fluida panas dari 110 oC hingga menjadi 30oC, pada
Cooler (E–316) diperlukan kondensasi dengan bantuan air pendingin. Air pendingin
yang digunakan adalah air bersuhu 28 oC dan bertekanan 1 atm. Sedangkan air
pendingin bekas yang terbentuk berupa air bersuhu 70oC dan bertekanan 1 atm.
Panas yang diserap air pendingin (Qw) :
Qw = Qkeluar– Qmasuk
Qw = – 3.068.763,20 kkal/jam
Maka banyaknya air pendingin yang diperlukan (mw) adalah :
mw =
mw
=
=
139.489,24 kg/jam4.13 Neraca Panas Tangki Destilasi (TD–350)
Gambar B.5 Diagram Alir Tangki Destilasi (TD–350)
Panas Masuk Q = m . Cp . dT
Jumlah panas masuk (Qmasuk) Tangki Destilasi (TD–350) pada alur 17 adalah :
Tabel B.13 Neraca Panas Masuk Tangki Destilasi (TD–350) pada Alur 17
Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tmasuk (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Pektin 30,30 0,431 30 25 65,30 Air 37.591,65 0,999 30 25 187.770,27 Isopropil Alkohol 3.018,05 0,662 30 25 9.989,75 Total 40.640,00 – – – 197.825,32 Alur 17 Alur 19 Alur 18
Panas Keluar Q = m . Cp . dT
Jumlah panas keluar (Qkeluar) Tangki Destilasi (TD–350) pada alur 18 adalah :
Tabel B.14 Neraca Panas Keluar Tangki Destilasi (TD–350) pada alur 18
Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tkeluar (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Pektin 30,30 0,431 85 25 783,64 Air 36.839,81 0,999 85 25 2.208.178,36 Isopropil Alkohol 60,36 0,662 85 25 2.397,54 Total 329,82 – – – 2.211.359,54
Jumlah panas keluar (Qkeluar) Tangki Destilasi (TD–350) pada alur 19 adalah :
Tabel B.15 Neraca Panas Keluar Tangki Destilasi (TD–350) pada Alur 19
Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tkeluar (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Air 751,83 0,999 85 25 45.064,86 Isopropil Alkohol 2.957,69 0,662 85 25 117.479,44 Total 3.709,52 – – – 162.544,30 Maka,
Total Panas Keluar Tangki Destilasi (TD–350) melalui alur 18 dan alur 19 adalah, Qkeluar= (2.211.359,54 + 162.544,30) kkal/jam = 2.373.903,84 kkal/jam
Untuk menghasilkan suhu 85 oC pada Tangki Destilasi (TD–350) diperlukan
pemanasan. Pemanas yang digunakan adalah superheated steam bersuhu 150oC dan
bertekanan 1 atm. Sedangkan kondensat yang terbentuk berupa saturated steam bersuhu 100oC dan bertekanan 1 atm.
Untuk menghitung jumlah steam yang dibutuhkan digunakan rumus : F.Cp.(TF–T1) + S.(Hs–hs) = L.hl+ V.Hvl (Geankoplis, 1997)
Dimana,
F = Laju alir massa umpan (kg/jam) Cp = Kapasitas panas umpan (kkal/kg.oC)
TF = Suhu umpan masuk (oC)
T1 = Suhu produk keluar (oC)
S = Jumlah steam yang dibutuhkan (kg/jam) Hs = Entalpi superheated steam (kkal/kg)
hs = Entalpi kondensat (kkal/kg)
L = Laju alir produk bawah Tangki Destilasi (kg/jam) hl = Entalpi produk bawah (kkal/kg)
V = Laju alir produk atas Tangki Destilasi (kg/jam) Hvl = Panas laten produk atas Tangki Destilasi (kkal/kg)
Cp umpan pada alur 17,
Cp = =0,970 kkal/kg.oC S.((664,01 – 100,15)kkal/kg) = [(36.930,48 kg/jam).(0)] + [(3.709,52 kg/jam).(585,27 kkal/kg)] – [(40.640,00 kg/jam).(0,970 kkal/kg.oC). (10–3g/kg).((30–110)oC)] Maka,
Banyaknya steam yang dibutuhkan adalah : S = 7.709,75 kg/jam
4.14 Neraca Panas Kondensor (E–352)
Gambar B.6 Diagram Alir Kondensor (E–352) Panas Masuk
Q = m . Cp . dT
Jumlah panas masuk (Qmasuk) Kondensor (E–352) pada alur 19 adalah :
Tabel B.16 Neraca Panas Masuk Kondensor (E–352) pada Alur 19
Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tmasuk (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Air 751,83 0,999 85 25 45.064,86 Isopropil Alkohol 2.957,69 0,662 85 25 117.479,44 Total 3.709,52 – – – 162.544,30 Panas Keluar Q = m . Cp . dT
Jumlah panas keluar (Qkeluar) Kondensor (E–352) pada alur 20 adalah:
Tabel B.17 Neraca Panas Keluar Kondensor (E–352) pada Alur 20
Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tkeluar (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Air 751,83 0,999 30 25 3.755,41 Alur 19 Alur 20
Isopropil Alkohol 2.957,69 0,662 30 25 9.789,95
Total 3.709,52 – – – 13.545,36
Untuk menurunkan suhu fluida panas dari 85 oC hingga menjadi 30 oC
sekaligus mengubah fasanya dari uap manjadi cairan, pada Kondensor (E–352) diperlukan kondensasi dengan bantuan air pendingin. Air pendingin yang digunakan adalah air bersuhu 28oC dan bertekanan 1 atm. Sedangkan air pendingin bekas yang
terbentuk berupa air bersuhu 50oC dan bertekanan 1 atm.
Panas yang diserap air pendingin (Qw) :
Qw = Qkeluar– Qmasuk
= (13.545,36 – 162.544,30) kkal/jam Qw = – 148.998,95 kkal/jam
Maka banyaknya air pendingin yang diperlukan (mw) adalah :
mw =
mw
=
=
6.772,68 kg/jam4.15 Neraca Panas Rotary Dryer (RD–340)
Alur 21
Alur 22
Gambar B.7 Diagram Alir Rotary Dryer (RD–340) Panas Masuk
Q = m . Cp . dT
Jumlah panas masuk (Qmasuk) Rotary Dryer (RD–340) pada Alur 21 adalah :
Tabel B.18 Neraca Panas Masuk pada Rotary Dryer (RD–340) melalui Alur 21
Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tmasuk (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Pektin 1.484,85 0,431 30 25 3.199,85 Air 152,61 0,999 30 25 763,04 Isopropil Alkohol 12,25 0,662 30 25 40,55 Total 1.649,71 – – – 4.003,45 Panas Keluar Q = m . Cp . dT
Jumlah panas keluar (Qkeluar) Rotary Dryer (RD–340) pada alur 22 adalah :
Tabel B.19 Neraca Panas Keluar Rotary Dryer (RD–340) pada Alur 22
Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tkeluar (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Air 122,31 0,999 60 25 4.280,69 Isopropil Alkohol 12,25 0,662 60 25 283,88 Total 134,56 – – – 4.564,57
Jumlah panas keluar (Qkeluar) Rotary Dryer (RD–340) pada alur 24 adalah :
Tabel B.20 Neraca Panas Keluar Rotary Dryer (RD–340) pada alur 24
Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tkeluar (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Pektin 1.484,85 0,431 50 25 37.121,21 Air 30,30 0,999 50 25 757,58 Total 1.515,15 – – – 37.878,79
Maka,
Total Panas Keluar pada Rotary Dryer (RD–340) melalui alur 22 dan alur 24 adalah, Qkeluar= (4.564,57 + 37.878,79) kkal/jam = 42.443,36 kkal/jam
Produk Pektin yang diinginkan adalah Pektin Padatan dengan kandungan air 2 %. Untuk mengurangi kadar air pada Produk, maka dilakukan pengeringan pada
Rotary Dryer ini. Pengeringan pada Rotary Dryer memerlukan udara panas sebagai
media pengeringnya. Dimana dalam hal ini, panas pada udara panas berasal dari
superheated steam bersuhu 150oC bertekanan 1 atm yang mengalir melewati Blower
(JB–342) yang merupakan alat yang berfungsi untuk menghembuskan udara panas menuju Rotary Dryer (RD–340).
Untuk menghitung jumlah udara yang dibutuhkan Rotary Dryer (RD–340) digunakan rumus :
G.H2+ LS1.X1= G.H1+ LS2.X2 (Geankoplis, 1997)
Dimana,
G = Laju alir massa udara (kg/jam)
H2 = Kelembapan udara masuk (kg H2O/kg udara)
LS1 = Laju alir massa padatan basah (kg/jam)
X1 = Kandungan cairan pada padatan masuk (kg cairan/ kg padatan)
H1 = Kelembapan udara keluar (kg H2O/kg udara)
LS2 = Laju alir massa padatan kering (kg/jam)
X2 = Kandungan cairan pada padatan keluar (kg cairan/kg padatan)
Asumsi udara masuk adalah udara kering (tidak mengandung H2O), maka H2=
0 kg H2O/kg udara. Maka,
G.H1 = G.H2+ LS1.X1– LS2.X2 (Geankoplis, 1997)
= G.(0) + [(1.649,71 kg/jam).(0,111 kg cairan/kg padatan)] – [(1.515,15 kg/jam).(0,0888 kg cairan/kg padatan)]
G.H1 = 48,61 kg/jam
Untuk perhitungan selanjutnya digunakan data : Treferensi = 0oC
HvlAir = 2.489,76 kJ/kg CSi = (1.005 + (1,88 . Hi)) H’Gi = CSi. (TGi– Treferensi) + Hi. Hvl i(Geankoplis, 1997) Maka, H’G2 = CS2. (TG2 – Treferensi) + H2. Hvl air = [(( 1.005 + (1,88 . (0))).((150 – 0)oC))] + [(0) . (2.489,76 kJ/kg)] H’G2 = 150,75 kJ/kg
H’G1 = CS1. (TG1 – Treferensi) + H1. Hvl Isopropil Alkohol
= (1.005 + (1,88 . H1)) . ((60 – 0)oC) + (H1. (663,67 kJ/kg))
H’G1 = 60,3 + 776,47 . H1
Cp umpan pada alur 21, CpS1 =
=0,485 kkal/kg.oC
CpS1 = 2,021 kJ/g.oC
Cp fasa gas pada alur 22, CpS2 = =0,965 kkal/kg.oC CpS2 = 4,021 kJ/g.oC H’S2 = CpS1. (TS2– Treferensi) + X2. CpS2. (TS2– Treferensi) = [(2,021 kJ/g.oC).((50 – 0)oC))] + [(0,089).(4,021 kJ/g.oC).(50 – 0)oC)] H’S2 = 118,92 kJ/g H’S1 = CpS1. (TS2– Treferensi) + X2. CpS2. (TS2– Treferensi) = [(2,021 kJ/g.oC).((30 – 0)oC))] + [(0,111).(4,021 kJ/g.oC).(30 – 0)oC)] H’S1 = 74,03 kJ/g
G.H'G2+ LS1.H'S1= G.H'G1+ LS2.H'S2+ Q (Geankoplis, 1997)
Diasumsikan tidak ada panas yang hilang di dalam Rotary Dryer, Q = 0. Maka,
G =
=
G = 388,71 kg/jam
Jumlah udara yang dibutuhkan Rotary Dryer (RD–340) adalah sebanyak 388,71 kg udara/jam. Untuk menghasilkan udara panas dengan suhu 60 oC,
diperlukan steam untuk memanaskan udara.
Panas yang dilepas steam (Qsteam) :
Qsteam = Qkeluar– Qmasuk
= (42.443,3 – 4.003,45) kkal/jam Qsteam = 38.439,92 kkal/jam
Dari Tabel Steam Smith, 2004 diperoleh, Hv(150oC, 1 atm) = 664,01 kkal/kg
Hl(100oC, 1 atm) = 100,15 kkal/kg
Maka banyaknya steam yang diperlukan (ms) adalah :
ms =
4.16 Neraca Panas Kondensor (E–345)
Gambar B.8 Diagram Alir Kondensor (E–345)
Panas Masuk Q = m . Cp . dT
Jumlah panas masuk (Qmasuk) Kondensor (E–345) pada alur 22 adalah :
Tabel B.21 Neraca Panas Masuk Kondensor (E–345) pada Alur 22
Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tmasuk (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Air 122,31 0,999 60 25 7.330,99 Isopropil Alkohol 12,25 0,662 60 25 486,66 Total 134,56 – – – 7.817,64 Panas Keluar Q = m . Cp . dT
Jumlah panas keluar (Qkeluar) Kondensor (E–345) pada alur 23 adalah:
Tabel B.22 Neraca Panas Keluar Kondensor (E–345) pada Alur 23
Komponen m (kg/jam) Cp (kkal/kg.oC) Tkeluar (oC) Treferensi (oC) Q (kkal/jam) Alur 22 Alur 23
Air 122,31 0,999 30 25 610,92
Isopropil Alkohol 12,25 0,662 30 25 40,55
Total 134,56 – – – 651,47
Untuk menurunkan suhu fluida panas dari 60 oC hingga menjadi 30 oC
sekaligus mengubah fasanya dari uap manjadi cairan, pada Kondensor (E–345) diperlukan kondensasi dengan bantuan air pendingin. Air pendingin yang digunakan adalah air bersuhu 28oC dan bertekanan 1 atm. Sedangkan air pendingin bekas yang
terbentuk berupa air bersuhu 50oC dan bertekanan 1 atm.
Panas yang diserap air pendingin (Qw) :
Qw = Qkeluar– Qmasuk
= (651,47 – 7.817,64) kkal/jam Qw = – 7.166,17 kkal/jam
Maka banyaknya air pendingin yang diperlukan (mw) adalah :
mw =
mw
=
=
325,74 kg/jamTotal kebutuhan steam yang diperlukan pada Pabrik Pektin dari Kulit Kakao ditabulasikan pada Tabel B.23 berikut ini.
Tabel B.23 Total Kebutuhan Steam yang diperlukan pada Pabrik Pektin dari Kulit Kakao
Unit Kebutuhan Steam (kg/jam)
Tangki Ekstraksi (EX–210)
Vaporizer (V–310) Tangki Destilasi (TD–350) Rotary Dryer (RD–340) 7.079,36 48.442,90 7.709,75 64,35 Total 63.296,36
Total kebutuhan air pendingin yang diperlukan pada Pabrik Pektin dari Kulit Kakao ditabulasikan pada Tabel B.23 berikut ini.
Tabel B.24 Total Kebutuhan air pendingin yang diperlukan pada Pabrik Pektin dari Kulit Kakao
Unit Kebutuhan Air Pendingin (kg/jam)
Kondensor (E–312) Cooler (E–316) Kondensor (E–352) Kondensor (E–345) 136.364,60 139.489,24 6.772,68 325,74 Total 282.804,20
LAMPIRAN C
PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN
C.1 Gudang (G – 111)
Fungsi : Sebagai tempat penyimpanan sementara bahan baku (kulit kakao),
Bentuk : Prisma segi empat beraturan, Bahan konstruksi : Beton,
Kondisi Operasi : 30oC; 1 atm
Kebutuhan kulit kakao per jam = kg. Gudang didisain agar bisa menyimpan persediaan bahan baku untuk kebutuhan 2 (dua) minggu produksi.
Kebutuhan kulit kakao =
= 5.116.252,41 Densitas (ρ) kulit kakao = 1.322,5 kg/m3
Volume kulit kakao = 3.868,62
Volume gudang
Gudang dirancang agar terdiri dari 2 bangunan berbentuk prisma segi empat beraturan.
Volume kulit kakao tiap gudang = 1.934,31
Setiap gudang dirancang agar memiliki ruang kosong 20 %, maka volume total tiap gudang,
Dimensi gudang
Tinggi gudang (T) = 5 meter Lebar gudang (L) = L
Panjang gudang (P) = (Perbandingan P : L = 1:2) Volume gudang = = = 2.321,17 m3 = L2 = L = 15,24 P = 30,47 Dengan demikian,
Tiap gudang didisain berkonstruksi beton dan berdinding seng dengan berdimensi :
Panjang (P) = 30,47 m Lebar (L) = 15,24 m Tinggi (T) = 5 m
C.2 Belt Conveyor (BC – 112)
Fungsi : Sebagai alat untuk memindahkan kulit kakao dari gudang ke crusher.
Jenis : Flat Belt on Continous Flow Bahan konstruksi : Carbon Steel
Kondisi Operasi : 30oC ; 1 atm
Laju alir bahan baku : 15.226,94 kg/jam Jumlah alat : 1 (satu) unit Faktor kelonggaran : 20 %
Kapasitas alat = 18.272,33
Dari Tabel 21 – 7 Perry, 1997, untuk kapasitas 18.272,33 kg/jam diperoleh : – Kecepatan Belt = 200 ft/menit
– Tinggi Belt = 14 inchi – Daya motor = 2 hp
C.3 Crusher (SR – 110)
Fungsi : Sebagai alat untuk memotong atau memperkecil ukuran kulit kakao.
Jenis : Rotary knife cutter Kondisi operasi : 30oC ; 1 atm
Laju alir bahan baku : 15.226,94 kg/jam Jumlah alat : 1 (satu) unit Faktor kelonggaran : 20 %
Kapasitas alat = 18.272,33
Dari halaman 829 Perry, 1997, dipilih tipe rotary knife cutter dengan spesifikasi :
Panjang pisau = 21 cm Jumlah pisau = 5 unit
Bahan konstruksi = Stainless steel Kecepatan putaran = 920 rpm
Power = 5 Hp
C.4 Screw Conveyor 1 (SC – 113)
Fungsi : Sebagai alat pengangkut potongan kulit kakao dari
rotary cutter menuju tangki ekstraktor.
Jenis : Rotary Vane Feeder Bahan konstruksi : Carbon Steel
Kondisi operasi : 30oC ; 1 atm
Laju alir bahan baku : 15.226,94 kg/jam Jumlah alat : 1 (satu) unit Faktor kelonggaran : 20 %
Kapasitas alat = 18.272,33
Dari Tabel 21 – 6 Perry, 1997, untuk kapasitas 15.226,94 kg/jam diperoleh : – Diameter pipa = 2,5 inchi
– Diameter shaft = 3 inchi – Diameter pengumpan = 12 inchi – Panjang maksimum = 75 ft – Pusat gantungan = 12 ft – Kecepatan motor = 55 rpm – Daya motor = 15,6 hp
C.5 Tangki HCl (TT – 211)
Fungsi : Sebagai wadah penyimpanan larutan HCl
Bentuk : Silinder tegak dengan alas datar dan tutup ellipsoidal Bahan konstruksi : Stainless Steel A – 283 – 54 grade C
Jumlah alat : 1 (satu) unit Kondisi operasi : 30oC ; 1 atm
Basis perhitungan : 30 hari masa penyimpanan larutan HCl Massa HCl (mHCl) = 1.502,12
= 1.081.524,40 kg
Densitas HCl (ρHCl) = 1184 kg/m3= 73,9147 lb/ft3
Volume HCl (VHCl) = m3
Penentuan ukuran tangki Faktor kelonggaran = 20 %
Volume tangki, VT = (1 + 0,2) × 913,45 m3= 1.096,14 m3
Direncanakan : - Tinggi silinder = Diameter (Hs: D) = 5 : 4
- Tinggi head = Diameter (Hh: D) = 1 : 4
Volume silinder, Vs:
(Brownell and Young, 1958)
Volume tutup, Vh:
(Brownell and Young, 1958) Dimana : Hsr= Tinggi silinder D = Diameter tangki VT = Vs+ Vh 1.096,14 m3 = + 1.096,14 m3= D = D = 9,95 m r = 4,98 = 195,91 in
Sehingga disain tangki :
Diameter silinder, D = 9,95 m
Tinggi silinder, Hsr= = 12,44 m
Tinggi tutup, Hh= = 2,49 m
Tinggi total tangki, HT= Hsr+ Hh= 14,93 m = 48,98 ft
Tinggi cairan, Hc = =
= 12,44 m = 40,81 ft Tebal shell dan tutup tangki
Tebal shell, (Tabel 9 McCetta and Cunningham, 1993)
- Allowable working stress (S) = 12.650 psia - Efisiensi sambungan (E) = 0,8
- Faktor korosi (C) = 0,13 – 0,5 mm/tahun yang digunakan = 0,01 in/tahun
- Umur alat (N) = 15 tahun
- Tekanan Operasi = 1 atm = 14,696 psia
- Tekanan Hidrostatik (Ph) = = Ph = 20,44 psia - Tekanan Operasi (P) P = Po+ Ph P = (14,696 + 20,44) psia = 35,13 psia - Tekanan disain (Pd) Pd = (1 + fk) × P = (1 + 0,2) × 35,13 psia Pd = 42,16 psia
Maka tebal shell :
t = 0,97 in
digunakan shell standar dengan tebal 1 .
Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama, yaitu setebal 1 .
C.6 Pompa HCl (J – 212)
Fungsi : Sebagai tempat untuk memompakan HCl dari tangki penyimpanan HCl ke tangki ekstraksi
Bentuk : Pompa Sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 2 (dua) unit Kondisi operasi : 30oC ; 1 atm
Laju massa HCl, FHCl = 1.502,12 kg/jam = 0,92 lbm/detik
Densitas HCl, ρHCl = 1.184 kg/m3 = 73,91 lbm/ft3
Viskositas HCl, µHCl = 0,8871 cP = 0,00067 lbm/ft.jam
Maka, laju alir volumetrik HCl,
QHCl= = 0,0124 ft3/detik
Perencanaan pompa
Diameter pipa ekonomis, De:
De = 3,9 . (Q)0,45. (ρ)0,13 (Peters dkk, 1990)
= 3,9 . (0,0124 ft3/detik)0,45. (73,91 lb/ft3)0,13
= 0,95 in
Dari App. 5, Perry, 1997 dipilih :
- Jenis pipa = Carbon steel, sch.40 - Diameter nominal = 1 in = 0,0833 ft - Diameter dalam (ID) = 1,049 in = 0,0874 ft
- Diameter luar (OD) = 1,315 in = 0,1096 ft - Luas penampang (Ai) = 0,0060 ft2
Kecepatan rata – rata fluida,
V = = 2,07 ft/detik
Bilangan reynold, NRe =
NRe = 22.483,13 (Turbulen)
= = 0,0017
Dari App. C – 3, Foust, 1980, untuk nilai NRe = 16145,59 dan
Penentuan panjang total pipa, ΣL
Kelengkapan pipa (App. C – 2a, Foust, 1980): - Panjang pipa lurus, L1= 50 ft
- 1 unit gate valve fully open (L/D = 13) L2= 1 × 13 × 0,336 ft = 4,362 ft
- 2 unit elbow standar 90oC (L/D = 30)
L3= 2 × 30 × 0,336 ft = 20,130 ft
- 1 unit sharp edge entrance (K = 0,5 ; L/D = 30) L4= 1 × 30 × 0,336 ft = 10,065 ft
- 1 unit sharp edge exit (K = 1 ; L/D = 60) L5= 1 × 60 × 0,336 ft = 10,065 ft ΣL = L1+ L2+ L3+ L4+ L5 ΣL = 50 + 4,362 + 20,130 + 10,065 + 20,130 = 94,622 ft Penentuan friksi, ΣF ΣF = (pers. 2.10 – 6 Geankoplis, 1983) ΣF = = 2,605 ft.lbf/lbm
Kerja yang diperlukan, –Wf
Jika : Z1 = 0, Z2 = 16,95 ft, V1 = 0 ft/detik, V2 = 2,07 ft/detik, P2– P1 = 0, g = 9,8 m/detik2= 32,152 ft/detik2 gc = 32,174 lbm.ft/lbf.detik2, α = 1,0 (aliran turbulen)
Maka,
Wf = – 19,61 ft.lbf/lbm
Daya pompa, Wp Wp =
Wp = = 0,03 hp
Efisiensi pompa 75 % (pers. 2.7 – 30 Geankoplis, 1983)
Daya aktual motor =
Digunakan pompa yang berdaya = 1 hp
C.7 Tangki Ekstraktor (EX – 210)
Fungsi : Sebagai tempat ekstraksi kulit kakao
Bentuk : Silinder tegak dengan tutup atas berbentuk ellipsoidal Bahan konstruksi : Stainlees steel
Jumlah : 1 (satu) unit Kondisi operasi : 90oC ; 1 atm
Basis perhitungan : 1 jam Massa Campuran (m) = 91.361,65
= 91.361,65 kg
Densitas (ρ) = 1.076,307 kg/m3= 67,19164 lb/ft3
Volume (VC) = 84,88 m3
Penentuan ukuran tangki Faktor kelonggaran = 20 %
Volume tangki, VT = (1 + 0,2) × 84,88 m3= 101,86 m3
Direncanakan : – Tinggi silinder = Diameter (Hs: D) = 5 : 4
- Tinggi head = Diameter (Hh: D) = 1 : 4
Volume silinder, Vs:
(Brownell and Young, 1958)
Volume tutup, Vh:
(Brownell and Young, 1958) Dimana : Hsr= Tinggi silinder D = Diameter tangki VT = Vs+ Vh 101,86 m3 = + 101,86 m3 = D = D = 4,51 m r = = 88,73 in
Sehingga disain tangki :
Diameter silinder, D = 4,51 m = 14,79 ft
Tinggi silinder, Hsr= = 5,63 m
Tinggi tutup, Hh= = 0,56 m
Tinggi total tangki, HT= Hsr+ Hh= 6,19 m = 20,33 ft
Tinggi cairan, Hc= =
= 5,17 m = 16,94 ft Tebal shell dan tutup tangki
Tebal shell, (Tabel 9 McCetta and
- Allowable working stress (S) = 12.650 psia - Efisiensi sambungan (E) = 0,8
- Faktor korosi (C) = 0,13 – 0,5 mm/tahun yang digunakan = 0,01 in/tahun
- Umur alat (N) = 15 tahun
- Tekanan Operasi = 1 atm = 14,696 psia - Tekanan Hidrostatik (Ph) = = Ph = 7,44 psia - Tekanan Operasi (P) P = Po+ Ph P = (14,696 + 7,44) psia = 22,14 psia - Tekanan disain (Pd) Pd = (1 + fk) × P = (1 + 0,2) × 22,14 psia Pd = 26,56 psia
Maka tebal shell :
t = 0,383 in
digunakan shell standar dengan tebal 0,5 .
Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama, yaitu setebal 0,5 .
Penentuan pengaduk
Jenis pengaduk : flat 6 blade turbin impeller Jumlah baffle : 4 unit
Untuk turbin standar (McCabe, 1993), diperoleh Da/Dt = ; Da= × 14,79 ft = 4,93 ft
L/Da = ; L = × 4,93 ft = 1,23 ft W/Da = ; W = × 4,93 ft = 0,99 ft J/Dt = ; J = × 14,79 ft = 1,23 ft Dimana : Dt = Diameter tangki Da = Diameter impeller
E = Tinggi turbin dari dasar tangki L = Panjang blade pada turbin W = Lebar blade pada turbin J = Lebar blade
Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/detik Bilangan Reynold, NRe =
=
= 48.986.742,38
NRe> 10000, maka perhitungan pengadukan menggunakan rumus :
P =
KT = 6,3
P = ×
P = 69,64 hp
Efisiensi motor penggerak 80 %
Daya motor penggerak = 87,06 hp ≈ 87 hp
Penentuan jaket pemanas
- Jumlah steam (100oC) = 5.961,49 kg/jam (Lampiran B)
= 13.339.116,91 Btu/jam - Temperatur awal (To) = 30oC = 86oF
- Temperatur steam (Ts) = 150oF = 302oF
- Densitas steam (ρ) = 943,37 kg/m3= 58,8928 lb m/ft3
- Tinggi jaket (HJ) = Tinggi cairan (HC) = 5,17 m = 16,94 ft
– Koef. Perpindahan Panas (UD) = 200 btu/jam.ft2.oF
– Luas Permukaan Perpindahan Panas (A) A =
=
A = 308,77 ft2 – Volume Steam (VSteam)
VSteam= = = 6,501 m3
– Diameter Luar Jaket (D2)
VSteam =
6,501 m3 =
D2 = 4,68 m
– Tebal Jaket Pemanas (TJ)
TJ = D2– DTangki= 4,68 m – 4,51 m = 0,17 m
TJ = 6,87 in
Dipilih jaket pemanas dengan tebal 7 in.
C.8 Pompa Ekstraktor (J – 221)
Fungsi : Sebagai tempat memompakan bubur kulit kakao dari tangki ekstraksi ke unit filtrasi I
Bentuk : Pompa Sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 1 (satu) unit
Kondisi operasi : 900C ; 1 atm
- Laju massa Campuran, FC = 91.361,65 kg/jam = 55,95 lbm/detik - Densitas Campuran, ρC = 1.076,307 kg/m3 = 67,19164 lbm/ft3 - Viskositas Campuran, µC = 0,446449 cP = 0,0003 lbm/ft.jam Maka, laju alir volumetrik campuran,
QC= = 0,832 ft3/detik Perencanaan pompa
Diameter pipa ekonomis, De:
De = 3,9 . (Q)0,45. (ρ)0,13 (Peter dkk, 1990) = 3,9 . (0,832 ft3/detik)0,45. (67,19164 lb/ft3)0,13
= 6,206 in
Dari App. 5, Perry, 1997 dipilih :
- Jenis pipa = Carbon steel, sch.40 - Diameter nominal = 6 in = 0,5 ft - Diameter dalam (ID) = 6,065 in = 0,505 ft - Diameter luar (OD) = 6,625 in = 0,552 ft - Luas penampang (Ai) = 0,2006 ft2
Kecepatan rata – rata fluida,
V = = 4,15 ft/detik
Bilangan reynold, NRe =
NRe = 469.886,59 (Turbulen)
= = 0,000297
Dari App. C – 3, Foust, 1980, untuk nilai NRe = 469.886,59 dan
0,000297 diperoleh : f = 0,0045. Penentuan panjang total pipa, ΣL
Kelengkapan pipa (App. C – 2a, Foust, 1980): - Panjang pipa lurus, L1= 50 ft
- 1 unit gate valve fully open (L/D = 13) L2= 1 × 13 × 0,336 ft = 4,362 ft - 2 unit elbow standar 90oC (L/D = 30)
L3= 2 × 30 × 0,336 ft = 20,130 ft
- 1 unit sharp edge entrance (K = 0,5 ; L/D = 30) L4= 1 × 30 × 0,336 ft = 10,065 ft
- 1 unit sharp edge exit (K = 1 ; L/D = 60) L5= 1 × 60 × 0,336 ft = 10,065 ft ΣL = L1+ L2+ L3+ L4+ L5 ΣL = 50 + 4,362 + 20,130 + 10,065 + 20,130 = 94,622 ft Penentuan friksi, ΣF ΣF = (pers. 2.10 – 6 Geankoplis, 1983) = ΣF = 1,269756 ft.lbf/lbm Kerja yang diperlukan, –Wf
Jika : Z1 = 0, Z2 = 12 ft, V1= V2= 0 ft/detik, P2– P1 = 0, g = 9,8 m/detik2= 32,152 ft/detik2 gc = 32,174 lbm.ft/lbf.detik2, α = 1,0 (aliran turbulen) Maka, Wf = – 13,16 ft.lbf/lbm Daya pompa, Wp Wp = Wp = = 1,34 hp
Efisiensi pompa 75 % (pers. 2.7 – 30 Geankoplis, 1983)
Daya aktual motor =
Digunakan pompa yang berdaya = 2 hp
C.9 Rotary Drier Vacuum Filter 1 (RDVF – 220)
Fungsi : Sebagai alat untuk memisahkan filtrat pektin dengan
cake kulit kakao
Kondisi operasi : 90oC ; 1 atm
Jenis : Pompa Sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 1 (satu) unit
Kandungan Filtrat
Padatan = 12.922,19 kg/jam = 28.488,56 lb/jam Larutan = 78.439,46 kg/jam = 172.929,4 lb/jam ρcamp = 1.076,307 kg/m3 = 67,19164 lb/ft3
Direncanakan menggunakan 1 unit RDVF
Laju alir volume filtrat, (V)
V = (172.929,4 lb/jam)/(67,191647 lb/ft3) = 2.573,67 ft3/jam = 320,87 gal/menit
Dari tabel 19 – 13 Perry, ed. 6 dipilih : Slow filtering
Konsentrasi solid < 5%
Laju alir filtrat ideal 0,01 – 2 gal/menit.ft2
Dari tabel 11 – 12 Stanly M. Wallas diperoleh dimensi rotary drier vacuum
filter :
Panjang drum : 16 ft Diameter drum : 12 ft Luas permukaan : 608 ft2
Maka :
= 0,528 gal/menit.ft2
Karena hasil perhitungan terhadap laju alir filtrat berada diantara 0,01 – 2 gal/menit.ft2maka dianggap telah memenuhi syarat (layak).
Dari tabel 6. Perry ed. 3 Hal 990 untuk solid karakteristik larutan Kapasitas = 200 – 2.500 lb/ft2.hari Tahanan RDVF = 6 – 20 in. Kapasitas filtrat (Qf) Qf = ((172.929,4 lb/jam × 24 jam/hari))/(608 ft2) = 3.096,29 lb/ft3/hari Penentuan power RDVF, (PRDVF) PRDVF’ = 0,005 hp/ft2× 608 ft2= 3,04 hp
Jika efisiensi motor 80% maka : PRDFV = (3,04 hp)/0,8 = 3,8 hp ≈ 4 hp
C.10 Bak Penampung Cake (BP – 222)
Fungsi = Untuk menampung refinat dari RDVF – 220 Type = Bak persegi empat terbuat dari beton
Laju refinat = 14.357,9 kg/jam Waktu tinggal = 1 hari
Jumlah refinat = × × 1 hari = 344.589,6 kg Densitas refinat = 1.076,3 kg/m3
Volume refinat =
= 320,16 m3
Tinggi bak penampung = 3 m
Panjang bak = P (perbandingan P dan L adalah 2:1) Volume = P × L × T
320,16 m3 = 2L2× 3
L2 = 53,36 m2
P = 2 × L = 14,61 m
C.11 Pompa Filtrat (J – 311)
Fungsi : Sebagai tempat memompakan bubur kulit kakao dari tangki ekstraksi ke Evaporator
Bentuk : Pompa Sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 1 (satu) unit Kondisi operasi : 70oC ; 1 atm
- Laju massa Filtrat, FF = 77,003.66 kg/jam = 47,16 lbm/detik
- Densitas Filtrat, ρF = 1.011,653 kg/m3 = 63,15546 lbm/ft3
- Viskositas Filtrat, µC = 0,557241 cP = 0,000374 lbm/ft.jam
Maka, laju alir volumetrik campuran, QC= = 0,746 ft3/detik
Perencanaan pompa
Diameter pipa ekonomis, De:
De = 3,9 . (Q)0,45. (ρ)0,13 (Peter dkk, 1990)
= 3,9 . (0,746 ft3/detik)0,45. (63,15546 lb/ft3)0,13
= 5,816 in
Dari App. 5, Perry, 1997 dipilih :
- Jenis pipa = Carbon steel, sch.40 - Diameter nominal = 6 in
- Diameter dalam (ID) = 6,065 in = 0,505 ft - Diameter luar (OD) = 6,625 in
- Luas penampang (Ai) = 0,2006 ft2
Kecepatan rata – rata fluida,
V = = 3,72 ft/detik
NRe =
NRe = 203.214,2 (Turbulen)
= = 0,000297
Dari App. C – 3, Foust, 1980, untuk nilai NRe = 203.214,2 dan
0,000297 diperoleh : f = 0,006.
Penentuan panjang total pipa, ΣL
Kelengkapan pipa (App. C – 2a, Foust, 1980): - Panjang pipa lurus, L1= 50 ft
- 1 unit gate valve fully open (L/D = 13) L2= 1 × 13 × 0,336 ft = 4,362 ft
- 2 unit elbow standar 90oC (L/D = 30) L3= 2 × 30 × 0,336 ft = 20,130 ft
- 1 unit sharp edge entrance (K = 0,5 ; L/D = 30) L4= 1 × 30 × 0,336 ft = 10,065 ft
- 1 unit sharp edge exit (K = 1 ; L/D = 60) L5= 1 × 60 × 0,336 ft = 10,065 ft ΣL = L1+ L2+ L3+ L4+ L5 ΣL = 50 + 4,362 + 20,130 + 10,065 + 20,130 = 94,622 ft Penentuan friksi, ΣF ΣF = (pers. 2.10 – 6 Geankoplis, 1983) = ΣF = 0,967 ft.lbf/lbm
Jika : Z1 = 0, Z2 = 15,37254 ft, V1= V2= 0 ft/detik, P2– P1 = 0, g = 9,8 m/detik2= 32,152 ft/detik2 gc = 32,174 lbm.ft/lbf.detik2, α = 1,0 (aliran turbulen) Maka, Wf = – 20,71 ft.lbf/lbm Daya pompa, Wp Wp = Wp = = 1,77 hp
Efisiensi pompa 75 % (pers. 2.7 – 30 Geankoplis, 1983)
Daya aktual motor = ≈ 2,5 hp Digunakan pompa yang berdaya = 2,5 hp
C.12 Vaporizer (V – 310)
Fungsi : Menguapkan HCl dan sebagian air yang terkandung dalam filtrat pektin.
Jenis : Single vaporizer, falling film Bahan : Stainless Steel type 316 Jumlah : 1 unit
Kondisi Operasi
Tekanan : 1 atm Suhu umpan : 90oC = 194oF Suhu operasi : 110oC = 230oF Suhu steam : 150oC = 302oF Suhu kondensat : 100oC = 212oF Media Pemanas
Koef. perp. panas menyeluruh, U = 250 btu/ft2.jam.oF (McCabe,
1976)
Panas yang diserap, Q = 9.042.179 kJ/jam = 8.570.332 btu/jam Luas permukaan pemanasan, (A) = =
A = 272,074 ft2
Digunakan pipa 16 ft dengan OD 1 in BWG 16 1,25 in triangular pitch, dengan luas permukaan per linier (a”t) = 0,2618 ft2/ft. (Kern, 1965)
Jumlah tube = 64,95 ≈ 65 unit
C.13 Kondensor (E – 312)
Fungsi : Menurunkan suhu dan mengubah fasa produk atas Vaporizer dari fasa uap ke fasa cair.
Jenis : 1 – 2 Shell and Tube
Jumlah : 1 Unit
Fluida Panas : Larutan HCl Fluida Dingin : Air Pendingin
Fluida Panas
Laju alir masuk = 37.744,25 kg/jam = 83.211,84 lbm/jam
Panas yang dilepas = 3.000.021,53 kkal/jam = 11.905.047,58 btu/jam Tawal= 110oC = 230oF
Takhir= 30oC = 86oF
Fluida dingin
Tawal= 28oC = 82,4oF
Takhir= 50oC = 122oF
Tabel LC – 1 Data Temperatur pada E–312
Temperatur Fluida Panas Fluida Dingin Selisih
Tinggi T1= 230oF t2= 122 oF 108 oF
Rendah T2= 86oF t1= 82,4oF 3,6oF
LMTD = = = 30,729oF
R = S =
Dari Gambar 19 Kern, 1965, diperoleh nilai FT= 0,95
Maka, ∆tLMTD = FT × LMTD = 0,995 × 30,729oF = 29,16oF Rd ≥ 0,001 ∆P ≤ 10 psi TC= 158oF tC= 102,2oF
1. Luas permukaan (A)
Dari Tabel 8 Kern, 1965, untuk aqueous solution diambil UD= 150
btu/jam.ft2.oF
A = = 2.721,74 ft2
2. Jumlah tubes (Nt)
Digunakan 0,75 in OD tubes BWG 18, L = 20 ft. Dari Tabel 10 Kern, 1965, diperoleh :
Maka, jumlah tubes : Nt=
Dari Tabel 9 Kern, 1965, dengan square pitch 2–P diperoleh jumlah tubes terdekat, Nt= 718 pada shell = 33 in.
3. Koreksi UD A = L × Nt× (a”) = 20 ft × 718 unit × 0,1963 ft2/ft = 2.818,9 ft2 UD = = = 144,8 btu/jam.ft2.oF
4. Flow area (a) a. Tube side
Dari Tabel 10 Kern, 1965, untuk 0,75 in OD tube square pitch diperoleh at’= 0,334 ft2. Maka Flow area tube side (at) :
at= ft2
b. Shell side
Dari Tabel 10 Kern, 1965, untuk 1 in OD tube square pitch diperoleh : Diameter (ID) = 33 in
Jarak baffle max (B) = 4 in Clearance (C’) = 0,25 in Maka Flow area shell side (as) :
as= = 0,229 ft2
5. Laju alir massa (G) a. Tube side
Gt= lbm/jam.ft2 3
V = 0,439 ft/s
b. Shell side
Gs= 1.311.850,97 lbm/jam.ft2
G” = = 818,03 lb/jam.lin.ft
6. Koefisien perpindahan panas (h) a. Tube side
Untuk V = 0,439 ft/s
Pada 102,2oF diperoleh µ = 2,37 lb/ft.jam (Fig. 15 Kern, 1965)
D = = 0,0543 ft (Tabel 10 Kern, 1965)
Ret= 2.290,3
hi = 550 btu/jam.ft2.oF (Fig 25 Kern, 1965) hio = hi × 478,13 btu/jam.ft2.oF
b. Shell side
Asumsi awal ho = 200 btu/jam.ft2.oF
tw = tc+
= 102,2oF +
tw = 113,86oF
Pada tw= 113,86oF diperoleh :
Kw = 0,367 btu/ft.jam.oF (Tabel 4 Kern, 1965)
Sw = 1 kg/ltr (Tabel 6 Kern, 1965)
µw = 0,45 cp (Fig 14 Kern, 1965)
ho = 650 btu/ft2.jam.oF (Fig 12–9 Kern,
1965)
Res = 95.403,13
7. Koefisien perpindahan panas menyeluruh (UC) UC= 275,48 btu/jam.ft2.oF
8. Faktor pengotor (Rd) Rd= 0,00327
Syarat Rd≥ 0,001
Maka rancangan Kondensor memenuhi persyaratan.
Penurunan Tekanan (∆P) Tube Side
1. Pada :
Ret = 2.290,3
f = 0,00012 ft2/in2 (Fig 26 Kern, 1965)
s = 0,626 Gt = 99.932,48 lb/jam.ft2 = 0,003 (Fig 27 Kern, 1965) ∆Pt = ∆Pt = 0,269 psi ∆Pr = = 0,0383 psi 2. ∆PT = ∆Pt+ ∆Pr = 0,269 psi + 0,0383 psi ∆PT = 0,0653 psi Syarat ∆PT ≤ 10 psi
Maka rancangan Kondensor memenuhi persyaratan.
1. Pada : Res = 95.403,13
f = 0,0015 ft2/in2 (Fig 29 Kern, 1965)
Ds = 2,75 ft s = 1,0 N+1 = 12 × = 60 ∆Ps = ∆Ps = 0,545 psi Syarat ∆Ps ≤ 10 psia
Maka rancangan Kondensor memenuhi persyaratan.
C.14 Pompa Produk Atas Vaporizer (J – 313)
Fungsi : Sebagai alat untuk memompakan produk atas
vaporizer ke tangki penyimpanan.
Bentuk : Pompa Sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 1 (satu) unit Kondisi operasi : 30oC ; 1 atm
- Laju massa Larutan HCl, FHCl = kg/jam = 23,11 lbm/detik
- Densitas Larutan HCl, ρHCl = 1002,6414 kg/m3 = 62,953 lbm/ft3
- Viskositas larutan HCl, µHCl= 0,5532 cP = 0,00037 lbm/ft.jam
Maka, laju alir volumetrik larutan,
QC= = 0,369 ft3/detik
Perencanaan pompa
Diameter pipa ekonomis, De:
De = 3,9 . (Q)0,45. (ρ)0,13 (Peter dkk, 1990)
= 3,9 . (0,369 ft3/detik)0,45. (62,593 lb/ft3)0,13 = 4,265 in
- Jenis pipa = Carbon steel, sch.40 - Diameter nominal = 4 in
- Diameter dalam (ID) = 4,026 in = 0,333 ft - Diameter luar (OD) = 4,5 in
- Luas penampang (Ai) = 0,0884 ft2
Kecepatan rata – rata fluida, V = 4,17 ft/detik Bilangan reynold,
NRe =
NRe = 235.981 (Turbulen)
= 0,000447
Dari App. C – 3, Foust, 1980, untuk nilai NRe = 235.981 dan
0,000447 diperoleh : f = 0,006.
Penentuan panjang total pipa, ΣL
Kelengkapan pipa (App. C – 2a, Foust, 1980): - Panjang pipa lurus, L1= 50 ft
- 1 unit gate valve fully open (L/D = 13) L2= 1 × 13 × 0,336 ft = 4,362 ft
- 2 unit elbow standar 90oC (L/D = 30)
L3= 2 × 30 × 0,336 ft = 20,130 ft
- 1 unit sharp edge entrance (K = 0,5 ; L/D = 30) L4= 1 × 30 × 0,336 ft = 10,065 ft
- 1 unit sharp edge exit (K = 1 ; L/D = 60) L5= 1 × 60 × 0,336 ft = 10,065 ft
ΣL = L1+ L2+ L3+ L4+ L5= 94,622 ft
ΣF = (pers. 2.10 – 6 Geankoplis, 1983)
ΣF = 1,83 ft.lbf/lbm
Kerja yang diperlukan, –Wf
Jika : Z1 = 0, Z2 = 104,7639 ft, V1= V2= 0 ft/detik, P2– P1 = 0, g = 9,8 m/detik2= 32,152 ft/detik2 gc = 32,174 lbm.ft/lbf.detik2, α = 1,0 (aliran turbulen) Maka, Wf = – 117,8 ft.lbf/lbm Daya pompa, Wp Wp = = 4,95 hp
Efisiensi pompa 75 % (pers. 2.7 – 30 Geankoplis, 1983)
Daya aktual motor = ≈ 7 hp Digunakan pompa yang berdaya = 7 hp
C.15 Tangki Produk Atas Vaporizer (TT – 314)
Fungsi : Sebagai wadah penyimpanan produk atas Vaporizer Bentuk : Silinder tegak dengan alas datar dan tutup ellipsoidal Bahan konstruksi : Stainless Steel A – 283 – 54 grade C
Kondisi operasi : 30oC ; 1 atm
Basis perhitungan : 30 hari masa penyimpanan larutan Massa larutan (m) =
= 27.175.862,81 kg
Densitas larutan (ρ) = 1.002,641 kg/m3= 62,593 lb/ft3
Volume larutan (Vl) = 27.103,77 m3
Penentuan ukuran tangki Faktor kelonggaran = 20 %
Volume tangki, VT = (1+0,2) × m3= 32.524,53 m3
Diameter dan tinggi silinder :
Direncanakan : – Tinggi silinder = Diameter (Hs: D) = 5 : 4
- Tinggi head = Diameter (Hh: D) = 1 : 4
Volume silinder, Vs:
(Brownell and Young, 1958)
Volume tutup, Vh:
(Brownell and Young, 1958) Dimana : Hsr= Tinggi silinder D = Diameter tangki VT = Vs+ Vh 32.524,53 m3 = + 32.524,53 m3 = D = D = 30,81 m r = 15,4 in
Sehingga disain tangki :
Tinggi silinder, Hsr= = 38,5 m
Tinggi tutup, Hh= = 3,85 m
Tinggi total tangki, HT= Hsr+ Hh= 42,36 m =138,9 ft
Tinggi cairan, Hc= = 35,5 m = 115,8 ft
Tebal shell dan tutup tangki
Tebal shell, (Tabel 9 McCetta and
Cunningham, 1993)
- Allowable working stress (S) = 12.650 psia - Efisiensi sambungan (E) = 0,8
- Faktor korosi (C) = 0,13 – 0,5 mm/tahun yang digunakan = 0,01 in/tahun
- Umur alat (N) = 15 tahun
- Tekanan Operasi = 1 atm = 14,696 psia - Tekanan Hidrostatik (Ph) = Ph = 49,9 psia - Tekanan Operasi (P) P = Po+ Ph P = (14,696 + 49,9) psia = 64,6 psia - Tekanan disain (Pd) Pd = (1 + fk) × P = (1 + 0,2) × 64,6 psia Pd = 77,52 psia
Maka tebal shell :
digunakan shell standar dengan tebal .
Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama, yaitu setebal .
C.16 Pompa Produk Bawah Vaporizer (J – 315)
Fungsi : Sebagai tempat memompakan larutan pektin dari
Vaporizer ke Cooler
Bentuk : Pompa Sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 1 (satu) unit Kondisi operasi : 900C ; 1 atm
- Laju alir massa larutan, F = kg/jam = 24,04 lbm/detik
- Densitas larutan, ρ = 1020,4 kg/m3 = 63,7 lbm/ft3
- Viskositas larutan, µ = 0,561 cP = 0,00038 lbm/ft.jam
Maka, laju alir volumetrik larutan,
QC= = 0,377 ft3/detik
Perencanaan pompa
Diameter pipa ekonomis, De:
De = 3,9 . (Q)0,45. (ρ)0,13 (Peters dkk, 1990)
= 3,9 . (0,377 ft3/detik)0,45. (63,7 lb/ft3)0,13 = 4,3 in
Dari App. 5, Perry, 1997 dipilih :
- Jenis pipa = Carbon steel, sch.40 - Diameter nominal = 4 in
- Diameter dalam (ID) = 4,026 in = 0,355 ft - Diameter luar (OD) = 4,5 in
- Luas penampang (Ai) = 0,0884 ft2
Kecepatan rata – rata fluida, V = 4,27 ft/detik Bilangan reynold,
NRe =
NRe = 241.990,88 (Turbulen)
= = 0,0004471
Dari App. C – 3, Foust, 1980, untuk nilai NRe = 241.990,88 dan
0,0004471 diperoleh : f = 0,0056.
Penentuan panjang total pipa, ΣL
Kelengkapan pipa (App. C – 2a, Foust, 1980): - Panjang pipa lurus, L1= 50 ft
- 1 unit gate valve fully open (L/D = 13) L2= 1 × 13 × 0,336 ft = 4,362 ft
- 2 unit elbow standar 90oC (L/D = 30) L3= 2 × 30 × 0,336 ft = 20,130 ft
- 1 unit sharp edge entrance (K = 0,5 ; L/D = 30) L4= 1 × 30 × 0,336 ft = 10,065 ft
- 1 unit sharp edge exit (K = 1 ; L/D = 60) L5= 1 × 60 × 0,336 ft = 10,065 ft ΣL = L1+ L2+ L3+ L4+ L5 ΣL = 50 + 4,362 + 20,130 + 10,065 + 20,130 = 94,622 ft Penentuan friksi, ΣF ΣF = (pers. 2.10 – 6 Geankoplis, 1983) ΣF = 1,79 ft.lbf/lbm
Kerja yang diperlukan, –Wf Jika : Z1 = 0, Z2 = 15 ft, V1= V2= 0 ft/detik, P2– P1 = 0, g = 9,8 m/detik2= 32,152 ft/detik2 gc = 32,174 lbm.ft/lbf.detik2, α = 1,0 (aliran turbulen) Maka, Wf = – 17,06 ft.lbf/lbm Daya pompa, Wp Wp = Wp = 0,745 hp
Efisiensi pompa 75 % (pers. 2.7 – 30 Geankoplis, 1983)
Daya aktual motor = ≈ 1 hp Digunakan pompa yang berdaya = 1 hp
C.17 Cooler (E – 316)
Fungsi : Menurunkan suhu produk bawah Vaporizer. Jenis : 1 – 2 Shell and Tube
Jumlah : 1 Unit
Fluida Panas : Larutan Pektin Fluida Dingin : Air Pendingin
Fluida Panas
Panas yang dilepas = 3.068.763,20 kkal/jam = 12.177.836,57 btu/jam Tawal= 110oC = 230oF
Takhir= 30oC = 86oF
Fluida dingin
Laju alir air pendingin = 139.489,24 kg/jam = 307.521,13 lbm/jam
Tawal= 28oC = 82,4oF
Takhir= 50oC = 122oF
Tabel LC – 2 Data Temperatur pada E–316
Temperatur Fluida Panas Fluida Dingin Selisih
Tinggi T1= 230oF t2= 122 oF 108 oF
Rendah T2= 86oF t1= 82,4oF 3,6oF
LMTD = = = 30,729oF
R = S =
Dari Gambar 19 Kern, 1965, diperoleh nilai FT= 0,95
Maka, ∆tLMTD = FT × LMTD = 0,995 × 30,729oF = 29,16oF Rd ≥ 0,001 ∆P ≤ 10 psi TC= 176oF tC= 102,2oF
Dari Tabel 8 Kern, 1965, untuk aqueous solution, diambil UD= 150
btu/jam.ft2.oF
A = = 2784,1 ft2
2. Jumlah tubes (Nt)
Digunakan 0,75 in. OD tubes BWG 18, L = 20 ft. Dari Tabel 10 Kern, 1965, diperoleh luas permukaan luar (a”) = 0,1963 ft2/ft
Maka, jumlah tubes : Nt’=
Dari Tabel 9 Kern, 1965, dengan square pitch 2–P diperoleh jumlah tubes terdekat, Nt= 718 pada shell = 33 in.
3. Koreksi UD
A = L × Nt× (a”)
= 2.818,8 ft2
UD =
= 148,15 btu/jam.ft2.oF
4. Flow area (a) a. Tube side
Dari Tabel 10 Kern, 1965, untuk 0,75 in. OD tube square pitch diperoleh at’= 0,334 ft2. Maka Flow area tube side (at) :
at= ft2
b. Shell side
Dari Tabel 10 Kern, 1965, untuk 0,75 in. OD tube square pitch diperoleh : Diameter (ID) = 33 in
Jarak baffle max (B) = 4 in Clearance (C’) = 0,25 in Maka Flow area shell side (as) :
5. Laju alir massa (G) a. Tube side Gt= 103.944,03 lbm/jam.ft2 ρFluida Panas= 1020,3 kg/m3= 63,69 lb/ft3 V = 0,453 ft/s b. Shell side Gs= 1.341.910,37 lbm/jam.ft2 G” = = 836,78 lbm/jam.lin.ft
6. Koefisien perpindahan panas (h) a. Tube side
Untuk V = ft/s
Pada 102,2oF diperoleh µ = 2,37 lb/ft.jam (Fig. 15 Kern, 1965)
D = 0,0543 ft (Tabel 10 Kern, 1965)
Ret=
hi = 555 btu/jam.ft2.oF (Fig 25 Kern, 1965) hio = hi × 482,48 btu/jam.ft2.oF
b. Shell side
Asumsi awal ho = 200 btu/jam.ft2.oF tw = tc+
= 102,2oF +
tw = 118,5oF
Pada tw= 110,3 oF diperoleh :
kw = 0,367 btu/ft.jam.oF (Tabel 4 Kern, 1965)
Sw = 1,0 kg/ltr (Tabel 6 Kern, 1965)
ho = 645 btu/ft2.jam.oF (Fig 12–9 Kern,
1965)
De = 0,0792 ft (Fig 28 Kern, 1965)
Res = 97.589,2
7. Koefisien perpindahan panas menyeluruh (UC) UC= 276,01 btu/jam.ft2.oF
8. Faktor pengotor (Rd) Rd= 0,00312
Syarat Rd≥ 0,001
Maka rancangan Cooler memenuhi persyaratan. Penurunan Tekanan (∆P)
Tube Side 1. Pada :
Ret =
f = 0,00016 ft2/in2 (Fig 26 Kern, 1965)
s = 0,824 Gt = 103.944,03 lbm/jam.ft2 = 0,003 (Fig 27 Kern, 1965) ∆Pt = ∆Pt = 0,0295 psi ∆Ps = = 0,0291 psi 2. ∆PT = ∆Pt+ ∆Pr = 0,0295 psi + 0,0291 psi ∆PT = 0,0587 psi Syarat ∆P ≤ 10 psi
Maka rancangan Cooler memenuhi persyaratan.
Shell Side 1. Pada :
Res = 97.589,2
f = 0,0015 ft2/in2 (Fig 29 Kern, 1965)
Ds = 2,75 ft s = 1,05 N+1 = 12 × = 60 ∆Ps = ∆Ps = 0,57 psi Syarat ∆Ps ≤ 10 psia
Maka rancangan Cooler memenuhi persyaratan. C.18 Pompa Keluaran Cooler (J – 321)
Fungsi : Sebagai alat untuk memompakan larutan pektin yang telah didinginkan menuju ke mixer
Bentuk : Pompa Sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial Steel Jumlah : 1 (satu) unit Kondisi operasi : 900C ; 1 atm
- Laju alir massa larutan, F = 39.259,4 kg/jam = 24,04 lbm/detik
- Densitas larutan, ρ = 1020,3 kg/m3 = 63,69 lbm/ft3
- Viskositas larutan, µ = 0,561 cP = 0,00038 lbm/ft.jam
Maka, laju alir volumetrik larutan, QC= 0,377 ft3/detik
Perencanaan pompa
Diameter pipa ekonomis, De:
De = 3,9 . (Q)0,45. (ρ)0,13 (Peters dkk, 1990)
Dari App. 5, Perry, 1997 dipilih :
- Jenis pipa = Carbon steel, sch.40 - Diameter nominal = 4 in
- Diameter dalam (ID) = 4,026 in = 0,355 ft - Diameter luar (OD) = 4,5 in
- Luas penampang (Ai) = 0,0884 ft2
Kecepatan rata – rata fluida, V = 4,27 ft/detik Bilangan reynold,
NRe =
NRe = 241.990,9 (Turbulen)
= 0,000447
Dari App. C – 3, Foust, 1980, untuk nilai NRe = 241.990,9 dan
0,000447 diperoleh : f = 0,006.
Penentuan panjang total pipa, ΣL
Kelengkapan pipa (App. C – 2a, Foust, 1980): - Panjang pipa lurus, L1= 50 ft
- 1 unit gate valve fully open (L/D = 13) L2= 1 × 13 × 0,336 ft = 4,362 ft
- 2 unit elbow standar 90oC (L/D = 30)
L3= 2 × 30 × 0,336 ft = 20,130 ft
- 1 unit sharp edge entrance (K = 0,5 ; L/D = 30) L4= 1 × 30 × 0,336 ft = 10,065 ft
- 1 unit sharp edge exit (K = 1 ; L/D = 60) L5= 1 × 60 × 0,336 ft = 10,065 ft
ΣL = L1+ L2+ L3+ L4+ L5
ΣL = 50 + 4,362 + 20,130 + 10,065 + 20,130 = 94,622 ft